1、1800噸年硫磺回收裝置尾氣達標排放分析丁延彬 (大慶石化公司煉油廠, 郵編 163711)摘 要: 本文介紹了大慶石化公司1800噸/年硫磺回收裝置通過技術改造以及應用氣風比先進控制技術之后，生產平穩運行裝置尾氣S02達標排放。關鍵詞:硫磺回收 尾氣 達標1.引言大慶石化公司煉油廠的1800噸年硫磺回收裝置：是煉油廠120萬噸/年柴油加氫裝置的配套裝置，于2004年6月建成投產。主要處理72萬噸/年酸性水汽提裝置和32萬噸/年醇胺液再生裝置生產的酸性氣，年生產硫磺1800噸。裝置自2004年開工以來，煙囪尾氣SO2排放濃度始終超過國家標準GB/T16297-1996的要求。為了解決尾氣SO2

2、排放濃度超標問題、提高硫磺回收裝置運行的穩定性、降低操作人員勞動強度、達到節能降耗的目的，車間進行了一系列的工藝改造處理，最終在2008年1800噸年硫磺回收裝置尾氣達標排放。2.工藝流程簡述（如圖）2.1制硫部分上游裝置來酸性氣經酸性氣分液罐脫液后，進入制硫燃燒爐， 根據制硫反應需氧量，通過比值調節嚴格控制進爐空氣量，經燃燒,將酸性氣中的烴類等有機物全部分解。在爐內約65(v)的H2S進行高溫克勞斯反應轉化為硫，余下的H2S中有1/3轉化為S02，燃燒時所需空氣由制硫爐鼓風機供給。自制硫燃燒爐排出的高溫過程氣一小部分通過高溫摻合閥調節一、二級轉化器的入口溫度, 其余部分進入一級冷凝冷卻器冷卻

3、至160，在一級冷凝冷卻器管程出口，冷凝下來的液體硫磺與過程氣分離，自底部流出進入硫封罐；未冷凝的過程氣經高溫摻合閥調節至232進入一級轉化器，在催化劑的作用下進行反應，過程氣中的H2S和SO2轉化為元素硫。反應后的氣體進入二級冷凝冷卻器，過程氣溫度由308冷卻至160，二級冷凝冷卻器冷凝下來的液體硫磺，在管程出口與過程氣分離，自底部流出進入硫封罐，未冷凝的過程氣再經高溫摻合閥調節至224進入二級轉化器，過程氣在催化劑的作用下繼續進行反應，反應后的過程氣進入三級冷凝冷卻器，溫度從250被冷卻至160。一、二、三級冷凝冷卻器殼程產生0.4MPa(g)的蒸汽自用。在三級冷凝冷卻器管程出口，被冷凝下

4、來的液體硫磺與過程氣分離，自底部流出進入硫封罐；頂部出來的制硫尾氣經尾氣分液罐分液后進入尾氣處理部分。匯入硫封罐的液硫自流進入液硫貯罐，經循環脫氣處理，液硫中的有毒氣體被脫出，送至尾氣焚燒爐焚燒。脫氣后的液硫用液硫泵送至硫磺成型機造粒、稱重、包裝后即為產品硫磺。2.2尾氣加氫部分制硫尾氣自尾氣分液罐出來進入尾氣加熱器，與尾氣焚燒爐出口的高溫煙氣換熱，溫度升到300，混氫后進入加氫反應器，在CT6-5B尾氣加氫催化劑的作用下進行加氫、水解反應，使尾氣中的SO2、S2、COS、CS2還原、水解為H2S。反應后的高溫氣體進入尾氣急冷塔下部，與急冷水逆流接觸、水洗冷卻至40。尾氣急冷塔使用的急冷水，用

5、急冷水泵自急冷塔底部抽出，經急冷水冷卻器冷卻至40后返急冷塔循環使用，為了防止設備腐蝕，需在急冷水中注入NH3，以調節其pH值保持在78。急冷降溫后的尾氣自急冷塔頂出來進入尾氣吸收塔。自醇胺再生系統來的MDEA貧胺液（40的MDEA胺液）進入尾氣吸收塔上部，與尾氣急冷塔來的尾氣逆流接觸，尾氣中的H2S被吸收。自塔頂出來的凈化尾氣（總硫300ppm），進入尾氣焚燒爐，在600高溫下，將凈化尾氣中殘留的硫化物焚燒生成 SO2，剩余的H2和烴類燃燒成CO2和H2O，焚燒后的高溫煙氣經過尾氣加熱器回收熱量后，煙氣溫度降至463，再摻入冷空氣混合降溫至350左右由煙囪排入大氣。吸收H2S后的MDEA富液

6、，經富液泵送返醇胺再生系統進行溶劑再生。3.技術改造3.1酸性氣流量不穩定原因：入裝置酸性氣來自64萬噸/年酸性水汽提裝置、72萬噸/年酸性水汽提裝置、醇胺再生裝置的三路進料，進料量的變化會引起分液罐壓力變化，并造成整個裝置運行的波動。改造處理：64萬噸/年酸性水汽提裝置、72萬噸/年酸性水汽提裝置、醇胺再生裝置的酸性氣出口前增加壓力調節閥，控制入硫磺回收裝置的酸性氣分液罐的壓力。分液罐壓力高過0.07MPa分液罐頂的壓力調節閥自動開啟酸性氣去火炬焚燒。3.2酸性氣管線堵塞原因：酸性氣管線溫度低，容易產生結晶物堵塞管線。改造處理：酸性氣管線增加0.8MPa蒸汽伴熱，提高酸性氣管線的溫度。尾氣加

7、氫單元急冷塔塔底注氣氨停用，改用凈化水置換，減少富胺液攜帶去胺液再生裝置的氨量，避免了再生回流罐出口酸性氣管線出現胺鹽結晶，堵塞管線。并在酸性氣管線上加脫氧水沖洗線定期進行沖洗。3.3過程氣管線泄漏去煙囪原因：循環氣放空線閥門泄漏。改造處理：循環氣放空線閥門由夾套蝶閥改為夾套閘閥。3.4制硫爐供風流量不穩3.4.1原因：制硫爐風機入口閥及放空閥都是現場蝶閥，不能實現DCS調整。3.4.2改造處理：制硫爐風機出口線增加流量表，放空線設置調節閥，實現DCS調整。3.5 比值分析儀冬季經常失靈3.5.1原因：冬季比值分析儀操作溫度低，出現失靈。3.5.2改造處理：比值分析儀伴熱由0.35MPa蒸汽伴

8、熱改為0.8MPa蒸汽伴熱。分析小屋有空隙的地方增加保溫，以提高分析儀的操作溫度，保證正常運行。3.6胺液再生裝置生產不穩3.6.1原因：胺液質量差，易發泡，再生塔操作不穩。3.6.2改造處理：急冷塔停止注氣氨，改用凈化水置換。胺液再生裝置的胺液進行凈化，去除胺液中的固體懸浮物、烴類、熱穩定鹽及胺的降解產物，提高胺液質量。3.7更換尾氣加氫催化劑原因：尾氣加氫催化劑加氫及羰基硫水解效果不理想。改造處理：尾氣加氫催化劑更換為CT6-5B，制硫爐配風以及比值分析儀顯示的H2S/SO222.5進行控制。3.8氣風比控制波動大原因：由于煉油廠煉油能力的提高，脫除的硫含量相應增加，造成1800噸/年硫磺

9、回收裝置超負荷運行。因此，酸性氣分液罐壓力受上游裝置酸性氣流量的影響，壓力波動比較大，酸性氣量與工業風主風量的串級不能投用，操作人員很難調節。如果壓力超過允許范圍（0.07Mpa），或排到火炬去燃燒，污染大氣；或限制汽提及再生裝置的酸性氣排出量，影響兩套裝置的運行穩定，也容易影響后續污水處理裝置的安全運行。改造處理：應用智能控制器，其中主要包括采用復雜控制策略的壓力控制器和氣風比控制器。壓力控制：分液罐有來自64萬噸/年酸性水汽提裝置、72萬噸/年酸性水汽提裝置、醇胺再生裝置的三路進料，進料量的變化會引起分液罐壓力變化，并造成整個裝置運行的波動。采用壓力控制器控制分液罐的壓力在允許范圍內，使制

10、硫燃燒爐進料量相對平穩。氣風比控制：采用復雜控制策略，通過氣風比控制器依據制硫尾氣在線分析儀表AIC5101對H2S和SO2組分的分析結果，調節風量保證制硫尾氣中的H2S/SO22/1。對H2S/SO2比的控制主要由副進風量FIC5103實現，主進風量FIC5102主要實現對酸性氣流量FIC5101的跟蹤，跟蹤比例依據FIC5103的實際值緩慢調整，使FIC5103保持在量程的50左右。最終實現燃燒爐出口、一級二級轉化器內的H2S/SO2比都是2/1的目標，制硫燃燒爐、一級轉化器、二級轉化器達到最佳反應條件，降低后續尾氣加氫處理部分的負荷，尾氣達標排放。4.改造后效果4.1硫磺產量：24小時增產硫磺0.5噸。4.2硫磺尾氣分析采樣時間監 測 煙 氣采樣點SO2 （mg/m3）2008.3.4硫磺尾氣7262008.3.14硫磺尾氣8642008.3.20硫磺尾氣8102008.3.28硫磺尾氣7942008.4.1硫磺尾氣8642008.7.11硫磺尾氣5442008.7.18硫磺尾氣5042008.7.22 硫磺尾氣4995.結束語大慶石化公司1800噸/年硫磺回收裝置通過工藝技術改造以及應用氣