催化裂化煙氣脫硫裝置水系統優化及效果

楊斌，曾光樂

（中國石化巴陵分公司，湖南岳陽414014）

隨著環保意識的不斷加強，環境保護工作也越來越被國家和人們所重視[1]。巴陵石化公司煉油事業部于2014年在105萬t/a重油催化裂化裝置配套新建了煙氣脫硫除塵裝置，有效實現了重油催化裂化裝置的污染物減排，裝置在實際運行中出現了系統內結垢、外排水pH值波動大、精制凈化水使用過程中排水化學需氧量（COD）超高、消泡段補水不足致使設備腐蝕嚴重等問題。

1 問題產生原因分析

1.1 系統內結垢

煙氣脫硫除塵裝置原設計采用新鮮水作為補水，但新鮮水中存在部分鈣離子、鎂離子等，當綜合塔pH值控制呈弱堿性時，即會引起系統結垢，致使漿液循環泵入口過濾網、脹鼓式過濾器濾芯等堵塞，從而導致泵入口過濾網清理頻繁，脹鼓式過濾器濾芯通透性變差，使用壽命變短。

1.2 外排水 pH 值波動較大

煙氣脫硫漿液經脹鼓式過濾器處理得到的上清液主要成分為Na2SO3和NaHSO3，與空氣中的氧發生反應生成硫酸鈉，呈酸性，需加入堿調節pH值至6～9再引入排液池。裝置原設計采用A、B、C三個串聯的氧化罐對上清液進行氧化和pH值調節，工藝流程見圖1。但在這種“三釜反應”模式下，前后罐之間的pH值變化響應需要一定反應時間，三路控制堿量易導致變量因素增多，廢水pH值波動較大，不能達標排放。

1.3 精制凈化水 COD 超高

重油催化裂化裝置產生的精制凈化水總量約20 t/h，用于常壓電脫鹽約8 t/h，其余約12 t/h可用于煙氣脫硫裝置的補水，但水中還原性物質較多，COD較高，其水質情況見表1，若全部用于煙氣脫硫裝置的補水時，將導致出裝置廢水COD超標。實際運行數據表明，當煙氣脫硫裝置凈化水使用量達到6 t/h時，外排廢水COD已達到680 mg/L，不能滿足后部污水預處理單元所要求的煙氣脫硫廢水COD小于600 mg/L的要求。

圖1 上清液氧化及堿處理工藝流程

表1 精制凈化水水質情況 mg/L

1.4 消泡段補水不足

原設計消泡段液位靠間斷補新鮮水維持，平均補水量約3 t/h，溢流量較小，水無法得到及時、有效地置換，使得消泡段水標準密度、總鹽含量（TDS）以及氯離子含量長期處于高位，導致消泡段上部設備腐蝕嚴重；同時，外排凈化煙氣粉塵濃度偏高，接近環保要求上限。

2 改造及優化措施

2.1 補水改用回收水

煉油裝置擁有苯乙烯工藝凝液、精制凈化水等水源，利用這些水源替代煙氣脫硫除塵裝置的新鮮水作為補水，既可以減少系統結垢現象，又能減少裝置水耗。不同水源水質基本情況見表2。

表2 不同水源水質情況 mg/L

從表2可以看出，苯乙烯工藝凝液中Ca2+含量為2.65 mg/L，明顯比新鮮水中Ca2+含量低（81.78 mg/L），且COD與新鮮水相差不大，因此，改造采用了苯乙烯工藝凝液替代新鮮水用于裝置補水的方案；精制凈化水中Ca2+含量也明顯比新鮮水低，但COD較高，用于裝置補水將不能滿足后部污水預處理單元要求，只有降低其COD，才能用于裝置補水。

2.2 氧化工序工藝優化

2.2.1 A 罐單路注堿

考慮到在氧氣足夠的情況下，Na2SO3和NaHSO3的氧化反應速度較快，在A氧化罐就已基本完成氧化反應，即A氧化罐分配風量占總風量40%以上時，停用B、C氧化罐注堿，B、C氧化罐出口pH值不會立即發生變化，而是隨A氧化罐出口pH值變化而同步緩慢變化；停注A氧化罐堿液，A氧化罐出口pH值迅速下降。因此，將氧化罐三罐同時注堿改為A氧化罐單路注堿控制模式，減少控制變量影響，使出裝置廢水pH值達標排放。

2.2.2 調整氧化罐注風量

考慮到氧化反應效果主要和溫度、氧化劑濃度以及反應時間有關[2]，而在目前氧化體系中，反應溫度幾乎恒定在50℃，鼓風機風量已經達到最大負荷，盡可能地增加A反應釜內的溶解氧含量，有效增加氧化反應時間成為唯一可行途徑。通過優化運行發現，在A罐單路注堿量滿足NaHSO3氧化的條件下，將氧化風總量按6∶3∶1依次分配至A、B、C三罐時，氧化效果大幅度提高。

2.3 消泡段補水流程改造

消泡段改造后的補水流程見圖2，將精制凈化水接入消泡段新鮮水管道，停用綜合塔下部注水流程，同時將消泡段原新鮮水注水停用，全部改用精制凈化水，消泡段水溢流量增大，水質明顯改善。

圖2 改造后消泡段注水流程

3 優化效果

3.1 補水水源優化效果

2015年7月將裝置新鮮水全部用工藝凝液替換后，裝置外排水各項指標達到GB 18918—2002明溝污染物排放標準；其次，3臺主要漿液循環泵入口過濾網清理頻次從3次/月下降至1次/半年，脹鼓式過濾器濾芯通透性、穩定性從3個月延長至2年，全年節約設備維護、更新費用12萬元。改造前后凈化水用量對排水COD的影響見圖3。

由圖3可以看出，氧化罐注風工藝優化后，氧化風總量按6∶3∶1依次分配至A、B、C三罐時，氧化效果大幅度提高，COD大幅降低；當富余凈化水全部補入煙氣脫硫除塵裝置時，出裝置廢水COD為456 mg/L，凈化水回收利用可降低裝置外排污水量約8 640 t，年節約排污費用達48萬元。

圖3 改造前后凈化水用量對排水COD的影響

3.2 外排水 pH 值控制效果

優化前后C氧化罐出口pH值變化見圖4。由圖4可以看出，原工藝條件下，C氧化罐出口外排水pH值合格率只有60%，不能滿足環保要求。將三路注堿改為A罐單路注堿后，C氧化罐出口pH值穩定控制在6～8之間，合格率達100%。

圖4 優化前后C氧化罐出口pH值變化

3.3 消泡段注水流程改造效果

改造前，消泡段水溢流量小，消泡段循環漿液得不到快速置換，水中較高的TDS、懸浮顆粒致使漿液密度大，噴嘴霧化效果變差[4]，削弱了漿液對粉塵的吸收。技術改造前后消泡段水質分析結果見表3。

由表3可以看出，改造增加注水后，消泡段漿液的標準密度、TDS以及Cl－含量大幅下降，霧化增強提升了除塵效果，凈化煙氣粉塵濃度由改造前40 mg/m3降至15 mg/m3，減少了粉塵對環境的污染。

另外，Cl－含量的下降降低了設備腐蝕風險[3]，改造后消泡段上部腐蝕狀況大為改善，見圖5。

表3 技術改造前后消泡段水質分析結果

圖5 消泡段設備腐蝕情況

4 結論

使用苯乙烯工藝凝液和精制凈化水替代新鮮水作為補水，解決了裝置運行中系統結垢問題。將A、B、C 3個氧化罐同時注堿改為A氧化罐單路注堿控制模式，外排水pH值波動消除，外排水pH值合格率達100%。A、B、C 3罐按6∶3∶1配比供風，延長了有效氧化時間，提高了氧化效果，COD下降幅度達33.4%，使得精制凈化水全部回收利用。對消泡段補水流程進行改造，有效地解決了消泡段水質差等問題，消泡段粉塵吸收效率提高了62.5%，降低了設備腐蝕風險。