催化再生煙氣余熱回收系統的節能環保改造

楊錦明，付安軍，王東生

（中國石化巴陵分公司，湖南岳陽 414014）

催化裂化裝置再生煙氣余熱回收系統是重要節能設施，其主要由沉降再生器、燃燒式CO焚燒爐及模塊式余熱鍋爐等設備組成。沉降再生器是催化裂化反應的核心設備，操作介質為油氣、煙氣、催化劑；再生器產生約550℃左右的煙氣，經旋風分離器分離催化劑后進入煙道。由于催化裝置采用不完全燃燒方式，在煙氣中含有大量CO，為了回收CO能量，煙道后設置了燃燒式CO焚燒爐及模塊式余熱鍋爐。

由于原設計余熱鍋爐受熱面偏小，造成CO焚燒爐超溫時，550℃的高溫煙氣無法全部進入余熱鍋爐，只能直接由煙囪排向大氣，導致煙氣顯熱及CO化學能損失，并且顆粒物、硫化物及氮氧化物超標排放，造成環境污染。為了進一步回收煙氣顯熱及CO化學能，減少污染，實現煙氣的達標排放，針對煉油工況發生變化后原裝置余熱回收系統存在的問題，探討了節能改造措施，改造實施后實現了煙氣CO零排放及環保達標，取得了較好的經濟效益。

1 再生煙氣余熱回收系統概況

在余熱回收系統中，CO焚燒爐Ⅰ煙氣中的CO與空氣混合后燃燒，燃燒熱及煙氣顯熱均由CO爐后部的余熱鍋爐進行回收，余熱鍋爐產生的3.5 MPa過熱蒸汽進入管網，用于驅動工業汽輪機。

正常情況下，溫度680℃、流量10～13萬m3/h，CO含量5%～10%的再生煙氣通過三旋回收其中的催化劑細粉后，進入煙氣輪機膨脹作功?；厥詹糠譄崮芎蜋C械能后壓力略有降低，溫度降為550℃左右，CO濃度基本不變。煙氣隨后經水封罐后進入CO焚燒爐，溫度提升到900℃，進入余熱鍋爐產生3.5 MPa的過熱蒸汽，之后煙氣溫度降為200℃左右進入煙囪外排。

CO焚燒爐Ⅰ采用臥式布局，其結構見圖1。燃燒器熱負荷為33 000 kW。

圖1 CO焚燒爐Ⅰ

2 余熱回收系統存在的問題及改進方法

2.1 煙氣中CO含量增加造成鍋爐超溫

CO焚燒爐設計以大慶原油為基準，催化再生為不完全再生，煙氣中CO體積分數為3.68%；隨著催化裝置反應處理量加大及實際加工的原油變重后，再生煙氣中CO體積分數達到5%～10%，有時甚至超過11%（見圖2）；由于煙氣中CO含量上升，CO焚燒爐爐膛溫度達到950℃左右，高時超過970℃，引起CO焚燒爐爐膛超溫，進入余熱鍋爐的熱量大幅增加，給鍋爐的安全運行帶來隱患。[1]

圖2 10天內CO體積分數變化

2.2 燃燒不完全方式造成煙氣化學能損失

1）燃燒火嘴調節范圍不合適、壓力偏低

燃燒器瓦斯負荷初始設計在1 000～5 500 m3/h之間，當煙氣中CO含量增加時焚燒爐爐膛溫度易超過900℃，而燃燒器瓦斯量不能降至1 000 m3/h以下；加之火嘴采用一路設計導致壓力偏低，易引起爐膛熄火事故[2]。

2）貧氧不完全燃燒時CO化學能損失

為防止完全燃燒時CO焚燒爐超溫，只能采取將煙氣大量改旁通直排的工藝措施，煙氣燃燒被迫采用貧氧不完全燃燒方式。按CO體積分數9%估算，年外排煙氣的化學能達169.95 TJ，不僅造成煙氣中大部分CO化學能沒有完全回收，也使煙氣直接排入大氣污染環境。

2.3 余熱鍋爐不能滿足工藝及環保需求

1）設計受熱面不滿足實際運行需要

余熱鍋爐設計的蒸發量偏小，鍋爐取熱、過熱不能滿足新的工藝要求。再生煙氣在煙氣輪機做功后，如果進入CO焚燒爐，不完全燃燒的煙氣全部并入鍋爐，會造成一級過熱段出口超溫。因此，實際運行時僅有70%～80%煙氣并入余熱鍋爐，其余煙氣直接排出，造成煙囪排煙溫度超過225℃，能量損失嚴重。余熱鍋爐蒸汽設計值與實際值對比見表1。

表1 余熱鍋爐蒸汽設計值與實際值對比

2）外排煙氣顯熱損失

按設計排煙溫度200℃估算，年外排煙氣中可回收的顯熱高達74.24 TJ。

3）外排煙氣數據不符合環保新標準的要求

外排煙氣中NOx、SO2及顆粒物排放濃度未達到GB 31570—2015特別排放限值要求。

2.4 提高余熱回收效率的技術改進方法

再生煙氣通過余熱鍋爐的總放熱量（Qs）[3]：

式中：Ge為通過余熱鍋爐煙氣的質量流量，kg/h；hi為鍋爐入口煙氣的焓，J/kg；ho為鍋爐出口煙氣的焓，J/kg。

回收的有效熱量（Q1，對過熱段有蒸汽冷媒的鍋爐）：

式中：Gs1為鍋爐蒸發段產生的飽和蒸汽流量，kg/h；Gs2為外界蒸汽冷媒流量，kg/h；hs為過熱蒸汽焓，kJ/kg；hc為供入除氧水的焓，kJ/kg；hsc為外界蒸汽冷媒的焓，kJ/kg。

熱回收效率（ηs）：

從以上公式可知，要提高鍋爐熱回收效率，可以從以下三個方面進行改進：

1）在再生煙氣并入余熱鍋爐總供熱量一定的前提下，利用CO煙氣燃燒產生的化學能來維持余熱鍋爐入口溫度，從而減少燃料氣消耗量。

2）在裝置外來汽熱焓一定條件下，通過提高鍋爐給水量、增加蒸發及過熱受熱面來多產過熱蒸汽。

3）增加并入熱回收系統的煙氣流量、降低排煙溫度來提高余熱利用率。

3 余熱回收系統節能技術改進措施

3.1 增加CO余熱回收及脫硫系統

在原有煙氣余熱回收系統中增加1套CO余熱回收系統，包括立式CO焚燒爐Ⅱ和一字型模塊式余熱鍋爐Ⅱ系統。煙氣脫硫系統采用具有中國石化自主知識產權的雙循環湍沖文丘里除塵脫硫技術，吸收劑為30% NaOH溶液，改造后系統流程見圖3。

新增CO焚燒爐Ⅱ為立式圓筒結構，見圖4，底部水平安裝2個氣體燃燒器，燃料氣流切向進入爐體內部，含有CO成分的氣體從環形分布箱的分布口與二次空氣混合后進入爐體，并在爐內形成高速漩流，與燃燒器產生的高溫煙氣充分混合，燃燒后進入余熱鍋爐。余熱鍋爐Ⅱ采用箱體模塊式結構，一字型上下布置，鍋爐自產蒸汽量19 t/h，外來蒸汽量8 t/h。

圖3 改造后催化系統煙氣流程

圖4 CO焚燒爐Ⅱ

3.2 改造CO焚燒爐I燃燒器

為了改善CO焚燒爐Ⅰ燃燒器（見圖5）調節范圍不合適、點火棒被燒壞、火嘴壓力偏低等問題，對燃燒器進行了技術改造，詳見表2。

圖5 燃燒器結構

表2 改造前后燃燒器對比

4 改造效果

4.1 催化再生煙氣能量得到充分回收利用，降低了裝置能耗

再生煙氣余熱回收系統改造后，催化煙氣未出現直接走旁通排入煙囪的情況，煙氣旁通閥由改造前的年平均開度15.8%，調整為旁通閥全關，煙氣全部得到回收。利用再生煙氣過剩熱和直排煙氣能量，增產3.5 MPa中壓蒸汽11 t/h，補燃用瓦斯使用量平均減少了0.04 t/h。改造前后蒸汽總量、能耗對比見表3。每年新增效益1 600萬元。

表3 改造前后蒸汽總量、能耗對比

4.2 鍋爐并聯運行、互為備用，減少了裝置外引蒸汽量

改造前，余熱鍋爐故障檢修時，煉油裝置所需中壓過熱蒸汽全部由公司管網提供，最大蒸汽消耗量約為90 t/h，蒸汽管網平衡壓力增大。

改造后，正常生產時，實現了2套焚燒爐＋鍋爐系統并聯運行，裝置自產中壓過熱蒸汽基本滿足了裝置自用，外吸最小蒸汽量保持在7 t/h左右。當其中任何一臺鍋爐故障檢修時，另一臺鍋爐保持滿負荷運行，可以最大限度減少催化飽和汽放空。

4.3 煙氣燃燒形式改為完全燃燒，CO氣體零排放

改造后余熱回收系統對煙氣進行了分流，回收煙氣量約40%，原系統回收煙氣量約占總量的60%，消除了CO焚燒爐超溫的根源。改造后，煙氣采用完全燃燒的運行方式，煙氣化學能進一步回收，杜絕了CO焚燒爐煙氣尾燃的危害，實現了外排煙氣CO零排放，滿足了環保新要求。

4.4 余熱回收系統設備運行效率高，可靠性增強

1）CO焚燒爐調節更加靈活

CO焚燒爐Ⅰ燃燒熱負荷調低至正常400 m3/h后，只需較少的燃料氣就能滿足CO燃盡；正常工況下，只需開外圈環形火嘴，即可控制較低的爐膛溫度和較大的煙氣攝入量，提高了再生煙氣余熱的回收效率。CO焚燒爐Ⅱ采用2臺燃燒器獨立燃燒，可以分別獨立根據爐溫控制燃氣量。燃燒負荷的調節更加靈活、簡便。

2）系統設備可靠性增強

CO焚燒爐燃燒器的兩支高能點火器可以抽出，實現了快捷點火，并能有效防止點火棒集炭失效。燃燒器火嘴前燃氣的壓力提高，保證了火焰穩定有力、避免了回火及熄火故障的發生。余熱鍋爐運行負荷均衡避免了超溫、尾燃及水保護段、蒸發段超溫的現象，確保了設備的安穩運行。

4.5 外排煙氣中顆粒物、SO2和NOx含量大幅降低

煙氣脫硫系統投用后，從鍋爐排出的兩路煙氣匯合后進入洗滌脫硫系統，顆粒物、SO2和NOx含量大幅降低（見表4）。

表4 改造前后外排煙氣污染物分析

5 結論

新增CO焚燒爐II、余熱鍋爐II及煙氣脫硫系統后，系統煙氣能量完全回收，每年新增過熱中壓蒸汽8.8萬t/a，節約燃料氣32萬t/a，年收益1 600萬元，一年就可收回改造投資成本，經濟效益顯著；同時實現了裝置平穩長周期運行。投用后外排鍋爐尾氣CO零排放、煙氣中污染物指標全部滿足國家標準排放限值的要求。