催化再生烟气余热回收系统的节能环保改造

杨锦明，付安军，王东生

（中国石化巴陵分公司，湖南岳阳 414014）

催化裂化装置再生烟气余热回收系统是重要节能设施，其主要由沉降再生器、燃烧式CO焚烧炉及模块式余热锅炉等设备组成。沉降再生器是催化裂化反应的核心设备，操作介质为油气、烟气、催化剂；再生器产生约550℃左右的烟气，经旋风分离器分离催化剂后进入烟道。由于催化装置采用不完全燃烧方式，在烟气中含有大量CO，为了回收CO能量，烟道后设置了燃烧式CO焚烧炉及模块式余热锅炉。

由于原设计余热锅炉受热面偏小，造成CO焚烧炉超温时，550℃的高温烟气无法全部进入余热锅炉，只能直接由烟囱排向大气，导致烟气显热及CO化学能损失，并且颗粒物、硫化物及氮氧化物超标排放，造成环境污染。为了进一步回收烟气显热及CO化学能，减少污染，实现烟气的达标排放，针对炼油工况发生变化后原装置余热回收系统存在的问题，探讨了节能改造措施，改造实施后实现了烟气CO零排放及环保达标，取得了较好的经济效益。

1 再生烟气余热回收系统概况

在余热回收系统中，CO焚烧炉Ⅰ烟气中的CO与空气混合后燃烧，燃烧热及烟气显热均由CO炉后部的余热锅炉进行回收，余热锅炉产生的3.5 MPa过热蒸汽进入管网，用于驱动工业汽轮机。

正常情况下，温度680℃、流量10～13万m3/h，CO含量5%～10%的再生烟气通过三旋回收其中的催化剂细粉后，进入烟气轮机膨胀作功。回收部分热能和机械能后压力略有降低，温度降为550℃左右，CO浓度基本不变。烟气随后经水封罐后进入CO焚烧炉，温度提升到900℃，进入余热锅炉产生3.5 MPa的过热蒸汽，之后烟气温度降为200℃左右进入烟囱外排。

CO焚烧炉Ⅰ采用卧式布局，其结构见图1。燃烧器热负荷为33 000 kW。

图1 CO焚烧炉Ⅰ

2 余热回收系统存在的问题及改进方法

2.1 烟气中CO含量增加造成锅炉超温

CO焚烧炉设计以大庆原油为基准，催化再生为不完全再生，烟气中CO体积分数为3.68%；随着催化装置反应处理量加大及实际加工的原油变重后，再生烟气中CO体积分数达到5%～10%，有时甚至超过11%（见图2）；由于烟气中CO含量上升，CO焚烧炉炉膛温度达到950℃左右，高时超过970℃，引起CO焚烧炉炉膛超温，进入余热锅炉的热量大幅增加，给锅炉的安全运行带来隐患。[1]

图2 10天内CO体积分数变化

2.2 燃烧不完全方式造成烟气化学能损失

1）燃烧火嘴调节范围不合适、压力偏低

燃烧器瓦斯负荷初始设计在1 000～5 500 m3/h之间，当烟气中CO含量增加时焚烧炉炉膛温度易超过900℃，而燃烧器瓦斯量不能降至1 000 m3/h以下；加之火嘴采用一路设计导致压力偏低，易引起炉膛熄火事故[2]。

2）贫氧不完全燃烧时CO化学能损失

为防止完全燃烧时CO焚烧炉超温，只能采取将烟气大量改旁通直排的工艺措施，烟气燃烧被迫采用贫氧不完全燃烧方式。按CO体积分数9%估算，年外排烟气的化学能达169.95 TJ，不仅造成烟气中大部分CO化学能没有完全回收，也使烟气直接排入大气污染环境。

2.3 余热锅炉不能满足工艺及环保需求

1）设计受热面不满足实际运行需要

余热锅炉设计的蒸发量偏小，锅炉取热、过热不能满足新的工艺要求。再生烟气在烟气轮机做功后，如果进入CO焚烧炉，不完全燃烧的烟气全部并入锅炉，会造成一级过热段出口超温。因此，实际运行时仅有70%～80%烟气并入余热锅炉，其余烟气直接排出，造成烟囱排烟温度超过225℃，能量损失严重。余热锅炉蒸汽设计值与实际值对比见表1。

表1 余热锅炉蒸汽设计值与实际值对比

2）外排烟气显热损失

按设计排烟温度200℃估算，年外排烟气中可回收的显热高达74.24 TJ。

3）外排烟气数据不符合环保新标准的要求

外排烟气中NOx、SO2及颗粒物排放浓度未达到GB 31570—2015特别排放限值要求。

2.4 提高余热回收效率的技术改进方法

再生烟气通过余热锅炉的总放热量（Qs）[3]：

式中：Ge为通过余热锅炉烟气的质量流量，kg/h；hi为锅炉入口烟气的焓，J/kg；ho为锅炉出口烟气的焓，J/kg。

回收的有效热量（Q1，对过热段有蒸汽冷媒的锅炉）：

式中：Gs1为锅炉蒸发段产生的饱和蒸汽流量，kg/h；Gs2为外界蒸汽冷媒流量，kg/h；hs为过热蒸汽焓，kJ/kg；hc为供入除氧水的焓，kJ/kg；hsc为外界蒸汽冷媒的焓，kJ/kg。

热回收效率（ηs）：

从以上公式可知，要提高锅炉热回收效率，可以从以下三个方面进行改进：

1）在再生烟气并入余热锅炉总供热量一定的前提下，利用CO烟气燃烧产生的化学能来维持余热锅炉入口温度，从而减少燃料气消耗量。

2）在装置外来汽热焓一定条件下，通过提高锅炉给水量、增加蒸发及过热受热面来多产过热蒸汽。

3）增加并入热回收系统的烟气流量、降低排烟温度来提高余热利用率。

3 余热回收系统节能技术改进措施

3.1 增加CO余热回收及脱硫系统

在原有烟气余热回收系统中增加1套CO余热回收系统，包括立式CO焚烧炉Ⅱ和一字型模块式余热锅炉Ⅱ系统。烟气脱硫系统采用具有中国石化自主知识产权的双循环湍冲文丘里除尘脱硫技术，吸收剂为30% NaOH溶液，改造后系统流程见图3。

新增CO焚烧炉Ⅱ为立式圆筒结构，见图4，底部水平安装2个气体燃烧器，燃料气流切向进入炉体内部，含有CO成分的气体从环形分布箱的分布口与二次空气混合后进入炉体，并在炉内形成高速漩流，与燃烧器产生的高温烟气充分混合，燃烧后进入余热锅炉。余热锅炉Ⅱ采用箱体模块式结构，一字型上下布置，锅炉自产蒸汽量19 t/h，外来蒸汽量8 t/h。

图3 改造后催化系统烟气流程

图4 CO焚烧炉Ⅱ

3.2 改造CO焚烧炉I燃烧器

为了改善CO焚烧炉Ⅰ燃烧器（见图5）调节范围不合适、点火棒被烧坏、火嘴压力偏低等问题，对燃烧器进行了技术改造，详见表2。

图5 燃烧器结构

表2 改造前后燃烧器对比

4 改造效果

4.1 催化再生烟气能量得到充分回收利用，降低了装置能耗

再生烟气余热回收系统改造后，催化烟气未出现直接走旁通排入烟囱的情况，烟气旁通阀由改造前的年平均开度15.8%，调整为旁通阀全关，烟气全部得到回收。利用再生烟气过剩热和直排烟气能量，增产3.5 MPa中压蒸汽11 t/h，补燃用瓦斯使用量平均减少了0.04 t/h。改造前后蒸汽总量、能耗对比见表3。每年新增效益1 600万元。

表3 改造前后蒸汽总量、能耗对比

4.2 锅炉并联运行、互为备用，减少了装置外引蒸汽量

改造前，余热锅炉故障检修时，炼油装置所需中压过热蒸汽全部由公司管网提供，最大蒸汽消耗量约为90 t/h，蒸汽管网平衡压力增大。

改造后，正常生产时，实现了2套焚烧炉＋锅炉系统并联运行，装置自产中压过热蒸汽基本满足了装置自用，外吸最小蒸汽量保持在7 t/h左右。当其中任何一台锅炉故障检修时，另一台锅炉保持满负荷运行，可以最大限度减少催化饱和汽放空。

4.3 烟气燃烧形式改为完全燃烧，CO气体零排放

改造后余热回收系统对烟气进行了分流，回收烟气量约40%，原系统回收烟气量约占总量的60%，消除了CO焚烧炉超温的根源。改造后，烟气采用完全燃烧的运行方式，烟气化学能进一步回收，杜绝了CO焚烧炉烟气尾燃的危害，实现了外排烟气CO零排放，满足了环保新要求。

4.4 余热回收系统设备运行效率高，可靠性增强

1）CO焚烧炉调节更加灵活

CO焚烧炉Ⅰ燃烧热负荷调低至正常400 m3/h后，只需较少的燃料气就能满足CO燃尽；正常工况下，只需开外圈环形火嘴，即可控制较低的炉膛温度和较大的烟气摄入量，提高了再生烟气余热的回收效率。CO焚烧炉Ⅱ采用2台燃烧器独立燃烧，可以分别独立根据炉温控制燃气量。燃烧负荷的调节更加灵活、简便。

2）系统设备可靠性增强

CO焚烧炉燃烧器的两支高能点火器可以抽出，实现了快捷点火，并能有效防止点火棒集炭失效。燃烧器火嘴前燃气的压力提高，保证了火焰稳定有力、避免了回火及熄火故障的发生。余热锅炉运行负荷均衡避免了超温、尾燃及水保护段、蒸发段超温的现象，确保了设备的安稳运行。

4.5 外排烟气中颗粒物、SO2和NOx含量大幅降低

烟气脱硫系统投用后，从锅炉排出的两路烟气汇合后进入洗涤脱硫系统，颗粒物、SO2和NOx含量大幅降低（见表4）。

表4 改造前后外排烟气污染物分析

5 结论

新增CO焚烧炉II、余热锅炉II及烟气脱硫系统后，系统烟气能量完全回收，每年新增过热中压蒸汽8.8万t/a，节约燃料气32万t/a，年收益1 600万元，一年就可收回改造投资成本，经济效益显著；同时实现了装置平稳长周期运行。投用后外排锅炉尾气CO零排放、烟气中污染物指标全部满足国家标准排放限值的要求。