作为环保型的生产装置，企业对硫磺回收装置关注的重点往往集中在环保达标排放方面，而对于装置余热回收不充分、换热器结垢，以及大量净化水直接排放至污水处理厂等节能降耗方面的问题并未予以充分的重视，从而导致装置综合能耗偏高[1-2]。中国石油四川石化有限责任公司(以下简称四川石化公司)硫磺回收联合装置通过制硫炉余热锅炉自产蒸汽降压改造、降低酸性水汽提装置1.2 MPa蒸汽消耗量、降低溶剂再生装置0.4 MPa蒸汽消耗量、提高净化水综合利用率等一系列节能降耗措施，解决了制约装置节能降耗方面的难题。通过常减压装置电脱盐、常压塔和减压塔塔顶利用净化水作为注水、催化裂化装置烟气脱硫单元净化水替代生产水等技术改造，达到节能降耗的目的[3]。
四川石化公司硫磺回收联合装置包括两套5×104 t/a硫磺回收装置、两套120 t/h酸性水汽提装置、两套350 t/h溶剂再生装置和一套尾气提标CTS装置[4]。在装置实际生产运行过程中，受原料影响及装置工艺设计的限制，存在着一些影响装置节能降耗的问题[5]，具体分析如下。
10×104 t/a硫磺回收联合装置在生产运行过程中，上游各装置送来的酸性水及富胺液存在带油带烃的现象[6-7]。以富胺液为例，设计要求上游各生产装置送来的富胺液中烃的质量浓度不大于10 mg/L，然而通常情况下富胺液中烃的质量浓度为40~100 mg/L(见图 1)，导致经处理后得到的酸性气中的烃含量较高，这不仅增加了制硫炉配风调节的难度，还容易产生积炭，导致余热锅炉换热效率下降[8]、产汽量降低。同时，因余热锅炉设计产汽压力为4.0 MPa，产汽温度高，余热锅炉换热效率下降时，还会存在过程气出口管线超温的隐患，当管线温度上升至370 ℃后，必须停工对余热锅炉管束进行清灰除垢，否则会对装置长周期运行产生不利影响。以一套硫磺回收装置为例，蒸汽降级改造前余热锅炉出口管线温度趋势及检修周期见图 2。
由图 2可知，余热锅炉蒸汽降级改造前，一套硫磺回收装置运行周期约9个月，并且余热锅炉出口过程气管线温度约高达400 ℃，严重影响装置安全运行。
针对酸性水汽提装置流程短、关键用能设备少的特点，对于酸性水汽提装置节能降耗的分析主要集中在1.2 MPa蒸汽消耗上面[9]。受酸性水携带机械杂质的影响，在酸性水汽提装置酸性水-净化水换热器长周期运行情况下，管壳程结垢导致换热效率下降，酸性水进入汽提塔的温度由设计的100 ℃降至约80 ℃，造成塔底汽重沸器1.2 MPa蒸汽使用量增加。酸性水入塔温度趋势见图 3，酸性水-净化水换热器清洗前后蒸汽消耗量对比见图 4。
由图 3可知，酸性水-净化水换热器清洗之前，酸性水入塔温度远低于设计值100 ℃，清洗之后，酸性水入塔温度接近设计值，换热效果比较良好。
由图 4可知，酸性水-净化水换热器清洗前后，在酸性水处理量基本一致的情况下，汽提塔塔底蒸汽用量由约15 t/h降至约13 t/h，差值2 t/h。
溶剂再生装置自2014年开工以来，系统内的脱硫溶剂一直在循环使用，运行期间根据脱硫剂的含量变化，间歇性补充新鲜脱硫溶剂[10]。虽然有胺液在线净化系统的旁滤，但是相对公司脱硫系统总的循环量，胺液在线净化系统过滤量很小，加上长久的循环使用，脱硫溶剂中的机械杂质、热稳定性盐等缓慢积累，导致脱硫效率下降。上游各使用脱硫溶剂的装置为了保证脱硫效果，相应地提高了脱硫溶剂的循环使用量，最终导致溶剂再生装置负荷增加，造成了溶剂再生装置的能耗增加。这一现象在专供加氢裂化脱硫溶剂循环使用的一套溶剂再生单元上表现得最为明显。另外，上游汽油加氢装置吸收塔间歇撇油操作过程中，将携带大量油的富胺液直接送到一套溶剂再生装置，为了使再生后的贫胺液质量合格，溶剂再生塔塔底会消耗更多蒸汽[11]，同时也导致经过再生后的酸性气带烃现象严重，对硫磺回收装置制硫炉操作的影响也比较大。上游装置脱硫溶剂循环量及溶剂再生装置塔底重沸器蒸汽用量(单个重沸器)趋势见图 5。
由图 5可知，随着运行时间的增加，上游装置脱硫溶剂循环用量逐渐增加，由200 t/h增至220 t/h以上，并且溶剂再生装置塔底重沸器蒸汽用量也逐步增加，单边重沸器蒸汽量由22 t/h增至25 t/h以上，溶剂再生装置塔底重沸器蒸汽整体消耗量由44 t/h增至50 t/h以上。
在正常运行情况下，硫磺回收联合装置生产非加氢净化水90 t/h、加氢净化水110 t/h。一方面，硫磺回收联合装置所生产的净化水仅有65 t/h用于电脱盐注水、15 t/h用于渣油加氢和加氢裂化装置回用[12]，回用率仅为40%，其余大部分净化水作为污水送至污水处理厂进行处理，不仅造成了资源的浪费，也增加了污水处理费用。另一方面，由于优化之前净化水质不满足常减压装置注水要求，因此，常减压装置塔顶系统注水使用除盐水；催化裂化装置烟气脱硫脱硝单元注水使用生产水、硫磺回收联合装置酸性水大罐水封水、贫胺液罐水封水；成型冷却水池及尾气净化单元碱洗塔置换水均使用除盐水。这些用水点消耗了大量的清洁水资源。因此，若能用硫磺回收联合装置生产的净化水替代上述生产水及除盐水，用于常减压、催化裂化及硫磺回收等装置各系统注水，将有效提高净化水利用率，减少污水外送量及生产水和除盐水的消耗量，产生极大的经济与环保效益。
针对硫磺回收联合装置在节能降耗方面存在的问题[13]，通过不断调研及探索，从各环节对节能降耗应用分析，将具体节能目标细化，以便于精准落实节能措施，对装置运行制定了以下具体措施。
针对余热锅炉换热效率降低问题，对制硫炉余热锅炉自产蒸汽管线进行了技改，增加了自产蒸汽至1.2 MPa蒸汽系统管网的工艺流程，余热锅炉改产1.2 MPa蒸汽，同时每年利用检修窗口期，对余热锅炉管束进行清灰除垢，目的是降低余热锅炉出口温度，增产1.2 MPa蒸汽。
制硫炉余热锅炉自产蒸汽降压改造措施实施后，余热锅炉自产1.2 MPa蒸汽的产量比产4.0 MPa蒸汽增加约10 t/h，过程气出口温度稳定在280~350 ℃之间，超温隐患也得以消除，为装置长周期运行提供了保障。蒸汽降级改造后余热锅炉出口管线温度趋势及检修周期见图 6。
由图 6可知，余热锅炉蒸汽降级改造后，1套硫磺回收装置运行周期可达19个月左右，运行周期提升约1年，并且余热锅炉出口过程气管线温度约350 ℃，若装置没有其他检修内容，可以延长运行周期。
对于降低酸性水汽提装置1.2 MPa蒸汽消耗，主要采取了提高原料水-净化水换热器换热效率、优化汽提塔操作等措施，具体如下：
(1) 利用装置检修窗口期，对原料水-净化水换热器管束进行清洗除垢，提高换热效率，从而提高酸性水进汽提塔温度、降低塔底重沸器蒸汽消耗。
(2) 协调上游装置稳定操作，减少酸性水携带机械杂质的情况，减轻原料水-净化水换热器管束结垢的情况，保证原料水-净化水换热器长周期高效运行。
(3) 通过优化汽提塔操作条件，调整塔顶抽出、空冷百叶窗开度、汽提塔灵敏板温度、塔底温度及操作压力，及时关注化验分析数据等手段，稳定汽提塔操作，降低汽提塔塔底蒸汽使用量。
上述各项措施于2021年7月全部完成。在保证装置净化水质量稳定合格的情况下，有效降低了酸性水汽提塔塔底再沸器的蒸汽使用量约2 t/h。
从安全环保生产和提质增效两方面对硫磺回收溶剂再生装置脱硫剂进行了优化。针对现有硫磺装置使用脱硫剂脱硫效果不佳、选择性较差的现状，采用在线置换，将一套溶剂再生装置脱硫溶剂更换为高效选择性脱硫溶剂，有效地提高了溶剂脱硫效果并大幅降低了溶剂的系统循环量，从而降低了溶剂再生装置塔底重沸器蒸汽消耗量约10 t/h。
另外，针对上游装置送来的富胺液带油带烃的情况，会同上游装置进行流程技改，对撇油过程产生的富胺液进行油水分离及闪蒸处理后送至硫磺回收联合装置，最大限度减少脱硫溶剂带油带烃的情况。
通过优化酸性水汽提装置工艺参数，进一步提高净化水各项指标，保证满足上游各系统对注水质量的要求。
(1) 对于常减压装置和催化裂化装置，开展新增净化水补水流程技术改造，将注水改为净化水，常减压装置塔顶注水节约23 t/h除盐水，催化裂化装置烟脱补水节约36 t/h生产水，同时节约20%(质量分数)的NaOH溶液约0.1 t/h。
(2) 对硫磺回收联合装置内的尾气提标单元碱洗塔注水流程进行技改，用pH值为9左右的加氢净化水替代除盐水，实现净化水回用的同时，也可降低30%(质量分数)的KOH溶液消耗量约0.5 t/d。
(3) 对硫磺回收联合装置内的成型机冷却水池补充水流程进行技改，由于成型机冷却水长期受钢带脱模剂的影响，导致pH值为4左右。原设计采用除盐水作为置换用水，经技改后，用pH值为9左右的加氢净化水替代除盐水，以提高冷却水的pH值，防止液硫成型单元管线及设备的腐蚀。成型机冷却水pH值由4左右提高至7左右，液硫成型单元管线及设备的腐蚀情况得到明显改善。
(4) 对硫磺回收联合装置内酸性水大罐和贫胺液储罐水封上水管线进行技改，增加加氢净化水供水流程，用加氢净化水替代除盐水，节约除盐水用量约10 t/h，同时也减少了装置污水排放量。根据各用水点对于水质要求的不同，硫磺回收装置净化水利用统计见表 1。
通过余热锅炉技改实践，不仅解决了在日常生产中制硫炉余热锅炉结垢、管束积灰等导致余热锅炉换热效率下降而引起的余热锅炉出口温度超标运行的隐患问题[14]，还增产了1.2 MPa蒸汽。余热锅炉自产蒸汽降级改造前，产汽量约6 t/h，改造后产汽量约16 t/h。因此，余热锅炉自产蒸汽降级改造后增加约10 t/h，增产十分明显。正常生产期间余热锅炉除氧水温度约101℃，压力5.0 MPa，改造前产4.0 MPa，250.394 ℃蒸汽，回收热量10 280.4 MJ/h；改造后产1.2 MPa，187.995 ℃蒸汽，回收热量31 771.2 MJ/h，增加21 490.8 MJ/h。
通过降低酸性水汽提装置1.2 MPa蒸汽消耗应用方案的实施，将酸性水进汽提塔塔温由82 ℃升至95 ℃以上，酸性水汽提塔塔底蒸汽消耗降低约2 t/h，有效降低了酸性水汽提装置的能耗。
将溶剂再生装置更换为高效脱硫溶剂后，系统循环量由350 t/h降到280 t/h左右，降低了20%。在装置65%的负荷下，可将一套溶剂再生装置塔底再沸器0.4 MPa蒸汽使用量由49.6 t/h降到39.7 t/h以下，减少了9.6 t/h，降幅19%以上。同时，由于溶剂脱硫效果的提升，硫磺回收装置尾气吸收塔出口加氢净化尾气中H2S含量(体积分数)由(300~500)×10-6降到150×10-6以下，大幅减少了进入尾气净化单元的负荷，为硫磺回收联合装置烟气SO2达标排放提供了保障[15]。
通过净化水综合利用措施的实施，减少常减压装置除盐水使用量23 t/h，分别减少催化裂化装置生产水和除盐水使用量36 t/h和10 t/h，减少硫磺回收装置除盐水使用量18 t/h，净化水综合利用率由40.0%提高至83.5%，同时减少污水外送量87 t/h，大幅降低了污水处理费用。另外，由于加氢净化水的pH值在9以上，在正常生产时，硫磺尾气提标单元碱洗塔不用补充新鲜碱液，使得硫磺回收联合装置节约30%(质量分数)的KOH溶液约180 t/a。
通过分析硫磺回收联合装置在节能降耗方面存在的不足，研究制定了相对应的技术方案，实施了制硫炉余热锅炉自产蒸汽降压改造、降低酸性水汽提装置1.2 MPa蒸汽消耗、降低溶剂再生装置0.4 MPa蒸汽消耗、提高净化水综合利用等一系列节能降耗措施。使得硫磺回收联合装置生产运行质量得到了很大的提高，装置综合能耗由原来的1 000 kgEO/t降至目前的660 kgEO/t，净化水回用率由原来的40.0%提高至目前的83.5%，累计每年可产生经济效益约4 655万元。
同时，硫磺回收联合装置仍有很多节能潜力可以挖掘。例如，目前只对一套溶剂再生装置进行了高效脱硫溶剂的更换，另一套溶剂再生装置仍在使用普通型脱硫溶剂，存在一定的节能降耗潜力。此外，装置净化水综合利用率虽有提高，但仍有近17%的净化水被作为污水直接排放，没有得到有效利用。下一步将在硫磺回收联合装置节能降耗方面继续深入研究，制定科学有效的措施，进一步优化装置运行水平，在装置节能降耗方面取得更多的突破，创造更大的效益。
2023, Vol. 52 Issue (4): 130-134 2023, Vol. 52 Issue (4): 130-134