金洲 陳上訪(fǎng) 羅雙笛

1.中國(guó)石化股份有限公司鎮(zhèn)海煉化分公司 2.中油國(guó)際管道公司

硫磺回收裝置處理含H2S酸性氣并回收硫磺,目前,大部分石油煉制企業(yè)、煤化工企業(yè)及高含硫天然氣凈化企業(yè)需處理的酸性氣流量大,H2S含量高,配置的硫磺回收裝置一般采用克勞斯(Claus)制硫+尾氣處理+尾氣焚燒工藝,該工藝硫磺回收裝置一般由制硫單元、尾氣處理單元和尾氣焚燒單元等組成。自2015年7月1日GB 31570-2015《石油煉制工業(yè)污染物排放標(biāo)準(zhǔn)》實(shí)施后[1-2],部分煉廠硫磺回收裝置在尾氣焚燒單元后增設(shè)煙氣脫硫單元,以滿(mǎn)足更加嚴(yán)格的煙氣排放標(biāo)準(zhǔn)[3-6]。

硫磺回收裝置處于石油煉制、煤化工企業(yè)工廠生產(chǎn)鏈的末端,所處理的酸性氣具有壓力低(約50 kPa)、流量大和增壓風(fēng)險(xiǎn)高等特點(diǎn),因此,硫磺回收裝置正常運(yùn)行最基本的條件就是過(guò)程氣系統(tǒng)暢通[7]。裝置過(guò)程氣系統(tǒng)包括酸性氣進(jìn)裝置和空氣混合燃燒、過(guò)程氣換熱設(shè)備、制硫及加氫反應(yīng)器、過(guò)程氣急冷和吸收凈化塔等。過(guò)程氣系統(tǒng)暢通要求酸性氣燃燒后產(chǎn)生的過(guò)程氣能順利通過(guò)各生產(chǎn)設(shè)備抵達(dá)煙囪,并將廢氣排放至大氣。另外,硫磺回收裝置系統(tǒng)低壓降運(yùn)行還可降低裝置運(yùn)行能耗(包括上游溶劑再生能耗和裝置主風(fēng)機(jī)運(yùn)行電耗等)。因此,硫磺回收裝置過(guò)程氣系統(tǒng)保持低壓降工況是實(shí)現(xiàn)裝置高效、長(zhǎng)周期運(yùn)行的關(guān)鍵。結(jié)合硫磺回收裝置生產(chǎn)實(shí)際,裝置過(guò)程氣系統(tǒng)壓降上升的可能原因包括：①反應(yīng)爐燒嘴故障導(dǎo)致通道堵塞;②反應(yīng)爐配風(fēng)不足導(dǎo)致烴類(lèi)燃燒不完全產(chǎn)生系統(tǒng)積炭;③裝置生產(chǎn)波動(dòng)導(dǎo)致加氫反應(yīng)器硫擊穿引起急冷塔單質(zhì)硫堵塞;④吸收塔溶劑變質(zhì)(或夾帶雜質(zhì))導(dǎo)致吸收塔填料堵塞,塔壓降升高;⑤裝置反應(yīng)爐燒氨不完全導(dǎo)致過(guò)程氣低溫部位銨鹽結(jié)晶;⑥裝置硫冷器液硫出口管線(xiàn)不暢導(dǎo)致硫冷器積聚液硫引起管束壓降上升。

1 硫磺回收裝置簡(jiǎn)介

鎮(zhèn)海煉化10×104t/a硫磺回收裝置負(fù)責(zé)處理來(lái)自延遲焦化、加氫裂化和蠟油/柴油加氫等裝置的高含H2S酸性氣,同時(shí)處理配套的低壓無(wú)側(cè)線(xiàn)污水汽提裝置的含氨酸性氣(氨體積分?jǐn)?shù)約30%)。裝置采用二級(jí)Claus制硫+尾氣加氫還原+尾氣焚燒工藝技術(shù),由制硫單元、尾氣處理單元、尾氣焚燒單元和液硫脫氣單元4部分組成。壓力為40 kPa的酸性氣通過(guò)酸性氣管網(wǎng)進(jìn)入硫磺回收裝置回收其中的硫,廢氣凈化后得以排放,排放煙氣中SO2質(zhì)量濃度達(dá)到GB 31570-2015的要求。

1.1 裝置主要工藝技術(shù)特點(diǎn)

裝置主要工藝技術(shù)特點(diǎn)如下：

(1) 裝置采用直接注入式燒氨技術(shù),反應(yīng)爐采用進(jìn)口高強(qiáng)度專(zhuān)用燒氨燒嘴,含氨酸性氣和預(yù)熱后的清潔酸性氣混合后直接進(jìn)入反應(yīng)爐,在1 250 ℃以上的爐溫環(huán)境中實(shí)現(xiàn)燒氨;裝置采用二級(jí)常規(guī)克勞斯制硫和加氫還原尾氣處理工藝。

(2) 克勞斯部分采用在線(xiàn)加熱爐再熱工藝,使裝置具有較大的操作靈活性;尾氣加氫凈化加熱爐采用專(zhuān)用燒嘴,在次化學(xué)當(dāng)量比工況下燃燒具備產(chǎn)氫功能,可為尾氣加氫提供部分氫氣。裝置采用在線(xiàn)爐再熱工藝,同時(shí),具備較低的操作壓降。

(3) 尾氣加氫還原工藝采用質(zhì)量分?jǐn)?shù)為35%的高效吸收劑,采用兩級(jí)吸收、兩段再生技術(shù),可使處理后尾氣中H2S質(zhì)量濃度≤20 mg/m3;尾氣吸收塔后增設(shè)尾氣堿洗塔,應(yīng)急工況時(shí)采用堿液吸收深度脫硫,而正常工況時(shí)堿洗塔停運(yùn)。

(4) 裝置設(shè)置H2S/SO2比值分析儀、H2含量分析儀、急冷水pH值分析儀、煙氣中O2含量分析儀、煙氣CEMS分析儀及VOCs分析儀等,確保裝置的安全平穩(wěn)運(yùn)行和煙氣達(dá)標(biāo)排放。

(5) 反應(yīng)爐余熱鍋爐及后部過(guò)程氣管線(xiàn)、硫冷凝器在安裝時(shí),均向液硫流出口側(cè)傾斜1°,消除管線(xiàn)中液硫的積聚和凝結(jié);采用地下液硫儲(chǔ)槽,實(shí)現(xiàn)液硫由高往低順流。

(6) 酸性氣進(jìn)料設(shè)預(yù)熱器,避免產(chǎn)生銨鹽結(jié)晶堵塞管道與設(shè)備;裝置采用三合一冷凝器及二合一反應(yīng)器,可在減少系統(tǒng)流程管路長(zhǎng)度的同時(shí)減少占地面積。

1.2 裝置標(biāo)定工況

在10×104t/a硫磺回收裝置標(biāo)定期間,酸性氣流量為9 745～12 332 kg/h,平均流量為11 045 kg/h,平均負(fù)荷為72.33%(以裝置硫磺產(chǎn)量計(jì)算),裝置標(biāo)定物料平衡數(shù)據(jù)見(jiàn)表1。

裝置加工損失為219 kg/h,分析其主要原因是裝置各流量計(jì)測(cè)量偏差。

標(biāo)定期間裝置系統(tǒng)壓降數(shù)據(jù)見(jiàn)表2。

表1 裝置標(biāo)定物料平衡數(shù)據(jù)kg/h輸入酸性氣11 045空氣35 928燃料氣536氫氣25合計(jì)47 534輸出硫磺8 611含硫污水5 444煙道氣32 710回流酸性氣550損失219合計(jì)47 534

表2 裝置標(biāo)定期間過(guò)程氣系統(tǒng)壓降kPa設(shè)備名稱(chēng)設(shè)備入口壓力設(shè)備壓降備注酸性氣進(jìn)裝置邊界閥前31.010.0壓力為測(cè)量值酸性氣預(yù)熱器21.01.5壓力為測(cè)量值反應(yīng)爐燒嘴19.51.5壓降為測(cè)量值反應(yīng)爐18.0-壓力為計(jì)算值制硫單元-4.8壓降為計(jì)算值加氫爐13.2-壓力為測(cè)量值加氫反應(yīng)器、蒸汽發(fā)生器-1.5壓降為測(cè)量值急冷塔11.71.5壓降為測(cè)量值尾氣吸收塔10.22.2壓降為測(cè)量值尾氣吸收塔塔頂控制閥8.07.2壓降為測(cè)量值焚燒爐0.81.2壓降為計(jì)算值煙囪出口-0.4-煙囪抽力計(jì)算值 注：酸性氣進(jìn)裝置邊界閥壓降達(dá)到10.0 kPa,主要是邊界閥開(kāi)度較小截流酸性氣引起的壓降;吸收塔塔頂控制閥壓降為7.2 kPa,主要是塔頂控制閥開(kāi)度較小截流引起的壓降。

由表2可知,不考慮吸收塔塔頂控制閥截流引起的壓降,本裝置在本次標(biāo)定期間,反應(yīng)爐燒嘴后至煙囪過(guò)程氣系統(tǒng)(包括：制硫單元、加氫反應(yīng)器、蒸汽發(fā)生器、急冷塔、尾氣吸收塔、焚燒爐)的總壓降為11.2 kPa[7]。

2 裝置系統(tǒng)壓降分析

2.1 硫磺回收裝置系統(tǒng)壓降控制原則

硫磺回收裝置正常運(yùn)行最基本的條件是系統(tǒng)暢通,要求氣相和液相均保持暢通,即要求酸性氣燃燒后的過(guò)程氣能暢通地到達(dá)煙囪排放,反應(yīng)產(chǎn)生的液相硫磺能暢通地到達(dá)液硫池,是硫磺回收裝置長(zhǎng)周期運(yùn)行的關(guān)鍵。由于硫磺回收裝置處于煉油裝置生產(chǎn)鏈的末端,酸性氣原料壓力低,同時(shí),裝置生產(chǎn)過(guò)程中伴隨著氣相降溫和液相冷凝回收,裝置過(guò)程氣系統(tǒng)流程的布置和優(yōu)化很重要,目前,煉廠硫磺回收裝置進(jìn)料壓力一般控制在50 kPa以下,裝置過(guò)程氣系統(tǒng)壓降一般要求在30 kPa以下。

硫磺回收裝置單位處理量所對(duì)應(yīng)的系統(tǒng)壓降計(jì)算公式見(jiàn)式(1)[8]。

A=p/(Q1+Q2)

(1)

式中 ：A為單位處理量所對(duì)應(yīng)的系統(tǒng)壓降,kPa/(t·h-1);p為系統(tǒng)壓降,kPa;Q1為酸性氣總量,t/h;Q2為消耗空氣總量,t/h。

計(jì)算固定頻率(以天或周為單位)進(jìn)程的參數(shù)A,可以形成一條相對(duì)穩(wěn)定的曲線(xiàn),曲線(xiàn)出現(xiàn)大幅度的波動(dòng)或持續(xù)的上升、降低均表明整個(gè)系統(tǒng)存在一定的隱患,需要及時(shí)檢查分析并處理。同理,對(duì)裝置反應(yīng)器、硫冷器、塔設(shè)備等壓降進(jìn)行定期監(jiān)測(cè),也能及時(shí)發(fā)現(xiàn)系統(tǒng)壓降存在的問(wèn)題[8]。

2.2 裝置反應(yīng)爐燒嘴壓降計(jì)算

硫磺回收裝置反應(yīng)爐燒嘴是酸性氣進(jìn)入過(guò)程氣系統(tǒng)的第1臺(tái)減壓設(shè)備,對(duì)燒嘴設(shè)備而言,適當(dāng)?shù)母邏航悼墒篃斐隹谒嵝詺夂涂諝饣旌细映浞?有利于提高燃燒效果,且壓降過(guò)低也會(huì)導(dǎo)致燒嘴回火,設(shè)備被燒壞。燒嘴壓降是設(shè)備的特有屬性,在燒嘴出廠時(shí)廠家就進(jìn)行了標(biāo)定,并繪制出降壓性能曲線(xiàn),本裝置反應(yīng)爐燒嘴壓降性能曲線(xiàn)見(jiàn)圖1。

根據(jù)表1中的裝置標(biāo)定工況,在酸性氣負(fù)荷為11 045 kg/h時(shí),由圖1可知,該工況裝置燒嘴壓降為1.4 kPa,實(shí)際標(biāo)定期間的裝置反應(yīng)爐燒嘴壓降測(cè)量值為1.5 kPa,基本符合燒嘴壓降性能曲線(xiàn)。

2.3 硫磺回收裝置典型設(shè)備壓降核算

10×104t/a硫磺回收裝置流程簡(jiǎn)圖見(jiàn)圖2。由圖2可知,本裝置正常工況下過(guò)程氣系統(tǒng)主要設(shè)備包括反應(yīng)爐、反應(yīng)爐余熱鍋爐、2臺(tái)在線(xiàn)加熱爐、2臺(tái)制硫反應(yīng)器、3臺(tái)硫冷凝器、硫捕集器、加氫爐、加氫反應(yīng)器、加氫蒸汽發(fā)生器、急冷塔、尾氣吸收塔、焚燒爐及其余熱鍋爐、煙囪等,其中,反應(yīng)爐、在線(xiàn)加熱爐、加氫爐和焚燒爐等設(shè)備均為中空筒式結(jié)構(gòu),類(lèi)似于管道系統(tǒng),壓降很低,反應(yīng)爐余熱鍋爐、3臺(tái)硫冷凝器、加氫蒸汽發(fā)生器和焚燒爐/余熱鍋爐等均為固定管板換熱器結(jié)構(gòu),2臺(tái)制硫反應(yīng)器、加氫反應(yīng)器均為臥式固定床反應(yīng)器,急冷塔、尾氣吸收塔均為規(guī)整填料塔。下面選擇部分典型設(shè)備進(jìn)行標(biāo)定工況壓降核算。

2.3.1換熱設(shè)備壓降核算

以硫磺回收裝置反應(yīng)爐余熱鍋爐為例進(jìn)行裝置換熱設(shè)備壓降核算。硫磺回收裝置反應(yīng)爐余熱鍋爐主要是回收反應(yīng)爐高溫克勞斯反應(yīng)產(chǎn)生的熱量,生產(chǎn)3.5 MPa飽和蒸汽,并降低過(guò)程氣溫度,滿(mǎn)足后續(xù)生產(chǎn)需求。1 290 ℃的高溫過(guò)程氣經(jīng)過(guò)反應(yīng)爐余熱鍋爐管束后,被冷卻至350 ℃,不考慮高溫氣體降溫過(guò)程的化學(xué)反應(yīng),簡(jiǎn)化為氣體組分經(jīng)過(guò)固定管板換熱器管束,可參考管殼式換熱器管束壓降的計(jì)算方法。本裝置反應(yīng)爐余熱鍋爐管束為1 925根、長(zhǎng)度為6.122 m的Ф38 mm×5 mm管道,管束迎火面設(shè)置陶瓷保護(hù)套管,計(jì)算壓降時(shí)忽略陶瓷套管壓降。

根據(jù)《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》[9],管殼式換熱器直管段壓降公式見(jiàn)式(2)。

(2)

式中：Δp為管束壓降,Pa;f為摩擦系數(shù);Gi為管內(nèi)流速,m/s;Ls為管束長(zhǎng)度,m;ntpass為管程數(shù);ρ為流體密度,kg/m3;di為管束內(nèi)徑,m;Φt為黏度校正系數(shù)。

當(dāng)雷諾數(shù)Ret>2 100時(shí)：

(3)

當(dāng)Ret<2 100時(shí)：

(4)

式中：μ為流體平均溫度下的黏度,Pa·s;μw為流體管壁溫度下的黏度,Pa·s。

工業(yè)設(shè)計(jì)時(shí),摩擦系數(shù)可分別取為[9]：

當(dāng)Ret<2 100時(shí)：

(5)

當(dāng)Ret>2 100時(shí)：

(6)

(7)

式中：d為管束內(nèi)徑,m;u為管束內(nèi)流速,m/s。

根據(jù)管束尺寸,單根管束截面積A單為：

(8)

管束總橫截面積：

A=615.44×1 925=1 184 722 mm2≈1.184 7 m2

(9)

高溫過(guò)程氣進(jìn)入管束后,溫度快速下降,同時(shí),管束外壁溫度為250 ℃(3.5 MPa飽和蒸汽溫度),簡(jiǎn)化計(jì)算,管束內(nèi)部中心平均溫度按500 ℃計(jì)算,管束邊緣溫度按280 ℃計(jì)算。根據(jù)標(biāo)定工況數(shù)據(jù),可進(jìn)行如下計(jì)算：

(10)

(11)

管壁溫度按300 ℃計(jì)算,查詢(xún)得到,μw=0.025 mPa·s。

(12)

(13)

(14)

則Δp=996 Pa

由計(jì)算可得,本裝置標(biāo)定工況下反應(yīng)爐余熱鍋爐壓降為996 Pa,考慮鍋爐管束陶瓷套管,反應(yīng)爐余熱鍋爐壓降可按1.0 kPa考慮。裝置過(guò)程氣系統(tǒng)其余換熱設(shè)備,包括3臺(tái)硫冷凝器、加氫蒸汽發(fā)生器、焚燒爐余熱鍋爐壓降也可按此進(jìn)行計(jì)算,即每臺(tái)換熱設(shè)備壓降約1.0 kPa,過(guò)程氣系統(tǒng)換熱設(shè)備總壓降約6.0 kPa。

2.3.2反應(yīng)器壓降計(jì)算

過(guò)程氣進(jìn)入反應(yīng)器后,在催化劑作用下發(fā)生反應(yīng)并穿過(guò)反應(yīng)器床層,根據(jù)《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》,固定床反應(yīng)器壓降計(jì)算公式見(jiàn)式(15)[9]。

(15)

式中：Δp為壓降,Pa;fm為摩擦系數(shù),無(wú)量綱;ρ為流體密度,kg/m3;um為床層平均流速,m/s;L為床層高度,m;dp為催化劑粒徑,m;εB為反應(yīng)器床層體積空隙率。

根據(jù)反應(yīng)器結(jié)構(gòu),反應(yīng)器床層按最小流通面積計(jì)算平均速度。最小流通面積為：A=4.08×12.5=51 m2,則反應(yīng)器平均氣相流速為：

(16)

(17)

查詢(xún)文獻(xiàn)[10]可知,氣體黏度為0.025 mPa·s。

計(jì)算反應(yīng)器內(nèi)雷諾數(shù)(Re),見(jiàn)式(18)。

(18)

根據(jù)《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》[9],摩擦系數(shù)fm為：

(19)

式中：a、b系數(shù)采用Ergun提出的數(shù)值,a=1.75,b=150,查詢(xún)《化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)》,本反應(yīng)器床層空隙率εB為0.5[9],計(jì)算可得：

(20)

(21)

由計(jì)算可知,硫磺回收裝置采用大型臥式反應(yīng)器,可最大限度地降低反應(yīng)器床層壓降。在本裝置標(biāo)定工況下,反應(yīng)器床層壓降計(jì)算值僅74 Pa,具備很好的低壓降性能,考慮到反應(yīng)器入口管道有氣體分布器,會(huì)產(chǎn)生一定的壓降,正常工況下反應(yīng)器總壓降按100 Pa計(jì),第二制硫反應(yīng)器、加氫反應(yīng)器壓降參考第一制硫反應(yīng)器壓降。

2.3.3填料塔壓降計(jì)算

裝置急冷塔為規(guī)整填料塔,尺寸為DN3 200 mm,L=19 400 mm。氣相進(jìn)口在塔下部往上6 m高的位置,管徑1 000 mm,塔內(nèi)設(shè)氣相進(jìn)口分布器,塔內(nèi)裝填不銹鋼孔板波紋規(guī)整填料,單層填料高度為3 000 mm,填料上設(shè)置二級(jí)槽式液體分布器,塔頂設(shè)置絲網(wǎng)除霧器,減少出口過(guò)程氣中液體夾帶。具體結(jié)構(gòu)見(jiàn)圖3。規(guī)整填料具有以下特點(diǎn)：①具有明確的幾何結(jié)構(gòu),并且按一定方式排列;②人為規(guī)定的氣相通道,改善了溝流和壁流現(xiàn)象;③改善了填料層內(nèi)氣液流體的分布狀況;④具有更好的水力學(xué)性能和傳質(zhì)性能。金屬板波紋填料塔具有通量大、壓降低、分離效率高等特性。

規(guī)整填料壓降的計(jì)算方法較多,如：盧勵(lì)生公式、Brova公式、Speigel公式、Billet公式和Kister關(guān)聯(lián)圖等,這些計(jì)算方法均是在一定的工藝條件下根據(jù)實(shí)驗(yàn)條件導(dǎo)出的近似公式,存在一定的偏差[7]。本裝置急冷塔為金屬板波紋填料250Y/250X型號(hào),采用Rocha模型核算、實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)式核算和通用壓降關(guān)聯(lián)式核算3種方式,發(fā)現(xiàn)通用壓降關(guān)聯(lián)式核算的計(jì)算結(jié)果更符合本裝置的實(shí)際工況。因此,本裝置急冷塔填料壓降采用通用壓降關(guān)聯(lián)式進(jìn)行核算。

根據(jù)天津大學(xué)精餾技術(shù)國(guó)家工程研究中心提供的資料,通用壓降關(guān)聯(lián)式見(jiàn)式(22)。

(22)

式中：Δp/H為單位填料層的壓降,Pa/m;μL為液相黏度,mPa·s;ρG為氣體密度,kg/m3;ρL為液體密度,kg/m3[11];UG為空塔氣速,m/s;UL為液體噴淋密度,m3/(m2·s);a、b、m為填料常數(shù),無(wú)量綱。

由前可知：;μL=0.632 1 mPa·s;ρG=0.97 kg/m3;ρL=991.3 kg/m3;UG=0.78 m;UL=48.022 m3/(m2·h)=0.013 34 m3/(m2·s)。同時(shí),參考常用填料的壓降常數(shù),本裝置急冷塔填料常數(shù)a、b、m可分別取值0.143 65、0.109 18和0.939,計(jì)算過(guò)程見(jiàn)式(23)。

0.939×0.013 340.5]}1/0.109 18=253 Pa/m

(23)

本裝置急冷塔填料高度為3 m,因此,裝置急冷塔填料濕塔壓降為760 Pa,即0.8 kPa。同理,可以計(jì)算得到吸收塔填料壓降為2.3 kPa。

2.3.4過(guò)程氣系統(tǒng)絲網(wǎng)除沫器壓降測(cè)算

本裝置過(guò)程氣系統(tǒng)共有6個(gè)絲網(wǎng)除沫器,分別安裝在第一、二、三級(jí)硫冷卻器、硫捕集器上部、急冷塔塔頂、吸收塔塔頂,其中,硫捕集器上部絲網(wǎng)厚度為正常除沫器厚度的2倍,合計(jì)有7層絲網(wǎng)除沫器,均為DP高效型絲網(wǎng)除沫器。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)公式和標(biāo)定數(shù)據(jù),可以計(jì)算得到1個(gè)絲網(wǎng)除沫器的壓降為164 Pa,本裝置共有7層絲網(wǎng)除沫器,總壓降為1 148 Pa,約1.1 kPa。

2.3.5裝置過(guò)程氣管道壓降計(jì)算

在正常工況下,硫磺回收裝置過(guò)程氣系統(tǒng)主體管道采用一個(gè)流程走到底的方式,很少存在分支的情況。因此,管道壓降計(jì)算相對(duì)簡(jiǎn)單,中間管件主要是一些彎頭和切斷蝶閥。本裝置過(guò)程氣系統(tǒng)管道從反應(yīng)爐余熱鍋爐出口到焚燒爐入口,裝置管道長(zhǎng)度約220 m,不考慮過(guò)程氣流程閥門(mén)未全開(kāi)產(chǎn)生的壓降,裝置過(guò)程氣管道當(dāng)量長(zhǎng)度可以按2倍的管道長(zhǎng)度計(jì)算,即當(dāng)量長(zhǎng)度為440 m。過(guò)程氣管道壓降參考SH/T 3035-2018《石油化工工藝裝置管徑選擇導(dǎo)則》,根據(jù)范寧(Fanning)公式進(jìn)行計(jì)算,見(jiàn)式(24)[7]。

(24)

式中：Δpf為過(guò)程氣管道壓降,kPa;λ為摩擦系數(shù),無(wú)量綱;l為管長(zhǎng),m;d為管徑,m;ρ為密度,kg/m3;u為流速,m/s。

根據(jù)標(biāo)定工況計(jì)算得到裝置過(guò)程氣系統(tǒng)管道壓降約3.0 kPa,可認(rèn)為實(shí)際每增加1 m管道,系統(tǒng)壓降會(huì)增加15 Pa。

通過(guò)以上計(jì)算,硫磺回收裝置自反應(yīng)爐余熱鍋爐到煙囪的過(guò)程氣系統(tǒng)總壓降為：6臺(tái)換熱器壓降、3臺(tái)反應(yīng)器壓降、2臺(tái)填料塔壓降、6個(gè)絲網(wǎng)除沫器壓降和220 m管道壓降之和,即6.0+0.3+(0.8+2.3)+ 1.1+3.0=13.5 kPa,而表2所分析的標(biāo)定工況下反應(yīng)爐燒嘴后至煙囪過(guò)程氣系統(tǒng)總壓降為11.2 kPa,計(jì)算值和實(shí)際測(cè)定值接近。

3 裝置過(guò)程氣系統(tǒng)壓降分析

3.1 過(guò)程氣總量的影響

由式(1)可知,硫磺回收裝置過(guò)程氣系統(tǒng)壓降和裝置過(guò)程氣總量成正比,而過(guò)程氣總量的影響因素有酸性氣中H2S、烴及氨含量和燃燒空氣中氧含量等。如酸性氣中H2S含量高,惰性組分少,可以降低過(guò)程氣總氣量;如酸性氣中烴及氨含量低,燃燒相同負(fù)荷酸性氣所需的空氣量少,且產(chǎn)生的惰性組分(如H2O、CO2等)也少,可以降低過(guò)程氣總量。此外,提高燃燒空氣中氧含量可降低燃燒空氣中氮?dú)夂?也可降低過(guò)程氣總量,從而降低過(guò)程氣系統(tǒng)壓降、提高裝置運(yùn)行負(fù)荷。某公司7×104t/a硫磺回收裝置實(shí)施富氧工藝改造后,控制反應(yīng)爐溫度最高為1 300 ℃,燃燒空氣中氧體積分?jǐn)?shù)從20.5%提升至26.0%,使得過(guò)程氣系統(tǒng)中氮?dú)夂拷档?同等負(fù)荷下系統(tǒng)壓力呈現(xiàn)下降趨勢(shì)。通過(guò)標(biāo)定,共增加酸性氣處理量(0 ℃,101.325 kPa下)2 800 m3/h,硫磺總產(chǎn)能提升2.5×104t/a,裝置負(fù)荷提升15%以上。

3.2 反應(yīng)爐燒嘴壓降的影響

燒嘴壓降是設(shè)備的特有屬性,在正常工況下,燒嘴壓降只和裝置過(guò)程氣總量相關(guān),但如果反應(yīng)爐燒嘴由于故障損壞,或由于異物積聚導(dǎo)致燒嘴流道堵塞,均會(huì)導(dǎo)致燒嘴壓降增加,進(jìn)而影響裝置處理能力。如某硫磺回收裝置在實(shí)施液硫池廢氣回收改造時(shí),將液硫池廢氣引至反應(yīng)爐燒嘴的空氣管道中,和低溫空氣混合后進(jìn)入反應(yīng)爐燒嘴,經(jīng)過(guò)一段時(shí)間的運(yùn)行后,發(fā)現(xiàn)反應(yīng)爐燒嘴壓降逐步增加,最后裝置只能停工處理。其原因是液硫池廢氣夾帶的硫蒸氣和低溫空氣混合后,導(dǎo)致硫蒸氣析出并凝結(jié)在燒嘴空氣流道上,引起流道堵塞,進(jìn)而影響裝置正常運(yùn)行。裝置反應(yīng)爐燒嘴壓降可以通過(guò)設(shè)備壓差計(jì)進(jìn)行觀察,同步對(duì)比裝置反應(yīng)爐燒嘴壓降性能曲線(xiàn)圖進(jìn)行跟蹤。

3.3 換熱設(shè)備壓降的影響

根據(jù)式(2)～式(7)可知,裝置換熱設(shè)備壓降的影響因素包括：介質(zhì)密度、黏度、流速及換熱設(shè)備管束長(zhǎng)度、管束管徑和管束總數(shù)(流通總面積)等。在特定裝置的某個(gè)生產(chǎn)工況下,設(shè)備參數(shù)不變,介質(zhì)密度、黏度也根據(jù)運(yùn)行工況確定,介質(zhì)流速只和裝置過(guò)程氣總量相關(guān),見(jiàn)第3.1節(jié)所分析內(nèi)容。在實(shí)際生產(chǎn)過(guò)程中,換熱設(shè)備管束會(huì)出現(xiàn)結(jié)垢堵塞、腐蝕泄漏等故障,導(dǎo)致管束流通面積減少,或管束內(nèi)流通介質(zhì)突然增加,進(jìn)而影響裝置系統(tǒng)壓降。如某硫磺回收裝置因原料中攜帶烴類(lèi),反應(yīng)爐無(wú)法將原料中的烴類(lèi)全部燃燒為CO2,部分烴類(lèi)組分直接轉(zhuǎn)化為炭粉,導(dǎo)致廢熱鍋爐管束積炭,鍋爐管束流通面積減小,裝置反應(yīng)爐爐頭壓力上升至49 kPa,裝置無(wú)法正常運(yùn)行。

3.4 反應(yīng)器壓降的影響

硫磺回收裝置采用大型臥式反應(yīng)器,可最大限度地降低反應(yīng)器床層壓降,本裝置在標(biāo)定工況下反應(yīng)器床層壓降計(jì)算值只有37 Pa,具備很好的低壓降性能。根據(jù)式(15)～式(18)可知,硫磺回收裝置反應(yīng)器壓降的影響因素包括：介質(zhì)密度、黏度、流速、反應(yīng)器床層高度、催化劑粒徑及反應(yīng)器床層空隙率等,在特定裝置的某個(gè)生產(chǎn)工況下,反應(yīng)器介質(zhì)、催化劑高度、粒徑及床層空隙率等均為恒定參數(shù)。但在異常工況下,如因酸性氣中攜帶烴類(lèi)或開(kāi)工升溫期間燃料氣/空氣配比異常,導(dǎo)致催化劑床層積炭,反應(yīng)器床層空隙率下降;反應(yīng)器床層超溫導(dǎo)致催化劑出現(xiàn)熱老化或熱崩,催化劑粒徑變小,甚至粉化;反應(yīng)器床層溫度低于反應(yīng)介質(zhì)露點(diǎn)溫度,導(dǎo)致反應(yīng)器積硫(催化劑表面和孔洞出現(xiàn)液硫),改變催化劑床層空隙率,同時(shí)也改變了介質(zhì)黏度。以上異常工況均會(huì)改變反應(yīng)器床層性能參數(shù),導(dǎo)致反應(yīng)器壓降上升。某硫磺回收裝置短期停工改造,裝置在開(kāi)工升溫過(guò)程中,由于燃料氣組分變化、反應(yīng)爐出現(xiàn)嚴(yán)重欠氧配風(fēng)工況,經(jīng)過(guò)24 h升溫操作,導(dǎo)致反應(yīng)爐產(chǎn)生大量炭黑并帶至第一反應(yīng)器,第一反應(yīng)器進(jìn)出口壓降達(dá)到10.5 kPa,裝置反應(yīng)爐爐頭壓力升高至28 kPa,裝置負(fù)荷只能維持在70%以下運(yùn)行。該裝置低負(fù)荷運(yùn)行6個(gè)月后,再次安排短期停工,進(jìn)行第一制硫反應(yīng)器催化劑撇頭操作。打開(kāi)反應(yīng)器后,發(fā)現(xiàn)催化劑上部積聚炭粉厚度達(dá)5 mm,催化劑撇頭200 mm后,裝置恢復(fù)正常生產(chǎn)。在正常生產(chǎn)過(guò)程中,隨著運(yùn)行時(shí)間的延長(zhǎng),硫磺回收裝置反應(yīng)器壓降會(huì)呈逐步上升趨勢(shì),在裝置滿(mǎn)負(fù)荷運(yùn)行的工況下,只要反應(yīng)爐空氣進(jìn)料壓力控制在工藝指標(biāo)內(nèi)(一般裝置為不高于40 kPa),則不影響裝置長(zhǎng)周期運(yùn)行。

3.5 塔設(shè)備壓降的影響

鑒于金屬板波紋填料塔具有通量大、壓降低和分離效率高等特性,目前大型硫磺回收裝置的急冷塔、吸收塔大都采用金屬板波紋填料塔。根據(jù)式(22)可知,填料塔壓降與空塔氣速、填料常數(shù)、液體噴淋密度、液相黏度、氣體和液體密度等相關(guān),在塔設(shè)備規(guī)格、填料結(jié)構(gòu)、液相和氣相物料特性一定的情況下,裝置塔設(shè)備壓降與氣相負(fù)荷、液相負(fù)荷和填料層是否暢通相關(guān)。因此,在裝置負(fù)荷工況一定的情況下,填料層是否存在異物堵塞是影響裝置塔設(shè)備壓降的關(guān)鍵因素。如果加氫反應(yīng)器內(nèi)加氫反應(yīng)不完全,SO2會(huì)穿透加氫反應(yīng)器床層,導(dǎo)致部分SO2和H2S在反應(yīng)器后續(xù)的管道設(shè)備中反應(yīng)產(chǎn)生硫蒸氣,甚至出現(xiàn)硫蒸氣直接穿透加氫反應(yīng)器床層的現(xiàn)象,當(dāng)含硫蒸氣的過(guò)程氣到急冷塔冷卻時(shí),會(huì)在急冷塔填料底部產(chǎn)生硫磺凝結(jié),凝結(jié)的硫磺會(huì)積聚在急冷塔填料下部,堵塞填料通道,導(dǎo)致急冷塔壓降上升。同時(shí),急冷塔的循環(huán)急冷水如果夾帶炭黑等雜質(zhì),也會(huì)導(dǎo)致急冷塔填料通道堵塞,引起急冷塔壓降上升。對(duì)于吸收塔而言,循環(huán)溶劑夾帶雜質(zhì)或者溶劑發(fā)泡,也會(huì)引起吸收塔壓降上升,進(jìn)而影響裝置過(guò)程氣系統(tǒng)整體壓降。如某硫磺回收裝置兼顧處理油制氫裝置低含量酸性氣,因油制氫裝置工況波動(dòng),導(dǎo)致酸性氣中H2S含量大幅度降低(H2S體積分?jǐn)?shù)低于30%),裝置制硫工況出現(xiàn)配風(fēng)過(guò)量,進(jìn)而引起加氫反應(yīng)器SO2穿透,在急冷塔填料下部產(chǎn)生硫磺凝結(jié)并堵塞填料通道,導(dǎo)致急冷塔壓降由1.3 kPa急劇上升至5.2 kPa,影響裝置負(fù)荷的提升,后通過(guò)降低裝置負(fù)荷和調(diào)整急冷塔工況,采用大量急冷水沖洗后,急冷塔壓降降至2.8 kPa,裝置逐步恢復(fù)正常工況。

3.6 絲網(wǎng)除沫器及系統(tǒng)管路壓降的影響

在一定工況下,硫磺回收裝置絲網(wǎng)除沫器壓降主要受絲網(wǎng)雜質(zhì)結(jié)垢的影響,導(dǎo)致壓降上升。而絲網(wǎng)除沫器雜質(zhì)結(jié)垢的原因也是多方面的,比如某硫磺回收裝置通過(guò)注氨水控制急冷水pH值在7～9的范圍內(nèi),由于急冷水在線(xiàn)pH分析儀出現(xiàn)負(fù)偏差,所注氨水流量長(zhǎng)時(shí)間高于正常流量,導(dǎo)致部分NH3組分被帶入過(guò)程氣系統(tǒng)中,冬季低溫期間在吸收塔塔頂絲網(wǎng)除沫器層產(chǎn)生銨鹽結(jié)晶(NH4HS),吸收塔塔頂絲網(wǎng)除沫器壓降升至8.0 kPa左右,限制了裝置負(fù)荷的提升,后通過(guò)接入臨時(shí)流程引除氧水沖洗絲網(wǎng)除沫器,降低填料層壓降至1.0 kPa左右,裝置恢復(fù)正常生產(chǎn)工況。

對(duì)于硫磺回收裝置過(guò)程氣管道壓降,如果不考慮管道雜物堵塞的情況,由式(24)可知,管道壓降主要受到管道長(zhǎng)度、管徑、過(guò)程氣介質(zhì)密度及管道介質(zhì)流速等因素的影響。對(duì)于某固定裝置,其過(guò)程氣密度及管道介質(zhì)流速是一定的,故管道長(zhǎng)度成為主要影響因素。優(yōu)化裝置設(shè)備布置,盡量減少管道長(zhǎng)度,可降低系統(tǒng)管道壓降。因此,在設(shè)計(jì)硫磺回收裝置時(shí)應(yīng)充分考慮到酸性氣壓力較低的因素,按物流順序布置設(shè)備,克服系統(tǒng)阻力余量小的問(wèn)題,與過(guò)程氣有關(guān)的設(shè)備盡可能按流程靠近布置,減少管道長(zhǎng)度,從而降低系統(tǒng)壓力損失。

4 結(jié)論

硫磺回收裝置處于石油煉制、煤化工企業(yè)工廠生產(chǎn)鏈的末端,降低過(guò)程氣系統(tǒng)壓降是保持裝置長(zhǎng)周期運(yùn)行的關(guān)鍵,具體可采取以下措施：

(1) 在一定的設(shè)計(jì)工況下,降低硫磺回收裝置酸性氣中烴類(lèi)氣體及氨含量,提高H2S含量,或采用富氧工藝降低過(guò)程氣中N2含量,可降低過(guò)程氣中惰性氣體組分含量,從而減少過(guò)程氣系統(tǒng)中的無(wú)效組分,降低裝置過(guò)程氣系統(tǒng)的運(yùn)行壓降。另外,采用蒸汽加熱、氣氣換熱、高溫?fù)胶秃凸苁綘t加熱等方式,可消除在線(xiàn)爐加熱方案額外引入的惰性氣體組分,從而減少過(guò)程氣系統(tǒng)中的無(wú)效組分。

(2) 保持進(jìn)硫磺回收裝置酸性氣的組成和流量平穩(wěn),并保持反應(yīng)爐正常配風(fēng)工況,避免裝置因燃燒不足產(chǎn)生炭黑,或者燒氨不完全導(dǎo)致后續(xù)低溫部位產(chǎn)生銨鹽結(jié)晶,可減少過(guò)程氣中的雜質(zhì)夾帶,保持裝置過(guò)程氣系統(tǒng)低壓降工況。

(3) 保持硫磺回收裝置平穩(wěn)生產(chǎn),合理控制各反應(yīng)器床層溫度,避免出現(xiàn)反應(yīng)器催化劑熱老化、熱崩現(xiàn)象,或因催化劑床層溫度低于露點(diǎn)溫度導(dǎo)致反應(yīng)器積硫,從而引起反應(yīng)器壓降上升。

(4) 大型硫磺回收裝置急冷塔、吸收塔盡量采用金屬板波紋填料塔,裝置運(yùn)行兩個(gè)周期后,對(duì)板波紋填料進(jìn)行拆卸,并清除填料間隙堵塞的雜質(zhì),保持填料層流道暢通。

(5) 在進(jìn)行大型硫磺回收裝置的設(shè)計(jì)時(shí),應(yīng)合理規(guī)劃設(shè)備布置,減少過(guò)程氣管道的繞行,盡量縮短管道長(zhǎng)度。同時(shí),在進(jìn)行過(guò)程氣管道的配管設(shè)計(jì)時(shí)嚴(yán)禁出現(xiàn)管道“袋形”。