本發(fā)明屬于環(huán)保技術領域，具體涉及一種fcc尾氣氨法脫硝脫硫除塵的方法及裝置。

背景技術：

so2、nox、粉塵是大氣主要污染物，是霧霾的重要污染源，隨著工業(yè)污染總量的不斷增加、環(huán)境承受能力的限制，需要進一步提高排放標準，降低污染物排放濃度。fcc尾氣具有微細粉塵含量大(0～10μm粒徑的顆粒物占50％以上)，so2濃度較高(300～4500mg/m³)等特點；同時其粉塵濃度波動大，尤其是高溫省煤器定期“吹灰”和事故工況，再生器跑劑時，粉塵濃度急劇增大；粉塵中除含有硅和鋁等金屬元素外，還含有鎳和釩等重金屬元素，影響副產品質量，影響硫的資源化利用。這些因素均增加了有效治理催化裂化再生煙氣污染問題的難度。

繼近年來電力、鋼鐵等行業(yè)更為嚴格的環(huán)保標準和政策密集出臺后，2015年4月16日，國家環(huán)境保護部針對石油煉制工業(yè)發(fā)布了《石油煉制工業(yè)污染物排放標準》(gb31570～2015)，該標準對催化裂化再生煙氣(fcc尾氣)主要污染物的排放提出了更為嚴格的要求，其中nox、so2、顆粒物的特別排放限值提高到100mg/m³、50mg/m³和30mg/m³。因此，催化裂化再生煙氣的脫硝、脫硫、除塵治理任務異常艱巨，開發(fā)研究更有效的深度脫硝脫硫除塵工藝，并實現硫資源化的工藝和技術來滿足更為嚴格的環(huán)保要求勢在必行。

目前，我國催化裂化再生煙氣除塵脫硫治理，主要依靠采用國外的濕法洗滌技術，其投資成本、運行維護費用高、系統(tǒng)建設周期長。同時，這些技術方法也存在如耗堿液量大、廢水量大等問題?，F有的主流鈉法工藝為拋棄法工藝，不需將脫硫和除塵分開操作，但需處理高鹽廢水，存在二次污染，且跑劑工況下大量催化劑進入洗滌液，不僅增大廢渣處理量，也會浪費催化劑，影響系統(tǒng)長周期穩(wěn)定運行。針對這樣的情況，近幾年，國內也對催化裂化再生煙氣污染物治理技術進行了研究開發(fā)，其中，中國專利申請cn104941423a于2015年9月30日公開了一種催化裂化再生煙氣氨法脫硫脫硝除塵方法及裝置，該方法包括如下步驟：催化裂化裝置來的高溫含催化劑塵的催化劑再生煙氣首先進入余熱鍋爐ⅰ，煙氣溫度降到280～430℃；煙氣熱量由余熱鍋爐ⅰ產生蒸汽外供；280～430℃的煙氣進入脫硝系統(tǒng)脫硝，在脫硝反應器內在脫硝催化劑表面充分反應之后通過出口煙道進入余熱鍋爐ⅱ；以氨為反應劑，脫除煙氣中的二氧化硫、氮氧化物并副產硫酸銨，同時除去再生煙氣中的催化劑粉塵，潔凈氣達標排放。

該方法采用氨法脫硫除塵一體技術，雖然流程簡單、運行過程阻力小、設備占地空間小、節(jié)省運行投資。但是申請人在長期的應用與實踐過程中發(fā)現：除塵與脫硫采用同樣的吸收溶液，由于催化劑粉塵粒徑小，吸收硫酸銨溶液與粉塵分離困難，為保證硫酸銨成品質量，需強化分離過程，造成分離過程的投資和運行成本高，該方法要求入口氣體中粉塵濃度30～800mg/nm³。脫硫和除塵同時進行，存在相互干擾，影響裝置的長周期穩(wěn)定運行，特別是事故工況進口氣體粉塵濃度高達5000mg/nm³，總量超過2噸，進入循環(huán)吸收液中會影響吸收液的成分和脫硫、除塵效率，吸收液與粉塵不能有效分離，影響產品硫酸銨質量。

亟需一種回收型深度脫硝脫硫除塵的技術來彌補現有技術存在的種種缺陷。

技術實現要素：

本發(fā)明所要解決的技術問題是為了克服現有的fcc尾氣氨法脫硝脫硫除塵工藝存在的僅能處理粉塵濃度為30～800mg/nm³的原料煙氣，導致工藝的選擇范圍變窄副產硫酸銨成品的質量難以保證，如果強化分離過程會造成投資和運行成本高；脫硫和除塵同時進行，裝置難以長期穩(wěn)定運行，并且跑劑工況下大量催化劑進入洗滌液造成廢渣處理量增大和催化劑浪費的缺陷，提供了一種fcc尾氣氨法脫硝脫硫除塵的裝置和方法，本發(fā)明的fcc尾氣氨法脫硝脫硫除塵的裝置能夠長期穩(wěn)定運行，經本發(fā)明的fcc尾氣氨法脫硝脫硫除塵方法得到的副產硫酸銨品質高、脫硫率高、脫硝率高、除塵率高，凈煙氣滿足gb31570～2015《石油煉制行業(yè)污染物排放標準》要求。

本發(fā)明是通過如下技術方案解決上述技術問題的：

本發(fā)明的技術方案之一是提供了一種fcc尾氣氨法脫硝脫硫除塵的裝置，包括一一級余熱回收系統(tǒng)、一脫硝系統(tǒng)、一除塵脫硫系統(tǒng)、一尾氣排放系統(tǒng)和一硫酸銨后處理系統(tǒng)；所述脫硝系統(tǒng)上開設有一脫硝還原劑入口；所述除塵脫硫系統(tǒng)包括分開設置的一除塵塔和一吸收塔，所述吸收塔的塔頂、塔底分別與所述尾氣排放系統(tǒng)和所述硫酸銨后處理系統(tǒng)相連；所述除塵塔設有至少2層洗滌液噴淋器，所述洗滌液噴淋器的上部設有至少一層除塵塔除霧器；所述吸收塔從底部往頂部依次為氧化段、吸收段和細微顆粒物控制段；所述吸收段設置至少2層吸收段噴淋器，所述細微顆粒物控制段設置1～4層稀硫酸銨溶液循環(huán)洗滌層。

本發(fā)明中，所述一級余熱回收系統(tǒng)、脫硝系統(tǒng)、除塵塔和吸收塔的連接關系為本領域常規(guī)，較佳地，所述一級余熱回收系統(tǒng)、脫硝系統(tǒng)、除塵塔和吸收塔依次連接。

較佳地，本發(fā)明的fcc尾氣氨法脫硝脫硫除塵的裝置還包括1個二級余熱回收系統(tǒng)，所述一級余熱回收系統(tǒng)、所述脫硝系統(tǒng)、所述二級余熱回收系統(tǒng)、所述除塵塔和所述吸收塔依次連接。

本發(fā)明中，所述脫硝系統(tǒng)為本領域常規(guī)使用的fcc尾氣氨法脫硝系統(tǒng)，較佳地，所述脫硝系統(tǒng)為scr反應器(選擇性催化還原反應器)，所述scr反應器的上部設置有整流器，所述scr反應器的fcc尾氣入口處設置有噴氨格柵。

吸收塔中氧化段，吸收段和細微顆粒物控制段的作用與申請人申請的名稱為《一種脫硫煙氣細微顆粒物控制裝置及方法》的中國發(fā)明專利cn103301705b、《一種超聲波脫硫除塵一體化超低排放方法》的中國發(fā)明專利cn104524948b類似，本發(fā)明的優(yōu)點在于水洗除塵與氨法脫硫分成2個塔，通過在除塵塔除去80％以上的粉塵以保證產品質量和最終的塵排放指標，相應地，吸收塔不再需要設置降溫洗滌段。

本發(fā)明中，所述除塵塔設置的洗滌液噴淋器較佳地為2～5層，每層洗滌液噴淋器之間的液氣比不小于1.1l/m³，噴淋覆蓋率不小于120％，所述除塵塔的總噴淋覆蓋率不小于200％；所述除塵塔除霧器較佳地為1～5層。

其中，所述除塵塔除霧器為本領域常規(guī)使用的除霧器，較佳地選用折流板式、屋脊式和絲網式除霧器中的一種或多種。

本發(fā)明中，所述除塵塔的底部較佳地還連接有一洗滌循環(huán)泵，所述洗滌循環(huán)泵連接一過濾系統(tǒng)，所述過濾系統(tǒng)分別連接所述除塵塔的上部和所述吸收塔，所述除塵塔上部開設有一除塵塔工藝水入口。

其中，新鮮工藝水或蒸發(fā)冷凝水從所述除塵塔工藝水入口補入所述除塵塔中，進入洗滌循環(huán)液，部分洗滌循環(huán)液通過所述過濾系統(tǒng)進入所述吸收塔中。

本發(fā)明中，所述氧化段收集吸收噴淋液，并通入空氣進行氧化，大部分漿液循環(huán)，部分漿液進入硫酸銨后處理系統(tǒng)，得到硫酸銨產品，進行循環(huán)的漿液以及進入硫酸銨后處理系統(tǒng)的去蒸發(fā)結晶液從氧化段的不同位置取出。較佳地，所述氧化段設置3～8層氣液分散強化器。

本發(fā)明中，所述吸收塔設置的吸收段噴淋器較佳地為2～4層，每層吸收段噴淋器之間的液氣比不小于1.1l/m³，噴淋覆蓋率不小于120％，所述吸收段的總噴淋覆蓋率不小于300％。

本發(fā)明中，所述吸收段噴淋器的上部較佳地還設置1層以上吸收段除霧器；更佳地，所述吸收段除霧器為1～5層。

其中，所述吸收段除霧器為本領域常規(guī)使用的除霧器，較佳地選用折流板式、屋脊式和絲網式除霧器中的一種或多種。

本發(fā)明中，所述稀硫酸銨溶液循環(huán)洗滌層為本領域常規(guī)，較佳地，所述稀硫酸銨溶液洗滌層設置有1層以上洗滌層噴淋器，所述洗滌層噴淋器上部設置1層以上洗滌層除霧器，每層洗滌層噴淋器之間的液氣比不小于1.1l/m³，噴淋覆蓋率不小于120％，所述細微顆粒物控制段的總噴淋覆蓋率不小于300％。更佳地，所述洗滌層噴淋器為1～4層，所述洗滌層除霧器為1～5層。

其中，所述洗滌層除霧器為本領域常規(guī)使用的除霧器，較佳地選用折流板式、屋脊式和絲網式除霧器中的一種或多種。

本發(fā)明中，所述吸收塔的底部還連接有至少1個吸收循環(huán)泵，所述吸收塔的吸收段還開設有吸收噴淋液入口，較佳地，所述吸收循環(huán)泵為2個，其中一個吸收循環(huán)泵分出若干支路分別連接所述吸收塔的吸收噴淋液入口和所述硫酸銨后處理系統(tǒng)，另一個吸收循環(huán)泵直接與所述吸收塔的吸收噴淋液入口相連，所述吸收塔的上部開設有一吸收塔工藝水入口，所述吸收塔的下部開設有一含氨吸收劑入口和一氧化空氣入口。

其中，新鮮工藝水或蒸發(fā)冷凝水從所述吸收塔工藝水入口進入所述吸收塔。

其中，經所述吸收段吸收二氧化硫后fcc尾氣進入細微顆粒物控制段，采用稀硫酸銨溶液進行循環(huán)洗滌吸收細微顆粒物(包括fcc尾氣粉塵中的細微顆粒、氨逃逸和氣溶膠)，所述細微顆粒物的粒徑≤1μm。

本發(fā)明中，所述尾氣排放系統(tǒng)為本領域常規(guī)，設置于所述脫硫裝置的側部或者頂部，當設置于所述脫硫裝置的頂部時，較佳地為尾氣排放煙囪。

本發(fā)明中，所述硫酸銨后處理系統(tǒng)為本領域常規(guī)，較佳地，所述硫酸銨后處理系統(tǒng)包括依次連接的蒸發(fā)結晶設備、旋流器、離心機、干燥機和包裝機，所述蒸發(fā)結晶設備與所述吸收塔相連。

本發(fā)明中，所述除塵塔、所述吸收塔、所述蒸發(fā)結晶設備的外殼、內件、管道均采用耐腐蝕材料，較佳地為牌號為022cr17ni12mo2的不銹鋼材料、牌號為00cr22ni5mo3n的雙相鋼材料、牌號為00cr25ni6mo2n的雙相鋼材料、鈦材或q235b內襯環(huán)氧樹脂類玻璃鱗片。

下面對上述裝置中的連接關系作進一步說明：

所述一級余熱回收系統(tǒng)與所述脫硝系統(tǒng)的連接關系為本領域常規(guī)，一般地，所述一級余熱回收鍋爐的出口與所述脫硝系統(tǒng)的氣體入口連接；所述脫硝系統(tǒng)的出口與所述二級余熱回收系統(tǒng)連接。

本發(fā)明的又一技術方法是提供了一種fcc尾氣氨法脫硝脫硫除塵的方法，采用上述所述的fcc尾氣氨法脫硝脫硫除塵裝置進行，其包括如下步驟：

(1)fcc尾氣依次進入一級余熱回收系統(tǒng)和脫硝系統(tǒng)，分別進行降溫和脫硝，尾氣溫度降低至250～350℃；

(2)經所述脫硝系統(tǒng)處理后排出的fcc尾氣經二級余熱回收系統(tǒng)后進入除塵脫硫系統(tǒng)，分別經除塵塔和吸收塔進行除塵和脫硫；

(3)經脫硫后的凈尾氣通過尾氣排放系統(tǒng)排出，副產的硫酸銨通過硫酸銨后處理系統(tǒng)進行收集，即可。

本發(fā)明中，進入一級余熱回收系統(tǒng)的fcc尾氣的溫度為580～950℃、nox的濃度為100～1200mg/nm³、so2的濃度為200～30000mg/nm³、總塵的濃度為50～10000mg/nm³，較佳地，進入一級余熱回收系統(tǒng)的fcc尾氣的溫度為600～670℃、nox的濃度為250～800mg/nm³、so2的濃度為500～5000mg/nm³、總塵的濃度為100～300mg/nm³。

本發(fā)明中，步驟(1)所述的脫硝為本領域常規(guī)的脫硝工藝，較佳地為選擇性催化還原工藝(scr)或選擇性非催化還原工藝(sncr)，所述脫硝所采用的還原劑為本領域常規(guī)，較佳地為氨和/或尿素。

本發(fā)明中，經步驟(1)所述的二級余熱回收系統(tǒng)降溫處理后的fcc尾氣的溫度較佳地為140～220℃；

其中，當采用二級余熱回收系統(tǒng)進行進一步降溫時，將所述二級余熱回收系統(tǒng)處理后排出的fcc尾氣導入所述除塵脫硫系統(tǒng)；所述的二級余熱回收系統(tǒng)進一步降溫的方式為本領域常規(guī)，較佳地為副產0.3～0.8mpa低壓蒸汽、預熱軟水。

本發(fā)明中，步驟(2)所述的脫硫為本領域常規(guī)的脫硫工藝，在步驟(2)所述脫硫的過程中，所述吸收塔的塔底收集得到塔底吸收液，一部分導入所述硫酸銨后處理系統(tǒng)，另一部分用含氧氣體氧化后、再補加含氨吸收劑，然后循環(huán)至所述吸收塔的吸收段。

較佳地，所述的含氧氣體為空氣。

較佳地，所述的含氨吸收劑為10～25％氨水和/或液氨，百分比為質量百分比。

較佳地，循環(huán)至所述吸收段的塔底吸收液占總的塔底吸收液的75～98％，百分比為質量百分比。

經本發(fā)明的fcc氨法脫硝脫硫除塵方法得到的凈煙氣中nox≤100mg/nm³，so2≤50mg/nm³，總塵≤20mg/nm³，除塵效率不小于80％。

經本發(fā)明的fcc氨法脫硝脫硫除塵方法得到的副產硫酸銨的品質滿足gb535～1995的要求。

在符合本領域常識的基礎上，上述各優(yōu)選條件，可任意組合，即得本發(fā)明各較佳實例。

本發(fā)明所用試劑和原料均市售可得。

本發(fā)明的積極進步效果在于：本發(fā)明的工藝無廢水排放，無任何二次污染，實現多種污染物的協(xié)同控制，資源化回收二氧化硫得到硫酸銨成品，可降低投資和運行成本，能長周期穩(wěn)定運行。

附圖說明

圖1為實施例1的工藝流程圖。

圖2為實施例1的fcc尾氣氨法脫硝脫硫除塵裝置的結構示意圖。

附圖標記說明：

圖1中：

硫酸銨后處理系統(tǒng)6；氨7；

fcc尾氣8；硫酸銨9；

凈尾氣10；脫硝及余熱回收系統(tǒng)123；

除塵系統(tǒng)44；脫硫系統(tǒng)45；

圖2中：

一級余熱回收系統(tǒng)1；脫硝系統(tǒng)2；

二級余熱回收系統(tǒng)3；除塵脫硫系統(tǒng)4；

尾氣排放系統(tǒng)5；硫酸銨后處理系統(tǒng)6；

fcc尾氣入口11；脫硝還原劑入口21；

除塵塔41；吸收塔42；含氨吸收劑入口421；

氧化空氣入口422；蒸發(fā)結晶設備61；

旋流器62；離心機63；

干燥機64；包裝機65。

具體實施方式

下面通過實施例的方式進一步說明本發(fā)明，但并不因此將本發(fā)明限制在所述的實施例范圍之中。下列實施例中未注明具體條件的實驗方法，按照常規(guī)方法和條件，或按照商品說明書選擇。

gb535～1995中硫酸銨一等品的參數要求為：n含量≥21％，水含量≤0.3％，游離酸含量≤0.05％。

下述實施例1中，工藝流程為：fcc尾氣8進入脫硝和余熱回收系統(tǒng)123，在氨7的作用下達到脫硝的目的，經脫硝處理后的fcc尾氣進入除塵系統(tǒng)44，進一步在氨7的作用下進入脫硫系統(tǒng)45脫硫，脫硫后的凈尾氣10通過尾氣處理系統(tǒng)排放，剩余的循環(huán)液進入硫酸銨后處理系統(tǒng)6得到硫酸銨9，具體為圖1所示。

實施例1

本實施例提供了一種100萬噸/年fcc尾氣氨法脫硝脫硫除塵裝置，該裝置包括一級余熱回收系統(tǒng)1、脫硝系統(tǒng)2、二級余熱回收系統(tǒng)3、除塵脫硫系統(tǒng)4、尾氣排放系統(tǒng)5和硫酸銨后處理系統(tǒng)6，一級余熱回收系統(tǒng)1上開設有一fcc尾氣入口11；脫硝系統(tǒng)2連接于一級余熱回收系統(tǒng)1上，并開設有脫硝還原劑入口21；二級余熱回收系統(tǒng)3連接于脫硝系統(tǒng)2；除塵脫硫系統(tǒng)4分開設置，包括除塵裝置和脫硫裝置，本實施例的除塵裝置采用除塵塔41，除塵塔41連接于二級余熱回收系統(tǒng)3；脫硫裝置采用吸收塔42并連接于除塵塔41，同時分別連接尾氣排放系統(tǒng)5和硫酸銨后處理系統(tǒng)6，吸收塔42上開設有含氨吸收劑入口421和氧化空氣入口422，具體如圖2所示。

本實施例中，除塵塔設置3層洗滌液噴淋，每層液氣比為1.5l/m³，單層噴淋覆蓋率140％，除塵塔總噴淋覆蓋率不小于400％；除塵塔上部設置2層除塵塔除霧器，選用折流板式+屋脊式除霧器，除塵塔除塵效率不小于80％；除塵塔得到的含固洗滌液送過濾系統(tǒng)排渣，排渣后洗滌液循環(huán)洗滌fcc尾氣。

本實施例中，吸收塔42底部設置氧化槽，煙氣進口上部吸收段設置3層吸收液噴淋，每層液氣比為1.25l/m³，單層噴淋覆蓋率為130％，吸收塔總噴淋覆蓋率為320％；從吸收塔底部氧化槽2處不同位置取出不同氧化率的吸收液連接吸收循環(huán)泵循環(huán)吸收、去蒸發(fā)結晶系統(tǒng)，吸收段的上部設置細微顆粒物控制段，細微顆粒物控制段噴淋層上部設置2層洗滌層除霧器，洗滌層除霧器選用屋脊式+絲網式除霧器。

本實施例中，硫酸銨后處理系統(tǒng)6包括依次連接的蒸發(fā)結晶設備61、旋流器62、離心機63、干燥機64和包裝機65。

本實施例的除塵塔、吸收塔、蒸發(fā)結晶單元的設備外殼、內件、管道均采用牌號為022cr17ni12mo2的不銹鋼材料。

本實施例還提供了一種fcc尾氣氨法脫硝脫硫除塵的方法，采用上述的fcc尾氣氨法脫硝脫硫除塵裝置，包括如下步驟：

(1)fcc尾氣量為262000nm³/h、fcc尾氣600～650℃、煙氣粉塵正常含量200mg/nm³，so2濃度3550mg/nm³，nox濃度350mg/nm³，跑劑工況下粉塵含量為7500mg/nm³，跑劑持續(xù)2.5h，跑劑量4.91t，首先進入一級余熱回收系統(tǒng)，fcc氣溫度降到335℃；尾氣熱量由一級余熱回收系統(tǒng)產生4mpa蒸汽外供，蒸汽產量11.6t/h；

(2)335℃的煙氣進入脫硝系統(tǒng)采用5～15％的氨水脫硝，在脫硝反應器內脫硝催化劑表面充分反應之后，氮氧化物含量降至35mg/nm³，脫硝效率90％；

(3)經脫硝系統(tǒng)處理后的煙氣通過出口煙道進入二級余熱回收系統(tǒng)，副產0.6mpa蒸汽3.3t/h，煙氣溫度經二級余熱回收系統(tǒng)降低為166℃；

(4)經二級余熱回收系統(tǒng)排出的fcc尾氣進入除塵塔和吸收塔分別進行除塵和脫硫，除塵塔得到的含固洗滌液送過濾系統(tǒng)排渣，排渣后洗滌液循環(huán)洗滌fcc尾氣；進入吸收塔的fcc尾氣采用5～15％的氨水進行脫硫；

(5)經脫硫后的凈煙氣通過尾氣排放系統(tǒng)排出，nox含量為35mg/nm³，so2含量為38mg/nm³，正常情況下粉塵含量為11.5mg/nm³,跑劑工況時粉塵含量為21mg/nm³；副產的40％硫酸銨溶液約4.7t/h經蒸發(fā)結晶、旋流、離心分離、干燥、包裝得到硫酸銨成品1.89t/h。成品硫酸銨質量滿足gb535～1995一等品要求：氮含量21.05％，水分0.2％，游離酸0.03％。

本實施例中各項指標的檢測方法及主要儀器一覽表見表1，主要的原料以及產物參數如表2所示。

表,1各項指標的檢測方法及主要儀器一覽表

表2主要原料及產物的參數

本實施例脫硫效率為98.9％，脫硝效率為90％。

對比例1

cn104941423a對比例為100萬噸催化裂化裝置催化劑再生煙氣，煙氣量135000nm³/h，溫度950℃，水12％，氮氧化物360mg/nm³，二氧化硫2300mg/nm³，塵150mg/nm³。脫硫劑為99.6％液氨。正常情況下效果：脫硝效率≥88.9％，脫硫效率98.5％，凈煙氣nox38mg/nm³、so232mg/nm³、塵低于15mg/nm³，副產品硫酸銨含氮量20.8％。

未考慮跑劑工況，此時如用中國專利cn104941423a中的裝置進行處理，最終效果為：

大量粉塵進入吸收液，吸收液中的不溶性固體含量會上升到3％以上，導致產品硫酸銨沒法結晶、出料，即使能出料，產品n含量會降至18％以下，無法銷售，吸收循環(huán)泵會堵塞、磨損，裝置需停車清理吸收塔內積存的固體。

本專利效果：脫硝效率≥90％，脫硫效率98.9％，凈煙氣nox35mg/nm³、so238mg/nm³、塵11.5mg/nm³，副產品硫酸銨含氮量21.06％。跑劑工況下仍能正常運行，出口塵21mg/nm³，明顯優(yōu)于對比例。