催化裂化脱硫

针对FCC汽油硫含量高、以噻吩类硫化物为主的特点，提出了汽油催化裂化脱硫的方案。噻吩类化合物是Lewis碱，易于在Lewis酸中心上吸附，因而选择能形成Lewis酸中心的亲硫材料作为载体，从汽液产品中选择性地吸附硫化物；选择具有较强酸性和较高裂化活性的沸石作为硫化物裂化活性组分，将其转化成烃和小分子活性硫。具有硫化物吸附功能的载体与具有硫化物裂化功能的裂化中心协同作用，选择性地裂化汽油中的硫化物。按照这种思路设计、制备了汽油催化裂化脱硫催化剂，并在微反和固定床反应装置上进行了评价。

脱硫催化剂主要是由促进裂化、氢转移反应的分子筛和具有选择性吸附硫化物的大比表面载体两部分构成。硫化物先吸附在载体上，然后在裂化活性中心上发生C-S键断裂和氢转移反应，其中硫化物主要是以H2S的形式进入裂化气中。

硫醇、四氢噻吩、苯并噻吩较易脱除，噻吩类的杂环硫化物按反应活性不同呈现出不同程度的脱除率

小分子硫醇属于活性硫化物，主要分布在轻馏份中，噻吩化合物主要存在于60~100℃馏

分段，而且主要集中在60~80℃馏分段。而大分子的噻吩及苯环噻吩类硫化物属于非活性硫化物，它们主要分布在重馏分中，而且在石油中所占的比例很大。

由工作前期基础研究的结果初步认识到氢转移反应与噻吩类硫化物裂化脱硫反应之间的关系，以及硫化物的选择性吸附对脱硫的作用。为了降低催化裂化汽油中的硫含量，一方面可通过促进硫化物裂化为H2S，将液相硫化物转移到裂化气中；另外也可通过加强催化剂对大分子硫化物及汽油馏分中苯并噻吩类硫化物的吸附，使硫化物停留在较重的组分(柴油、重油)或转移到固相(焦炭)中。本课题以氢转移活性较高的分子筛为基本活性组元,使用金属改性的铝胶对其外表面进行了改性。

选择性加氢脱硫反应中硫化物反应活性由高到低的顺序为：硫醇＞二硫化物＞硫醚≈四氢噻吩＞噻吩，噻吩类的杂环硫化物活性最低，并且随分子中环烷环和芳香环的数目增加而活性降低。经过选择性加氢脱硫反应后，产物中的硫醇、四氢噻吩、苯并噻吩被全部脱除，说明其反应活性较高，噻吩类杂环硫化物按反应活性不同被不同程度地脱除。

FCC汽油中噻吩类硫化物烷基化硫转移反应以汽油自身含有的烯烃为烷基化剂，利用酸性催化剂催化使噻吩类硫化物生成分子质量大的高沸点烷基噻吩类硫化物，通过蒸馏切割将烷基噻吩转移到重馏分中，以达到汽油脱硫的目的。

选择性加氢脱硫反应中硫化物反应活性由高到低的顺序为：硫醇＞二硫化物＞硫醚≈四氢噻吩＞噻吩，噻吩类的杂环硫化物活性最低，并且随分子中环烷环和芳香环的数目增加而活性降低。

针对FCC汽油硫含量高、以噻吩类硫化物为主的特点，提出了汽油催化裂化脱硫的方案。噻吩类化合物属于Lewis碱，易于在Lewis酸中心上吸附，因而选择能形成Lewis酸中心的亲硫材料作为载体，从汽液产品中选择性地吸附硫化物；选择具有较强酸性和较高裂化活性的沸石作为硫化物裂化活性组分，将其转化成烃和小分子活性硫。

噻吩首先吸附在催化剂的B酸中心上，经过缓慢的氢转移，C-S键断裂生成类似硫醇的中间体，硫醇类化合物在较高温度下发生裂解，最后转化为硫化氢、烷基噻吩、苯并噻吩或杂环芳烃。

硫醚、硫醇在分子筛催化剂上的反应遵循正碳离子机理，硫醚从Ｂ酸中心获得Ｈ+转化成硫醇，硫醇再转化成Ｈ2S。

催化裂化反应在450~530℃的高温下进行，硫醇极易发生分解转化为硫化氢和相应的烯烃。

对于硫醚，虽然其热稳定性比硫醇高，但在催化裂化过程中，由于硅铝催化剂表面的存在B酸中心，硫醚从B酸中心获得H+转化成硫醇，硫醇再转化成H2S，所以硫醚在约400℃时就能完全分解。

几种催化裂化烟气脱硫技术的比较

湿式气体洗涤系统对比关键指标（KPI） BELCO 贝尔格 CANSOLV 康世富 HAMON 哈曼 NORTON 诺顿关键设备 容器类吸收塔 低pH冷却器 分离器/吸收塔分离器胺吸收器 NaOH吸收器 再生器 （蒸汽气体塔） SO2脱除NaOH溶液 多层喷淋 第一填料部分使用胺 溶液NaOH溶液 外部文丘里洗涤 NaOH溶液 外部文丘里洗涤第二填料部分使用 NaOH溶液 粉尘颗粒物脱除 滤清模块中喷淋 （安装在吸收塔内部 的文丘里） 无外部文丘里洗涤外部文丘里洗涤 NOx脱除LoTOx无WGS+多种处理方案 NOx脱除反应试剂氧气/臭氧亚氯酸钠/ 次氯酸钠 SNCR:氨 CoNOx:氧气 催化添加剂 洗涤液循环泵有有有特殊设计/最好的质量 及可靠性 紧急情况下 液体排泄设施 需要需要不需要不需要净化处理需要需要需要需要 颗粒物脱除沉淀及过滤CANSOLV不提供沉淀及过滤沉淀及过滤 硫的脱除氧化为Na2SO4湿SO2被送至 硫磺车间 氧化为Na2SO4氧化为Na2SO4 热稳定性盐脱除不需要需要离子交换树脂不需要不需要 公用工程 补水新鲜水新鲜水及去离子水多种多种 碱新鲜碱新鲜碱新鲜碱新鲜碱或废碱氨试剂补充无每天需补充1%无无 Nox反应试剂氧气消耗量为O3加入 速率的10倍 无 亚氯酸钠/ 次氯酸钠 消耗量最低 能耗 SO2及颗粒物脱除能耗一般一般一般最低NOx脱除能耗高无Nox脱除技术一般最低蒸汽消耗无高无无

湿式气体洗涤系统对比关键指标（KPI） BELCO 贝尔格 CANSOLV 康世富 HAMON 哈曼 NORTON 诺顿关键性能因素 设备高可靠性√有引起FCC运行不稳定的风险√√√ 对系统进行定制化设计√最优化的能源消耗√公用工程消耗-补充水√√√√补充水选择高灵活性√碱消耗量最低√ 界区内设备安装成本最低√界区外设备安装成本最低√脱除效率√√√√占地面积最小√系统复杂√√ 运行简单√√曾经引起FCC装置停车√√ 净化处理系统√√√增加硫磺车间载荷√ 需安装的设备数量多√ 设备安装之后提供技术支持√√√√为FCC提供优化，检修等服务√FCC再生器烟气回路工程服务√燃烧设备工程服务（CO锅炉及 其他加热器）√在FCC污染物控制领域拥有最丰 富的从业经验√

重油催化裂化

对重油催化裂化分馏塔结盐原因分析及对策 王春海 内容摘要 分析了重油催化裂化装置发生分馏塔结盐现象的原因,并提出了相应的对策。分馏塔结盐是由于催化原料中的有机、无机氯化物和氮化物在提升管反应器中发生反应生成HCl和NH3 ,二者溶于水形成NH4Cl溶液所致。可采取尽可能降低催化原料中的含盐量、对分馏塔进行在线水洗、利用塔顶循环油脱水技术等措施,预防和应对分馏塔结盐现象的发生。 关键词: 重油催化裂化分馏塔结盐氯化铵水洗循环油脱水

目前,催化裂化装置( FCCU)普遍通过掺炼渣油及焦化蜡油进行挖潜增效,但由于渣油中的氯含量和焦化蜡油中的氮含量均较高,势必导致FCCU 分馏塔发生严重的结盐现象。另外,近年来国内市场柴油消费量迅速增长,尽管其生产量增长也很快,但仍不能满足市场的需求。因此许多FCCU 采用降低分馏塔塔顶温度(以下简称顶温)的操作来增产柴油,但顶温低致使分馏塔顶部水蒸气凝结成水,水与氨(NH3)和盐酸(HCl)一起形成氯化铵(NH4Cl)溶液,从而加速分馏塔结盐。随着分馏塔内盐层的加厚,沉积在塔盘上的盐层会影响传质传热效果,致使顶温失控而造成冲塔;沉积在降液管底部的盐层致使降液管底部高度缩短,塔内阻力增加,最终导致淹塔.。可见,如何避免和应对分馏塔结盐现象的发生,是FCCU 急需解决的生产难题。 一、分馏塔结盐原因及现象分析 （一）原因 随着FCCU所用原料的重质化,其中的氯和氮含量增高。在高温临氢催化裂化的反应条件下,有机、无机氯化物和氮化物在提升管反应器中发生反应生成HCl和NH3 ,其反应机理可用下式表示： : 催化裂化反应生成的气体产物将HCl和NH3从提升管反应器中带入分馏塔,在分馏塔内NH3 和HCl与混有少量蒸汽的油气在上升过程中温度逐渐降低,当温度达到此环境下水蒸气的露点时,就会有冷凝水产生,这时NH3和HCl溶于水形成NH4Cl溶液。NH4Cl溶液沸点远高于水的沸点,其随塔内回流液体在下流过程中逐渐提浓,当盐的浓度超过其在此温度下的饱和浓度时,就会结盐析出,沉积在塔盘及降液管底部。 （二）现象 1．由于塔顶部冷凝水的存在,形成塔内水相内回流 ,致使塔顶温度难以控制 ,顶部循环泵易抽空,顶部循环回流携带水。 2．由于沉积在塔盘上的盐层影响传热效果,在中段回流量、顶部循环回流量发生变化时,塔内中部、顶部温度变化缓慢且严重偏离正常值。 3．由于沉积在塔盘上的盐层影响传质效果,导致汽油、轻柴油馏程发生重叠,轻柴油凝

催化裂化烟气脱硫技术现状与发展

催化裂化烟气脱硫技术现状与发展摘要：催化裂化是石油炼制的重要过程之一,在催化剂的作用下,通过加热的方式促使重油发生裂化反应生产裂化气、汽油和柴油。催化裂化工艺流程中产生的烟气含有大量的硫化物,对设备造成了腐蚀,同时对环境产生了很大的影响。因此对催化裂化烟气进行脱硫脱硝等无害化处理,对于保护生产装置和外部环境都具有重要意义。主要论述了应用比较成熟的烟气脱硫工艺,并对烟气脱硫技术的发展提出了预测和建议。 催化裂化工艺是炼化企业生产的重要过程，随着我国能源炼厂数量越来越多，能源催化裂化装置排放量逐渐增加，这对自然生态环境的发展造成了很大的影响。只有根据炼化企业的生产现状和未来发展制定科学、合理的催化裂化烟气脱硫技术，进一步加强对硫化物的控制，才能有效地减少有害物质的排放，真正起到保护周边的自然环境，营造一个绿色无污染的生活环境，促进科学发展和可持续发展。根据烟气脱硫的工艺，烟气脱硫一般分为干法脱硫和湿法脱硫技术，其中干法脱硫技术又分为干法脱硫和半干法脱硫技术。本文通过分析催化裂化烟气脱硫技术的发展现状，分析了几种典型的烟气脱硫技术的应用，并针对烟气脱硫工艺特点进行分析，指出了脱硫工艺的选择的注意问题。 1 催化裂化烟气脱硫技术现状 国外石油催化裂化烟气脱硫技术发展迅速，取得了良好的效

果。目前国外催化裂化技术的发展主要是基于资源脱硫技术和非资源脱硫技术。一个由拉索博LABSORB过程脱硫工艺脱硫的主要资源和可用资源的加工处理。LABSORB工艺能有效地把一些可再生能源在应用期间烟气脱硫，并显示无机缓冲形式，确保恒温脱硫过程的唯一途径，而排出的缓冲区，在规定的时间内，通过过滤除去缓冲器中的杂质；并在实际应用中非资源的脱硫技术，主要是基于一定的碱性洗涤剂烟气脱硫EDV技术应用，但大量脱硫技术的损失会产生浪费水资源，在实际应用中，二次利用非常困难。 2 催化裂化烟气脱硫技术分析 2.1 干法、半干法脱硫技术 干法脱硫技术主要使用干粉作为吸收剂，半干法脱硫一般使用润湿的干粉吸收剂进行硫化物的吸收，两种方法的吸收剂都是通过颗粒回收系统进行吸收剂的回收。干法和半干法脱硫的主要优点是可以在不降低烟气温度的基础上完成硫化物吸附，避免了硫化物扩散和脱硫作业的水污染问题。缺点是硫化物的吸附只在脱硫剂的表面进行，内部反应时间长，需要大型的吸附塔和大量的吸附剂才能完成脱硫作业。干法脱硫比较有代表性的公司，比如Engelhard公司开发的SO2干法脱硫工艺(ESR)是一种比较先进的干法脱硫技术，该工艺采用干燥脱硫剂固体流化床，硫化物脱除率达到95％以上，脱硫剂可以全部再生，并且投资少，操作费用较低。 2.2 EDV湿法烟气脱硫技术 EDV湿法洗涤脱硫技术由Belco公司开发，20世纪90年代中期

重油催化裂化基础知识

重油催化裂化基础知识 广州石化总厂炼油厂重油催化裂化车间编 一九八八年十二月

第一章概述 第一节催化裂化在炼油工业生产中的作用 催化裂化是炼油工业中使重质原料变成有价值产品的重要加工方法之一。它不仅能将廉价的重质原料变成高价、优质、市场需要的产品，而且现代化的催化裂化装置具有结构简单，原料广泛（从瓦斯油到常压重油），运转周期长、操作灵活（可按多产汽油、多产柴油，多产气体等多种生产方法操作），催化剂多种多样，（可按原料性质和产品需要选择合适的催化剂），操作简便和操作费用低等优点，因此，它在炼油工业中得到广泛的应用。 第二节催化裂化生产发展概况 早在1936年美国纽约美孚真空油公司（、）正式建立了工业规模的固定床催化裂化装置。由于所产汽油的产率与辛烷值均比热裂化高得多，因而一开始就受到人们的重视，并促进了汽车工业发展。如图所示，片状催化剂放在反应器内不动，反应和再生过程交替地在同一设备中进行、属于间歇式操作，为了使整个装置能连续生产，就需要用几个反应器轮流地进行反应和再生，而且再生时放出大量热量还要有复杂的取热设施。由于固定床催化裂化的设备结构复杂，钢材用量多、生产连续性差、产品收率与性质不稳定，后为移动床和流化床催化裂化所代替。 第一套移动床催化裂化装置和第一套流化床催化裂化（简称装置都是1942年在美国投产的。

固定床反应器 移动床催化裂化的优点是使反应连续化。它们的反应和再生过程分别在不同的两个设备中进行，催化裂化在反应器和再生器之间循环流动，实现了生产连续化。它使用直径约为3毫米的小球型催化剂。起初是用机械提升的方法在两器间运送催化剂，后来改为空气提升， 生产能力较固定床大为提高、 空气

CO焚烧炉及余热锅炉操作规程

青岛安邦炼化有限公司 64×104t/a催化裂化装置CO焚烧炉及余热锅炉 操作规程 （试运行） 科技规划处 2010年4月

审批页编制： 总工程师： 生产副总：

前言 本操作法是为规范青岛安邦炼化有限公司催化裂化装置改造后新增加的CO焚烧炉和余热锅炉的操作而编写。此类装置在我公司尚属首套，而编写人员并无该单元的实际操作经验，因此在本操作法的编写过程中参照中国石化集团洛阳石化工程公司《青岛安邦炼化有限公司化工原料一期工程-催化裂化装置改造》中的相关设计数据，以及《独山子石化重油催化裂化装置操作规程》中关于CO焚烧炉和余热锅炉部分的操作法，并结合本装置的实际情况编写而成。因编写人员水平有限，其中错误之处在所难免，希望岗位人员在确保安全的前提下进行操作，并在实际操作过程中不断发现错误并提出，以供修订时改正。 科技规划处

概述 青岛安邦炼化有限公司64×104t/a催化裂化装置原设计规模为40×104t/a，2009年8月26日开始停工改造，同年11月6日开车，加工重质燃料油能力为55×104t/a，加工混合蜡油能力为64.21×104t/a。 该装置改造后采用催化剂不完全再生技术，因此，本次改造后新增CO焚烧炉和Q84/900-31-3.82/450型余热锅炉各一台。 锅炉利用催化装置再生烟气的物理热和CO燃烧炉焚烧一再烟气产生的化学热，产生3.82Mpa、450℃的中压过热蒸汽，工程初期全厂无中压管网，经减温减压后并入1.0Mpa蒸汽管网；中压蒸汽管网建成后，全部并入中压蒸汽网管。 O，其中锅炉本身产汽31(t/h)。 锅炉烟气阻力约为115mmH 2 第一章CO焚烧炉及余热锅炉设计说明 CO焚烧炉为立式圆筒结构，底部水平安装两个气体燃烧器，燃烧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，同时在焚烧炉顶部设置有两个防爆门，焚烧炉与余热锅炉通过非金属膨胀节连接。烟气出口正常温度为850℃～950℃。炉体口设置有测温、测压孔以及烟气取样孔，同时在余热锅炉入口处设置有氧化锆，以测量出口烟气的氧含量，炉内机械设计温度为1400℃，壳体规格为Φ3636×18mm，壳体材质Q245R ,燃烧室衬里厚度为400mm。混合燃烧段衬里厚度为300mm。衬里为双层结构，迎火层为耐火可塑料，隔热层为轻质隔热浇注料。金属重量为150吨，非金属重量为300吨，焚烧炉顶中心标高20700mm 。 气体燃烧器附带火焰检测器，金属软管，电点火器等。 余热锅炉通过CO焚烧炉把催化装置不完全再生烟气完全燃烧，焚烧后的高温烟气通过余热锅炉产生3.82Mpa、450℃的中压过热蒸汽并入全厂蒸汽管网。 进入锅炉的再生烟气流量为8.4×104m3n/h,烟气阻力约为3.0kPa。锅炉的设计工况共有四个：设计工况、校核工况一、校核工况二和校核工况三。设

催化裂化装置脱硫脱硝环保措施及效果分析

催化裂化装置脱硫脱硝环保措施及效果分析 摘要现在社会空气污染问题相当严重，催化裂化装置在排放烟气过程当中会出现不可避免的粉尘浓度超标问题。为在真正意义上实现对上述现象的解决，我们需要从催化装置烟气脱硫设置应用方面着手，实现对合适烟气脱硝技术的选择。本文主要针对催化裂化装置脱硫脱硝环保措施以及结果进行进一步探究。主要是在选择适合本装置脱硝技术的基础，实现对预期效果的满足，这不仅可实现对空气污染问题的有效解决，同时也可将更为良好的生存环境提供给人们。 关键词催化裂化；烟气脱硫；烟气脱硝 这些年来气候恶劣问题日益严重，全球面对的主要环境问题集中在温室效应、酸雨以及臭氧层破坏几个方面，这会对人类长期发展目标的实现造成制约。很多因素对环境造成污染，天然气及石油和煤等燃料的大规模使用都会在一定程度上加剧環境污染的程度。从催化裂化装置脱硫脱硝环保措施着手可实现对上述问题的不断改善，这可充分说明催化裂化装置脱硫脱硝环保措施的重要性。 1 FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂 FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂由北京某公司生产，为独家产品，已经得到相关质量管理体系的认证。其活性组分为金属氧化物，在助燃以及降低NOx排放的功能过程中都起着较为重要的作用。 1.1 技术原理NOx FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂有大量的金属氧化物存在，这也是其活性组分，金属氧化物在高温水热环境以及两器中会发生不可避免的还原反应。反应的主要对象为NOx，这是导致N2出现的主要原因。对烟气中NOx含量的降低有积极作用。 1.2 实施过程NOx 我们主要分为两个阶段对FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂进行加入，第一阶段速度较快，进而保障其在最短的时间内实现在自身作用与价值的发挥。第二阶段的加入较为平稳，在衡量其是否进入平稳阶段时，可借助助剂在系统总藏量中所占据的比例。快速阶段的助剂加入次数为每天三次，60kg，平稳阶段加入次数依旧为每天三次，但是每次加入次数有所改变，为10kg。催化剂小型加料器是FP-DNSNOx催化裂化烟气多效净化剂过程当中所借助的主要工具，然后在再生器密相床上进行直接补充。 1.3 烟气多效净化剂实施效果 烟气多效净化剂实施效果可通过以下数据进行直观体现。NOx在烟气多效

催化裂化的装置简介及工艺流程样本

催化裂化装置简介及工艺流程 概述 催化裂化技术发展密切依赖于催化剂发展。有了微球催化剂，才浮现了流化床催化裂化装置；分子筛催化剂浮现，才发展了提高管催化裂化。选用适当催化剂对于催化裂化过程产品产率、产品质量以及经济效益具备重大影响。 催化裂化装置普通由三大某些构成，即反映/再生系统、分馏系统和吸取稳定系统。其中反映––再生系统是全装置核心，现以高低并列式提高管催化裂化为例，对几大系统分述如下： （一）反映––再生系统 新鲜原料(减压馏分油)通过一系列换热后与回炼油混合，进入加热炉预热到370℃左右，由原料油喷嘴以雾化状态喷入提高管反映器下部，油浆不经加热直接进入提高管，与来自再生器高温(约650℃~700℃)催化剂接触并及时汽化，油气与雾化蒸汽及预提高蒸汽一起携带着催化剂以7米/秒~8米/秒高线速通过提高管，经迅速分离器分离后，大某些催化剂被分出落入沉降器下部，油气携带少量催化剂经两级旋风分离器分出夹带催化剂后进入分馏系统。 积有焦炭待生催化剂由沉降器进入其下面汽提段，用过热蒸气进行汽提以脱除吸附在催化剂表面上少量油气。待生催化剂经待生斜管、待生单动滑阀进入再生器，与来自再生器底部空气(由主风机提供)接触形成流化床层，进行再生反映，同步放出大量燃烧热，以维持再生器足够高床层温度(密相段温度约650℃~680℃)。再生器维持0.15MPa~0.25MPa(表)顶部压力，床层线速约0.7米/秒~1.0米/秒。再生后催化剂经淹流管，再生斜管及再生单动滑阀返回提高管反映器循环使用。 烧焦产生再生烟气，经再生器稀相段进入旋风分离器，经两级旋风分离器分出携带大某些催化剂，烟气经集气室和双动滑阀排入烟囱。再生烟气温度很高并且具有约5%~10%CO，为了运用其热量，不少装置设有CO锅炉，运用再生烟气产

催化裂化装置的主要设备

催化裂化装置的主要设备 百克网：2008-5-30 14:50:14 文章来源：本站 催化裂化装置设备较多，本节只介绍几个主要设备。 一、提升管反应器及沉降器 (一)提升管反应嚣 提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所，是本装置的关键设备。随装置类型不同 提升管反应器类型不同，常见的提升管反应器类型有两种： (1)直管式：多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 (2)折叠式：多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 图5—8是直管式提升管反应器及沉降器示意图 提升管反应器是一根长径比很大的管子，长度一般为30～36米，直径根据装置处理量决 定，通常以油气在提升管内的平均停留时间1～4秒为限确定提升管内径。由于提升管内自下而上油气线速不断增大，为了不使提升管上部气速过高，提升管可作成上下异径形式。 在提升管的侧面开有上下两个(组)进料口，其作用是根据生产要求使新鲜原料、回炼 油和回炼油浆从不同位置进入提升管，进行选择性裂化。

进料口以下的一段称预提升段(见图5—9)，其作用是：由提升管底部吹入水蒸气(称预 提升蒸汽)，使由再生斜管来的再生催化剂加速，以保证催化剂与原料油相遇时均匀接触。 这种作用叫预提升。 为使油气在离开提升管后立即终止反应， 提升管出口均设有快速分离装置，其作用是使 油气与大部分催化剂迅速分开。快速分离器的 类型很多，常用的有：伞帽型，倒L型、T型、 粗旋风分离器、弹射快速分离器和垂直齿缝式 快速分离器(分州如图5—10中a、b、c、d、e、f所示)。 为进行参数测量和取样，沿提升管高度还 装有热电偶管、测压管、采样口等。除此之外，提升管反应器的设计还要考虑耐热，耐磨 以及热膨胀等问题。 (二)沉降器 沉降器是用碳钢焊制成的圆筒形设备，上段为沉降段，下段是汽提段。沉降段内装有数 组旋风分离器，顶部是集气室并开有油气出口。沉降器的作用是使来自提升管的油气和催化剂分离，油气经旋风分离器分出所夹带的催 化荆后经集气室去分馏系统；由提升管快速分 离器出来的催化剂靠重力在沉降器中向下沉 降，落入汽提段。汽提段内设有数层人字挡板 和蒸汽吹入口，其作用是将催化剂夹带的油气用过热水蒸气吹出(汽提)，并返回沉降段，以便减少油气损失和减小再生器的负荷。 沉降器多采用直筒形，直径大小根据气体(油气、水蒸气)流率及线速度决定，沉降段线速一般不超过0.5～0.6米／秒。沉降段高度由旋风分离器科腿压力平衡所需料腿长度和所 需沉降高度确定，通常为9～12米。 汽提段的尺寸一般由催化剂循环量以及催化剂在汽提段的停留时间决定，停留时间一般 是1.5～3分钟。 二、再生器

几种催化裂化烟气脱硫技术

几种催化裂化烟气脱硫技术 一、主要技术简介 目前催化裂化烟气污染物排放控制技术可分别为干法、湿法两大类，进一步又可分为采添加脱SOx、NOx助剂，催化原料预处理技术，增设烟气脱SOx、脱NOx设施三类。国外工业运行的催化裂化烟气脱SOx技术以湿法为主，吸收剂（洗涤液）有钠碱、氢氧化镁Mg(OH)2和海水等。湿法洗涤脱SOx设施一般由吸收（洗涤）单元和废液净化处理单元组成，前者是烟气脱硫技术的核心。应用较多的有诺顿公司的VSS技术，DuPont BELCO公司的EDV和LABSORBTM 技术、Hamon公司的WGS技术、Shell公司的CANSOLV技术等。 1.1 ExxonMobil公司WGS技术 1974年，当时在Exxon公司工作的John Cunic先生（先就职于美国诺顿公司）开发了第一套FCCU烟气洗涤技术，将喷射式文丘里管JEV应用到催化裂化烟气脱硫装置上。也就是现在由Hamon公司出售的WGS技术（ExxonMobil 授权Hamon工程公司进行WGS技术的出售及设计工作）。 优点：采用JEV(喷射式文丘里管)时压降低。 缺点：采用HEV(高性能文丘里管)时压降高。 1.2 DuPont BELCO公司的EDV技术 该技术于1994年完成第一套商业应用。EDV由急冷喷嘴、多层吸收喷嘴及滤清模块（滤清模块有多个文丘里组成）水珠分离器组成。上世纪90年代，诺顿公司主要给ExxonMobil公司升级维护WGS系统，ExxonMobil公司又不允许将其WGS洗涤技术推广到其他石化企业，造成90年代到2000年，DuPont BELCO 公司销售了多套EDV系统。 优点：业绩较多 缺点：系统在添加滤清模块的情况下压降会升高，可达4-7Kpa 1.3 CANSOLV公司的CANSOLV技术 CANSOLV公司1997年成立于加拿大，CANSOLV再生脱硫2002年开始第一套工业化商业运行。CANSOLV再生胺法脱硫系统有两部分组成洗涤-吸收和再生-净化，在炼油厂成功业绩全世界只有1套，它主要由以下几点

重油催化裂化装置安全基本常识

重油催化裂化装置安全基本常识 1.应急电话：火警：119；急救：120。 2.集团公司安全生产方针：安全第一、预防为主、全员动手、 综合治理。 3.三级安全教育：厂级安全教育、车间级安全教育、班组安 全教育。 4.三违：违章作业、违章指挥、违反劳动纪律。 5.三不伤害：不伤害自己、不伤害他人、不被他人伤害。 6.三不用火：没有经批准的用火作业许可证不用火、用火监 护人不在现场不用火、防火措施不落实不用火。 7.四不放过：事故原因分析不清不放过、事故责任者不受处 理不放过、事故责任者和群众没有受到教育不放过、防范措施不落实不放过。 8.三同时：一切新建、改建、扩建的工程项目，必须做到主 体工程与安全、环保、卫生技术措施和设施同时设计、同时施工、同时投用。

9.消防三懂、三会：懂火灾危险性、懂预防措施、懂扑救方 法；会报警、会使用灭火器材、会扑救初起火灾。 10.四全监督管理原则：全员、全过程、全方位、全天侯。 11.安全气分析： 1)可燃气体浓度：当爆炸下限大于4.0%时，指标为小于 0.5%；当爆炸下限小于4.0%时，指标为小于0.2%。 2)氧含量：19.5%～23.5%。 3)有毒有害物质不超过国家规定的“空气中有毒物质最 高容许浓度”的指标。 注：进入设备作业应保证以上三项同时合格，取样要有代表性、全面性。 12.生产装置、罐区的防火间距： 1)液态烃储罐、可燃气体储罐，防火间距为22.5米。（设 备边缘起）。 2)其它各类可燃气体储罐，防火间距为15米。 3)含可燃液体的敞口设备，如水池、隔油池等，防火间 距为22.5米。

13.石化集团公司HSE目标是：追求最大限度地不发生事故、 不损害人身健康、不破坏环境，创国际一流的HSE业绩。 14.济南分公司HSE方针：安全第一，预防为主；全员动手， 综合治理。 济南分公司HSE目标：层层落实HSE责任制，加大隐患治理力度，狠抓“三基”工作，严格事故责任追究，杜绝重大事故，减少人员伤亡和一般事故，争创HSE新业绩。15.每个职工应具备的HSE素质和能力： 1)对本职工作认真、负责，遵章守纪，有高度的责任感 和事业心； 2)在异常情况下，处置果断，有较强的生产处理和事故 应变能力； 3)业务精通、操作熟练，能正确分析解决生产操作和工 艺设备问题； 4)有较强的安全、环境与健康意识，能自觉做好HSE工 作； 5)能正确使用消防气防、救护器材，有较强的自救互救

炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程

编订：__________________ 单位：__________________ 时间：__________________ 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工 艺流程 Standardize The Management Mechanism To Make The Personnel In The Organization Operate According To The Established Standards And Reach The Expected Level. Word格式 / 完整 / 可编辑

文件编号：KG-AO-8978-61 炼油生产安全技术—催化裂化的装置简介类型及工艺流程 使用备注：本文档可用在日常工作场景，通过对管理机制、管理原则、管理方法以及管理机构进行设置固定的规范，从而使得组织内人员按照既定标准、规范的要求进行操作，使日常工作或活动达到预期的水平。下载后就可自由编辑。 一、装置简介 (一)装置发展及其类型 1．装置发展 催化裂化工艺产生于20世纪40年代，是炼油厂提高原油加工深度的一种重油轻质化的工艺。 20世纪50年代初由ESSO公司(美国)推出了Ⅳ型流出催化装置，使用微球催化剂(平均粒径为60—70tan)，从而使催化裂化工艺得到极大发展。 1958年我国第一套移动床催化裂化装置在兰州炼油厂投产。1965年我国自己设计制造施工的Ⅳ型催化装置在抚顺石油二厂投产。经过近40年的发展，催化裂化已成为炼油厂最重要的加工装置。截止1999年底，我国催化裂化加工能力达8809。5×104t／a，占

一次原油加工能力的33．5％，是加工比例最高的一种装置，装置规模由(34—60)×104t／a发展到国内最大300×104t／a，国外为675×104t／a。 随着催化剂和催化裂化工艺的发展，其加工原料由重质化、劣质化发展至目前全减压渣油催化裂化。根据目的产品的不同，有追求最大气体收率的催化裂解装置(DCC)，有追求最大液化气收率的最大量高辛烷值汽油的MGG工艺等，为了适应以上的发展，相应推出了二段再生、富氧再生等工艺，从而使催化裂化装置向着工艺技术先进、经济效益更好的方向发展。 2．装置的主要类型 催化裂化装置的核心部分为反应—再生单元。反应部分有床层反应和提升管反应两种，随着催化剂的发展，目前提升管反应已取代了床层反应。 再生部分可分为完全再生和不完全再生，一段再生和二段再生(完全再生即指再生烟气中CO含量为10—6级)。从反应与再生设备的平面布置来讲又可分为高低并列式和同轴式，典型的反应—再生单元见图

催化裂化装置生产方法及基本原理

催化裂化装置生产方法及基本原理 第一节主要控制方案 一、主要控制方案 1. 重油提升管（R22101A）出口温度（TRCA22101A）是通过重油再生滑阀（TV22101A）调节催化剂循环量来控制的，接力管滑阀控制重油提升管起始温度；芳烃提升管（R22101B）出口温度是通过芳烃再生滑阀（TRCA22101B）调节催化剂循环量来控制的，循环立管滑阀调节轻燃油提升管起始温度。 2. 反应沉降器（R22101）的藏量（WRCA22101）是通过调节待生塞阀的开度来控制的。 3.再生器温度（TRCA22102/1）通过串级调节外取热器的提升风的风量（FRCA22109）来调节。 4. 反应沉降器压力正常由气压机C22301转速调节；气压机停运或压力高时可通过压缩机入口大小放火炬阀的开度大小控制。 5. 再生压力是通过分程调节烟机入口蝶阀（PV22101C）和烟机旁路双动滑阀（PV22101A、PV22101B）、来控制的。 6. 分馏塔（T22201A、B）液位和温度选择器切换控制塔底循环泵上返塔流量调节阀来达到控制液位和温度的目的。 7. 重油分馏塔顶油气分离器(V22203A)的液位与粗轻燃油去吸收塔流量阀（FV22218）实行串级调节，保持粗轻燃

油进提升管反应器流量的稳定；芳烃分馏塔顶油气分离器（V22203B）的液位与粗轻燃油去吸收塔流量阀（FV22221）实行串级调节。 8. 气压机出口油气分离器(V22302)的液位与脱吸塔(T22302)进料量实行串级调节。 9. 稳定塔(T22304)塔顶压力实行热旁路与卡脖子相结合的方法进行调节。 10. 余热锅炉实行三冲量调节。 第二节质量控制 一、轻燃油质量的控制 (一). 轻燃油的质量标准 轻燃油规格见表6-1。 表 6-1 轻燃油规格 分析项目单 位 GB17930-2006 试验方法 93号 研究法辛烷值（RONC）--- ≥93 GB/T5487 馏程10％温度 ℃ ≤70 GB/T6536 50％温度≤120 90％温度≤190 终馏点≤205 残留量％（v/v）≤2 GB/T6536

催化裂化烟气脱硫工艺及污水处理方案

催化裂化烟气脱硫工艺 及污水处理方案 Company Document number：WTUT-WT88Y-W8BBGB-BWYTT-19998

烟气脱硫污水处理方案 目前国催化裂化装置湿法烟气脱硫工艺有美国BELCO公司的EDV工艺、德国GEA-Bischoff公司的EP-Absorber工艺、美国诺顿（NORTON）公司的文丘里洗涤脱硫工艺（VSS），所有烟气脱硫装置运行过程中排放的脱硫后废水为COD高的含盐污水，主要污染物为硫酸钠、亚硫酸钠溶液及固体颗粒物，成熟的烟气脱硫工艺都有配套的污水处理单元（PTU）来处理脱硫废水，经处理后的脱硫废水直接进入外排污水管网。 现总结几个公司烟气脱硫主要工艺和污水处理工艺。 德国GEA-Bischoff公司的EP-Absorber工艺——昌邑石化烟气脱硫介绍： 昌邑石化烟气脱硫除尘工艺流程图 吸收器 外部氧化喷射系统图 昌邑石化烟气脱硫除尘单元采用德国GEA-Bischoff公司EP-Absorber脱硫除尘一体化技术对烟气中的二氧化硫和粉尘处理，由二氧化硫吸收系统、静电除尘系统和烟囱三部分组成。废水处理单

元采用德国 GEA Bischoff公司专用的排液处理技术(PTU)处理脱硫除尘废水，主要有澄清器、汽提塔、砂滤几部分组成。 为使排出废液COD更低，从吸收器底部池中抽取液体至外部氧化系统氧化，再回流至吸收器池中。外部氧化系统由空气喷射器和高压泵等组成，液体被高压泵输送至动力喷嘴，通过喷嘴喷射后，体变成液滴，随后与喷射空气充分混合，使溶解在循环液中的亚硫酸盐与空气发生氧化反应。在空气喷射器之后，含有非常细微分散气泡的循环液回流至吸收器池内，在这些气泡上升至池面的过程中，残余的氧进一步与循环液发生氧化反应。 脱硫除尘进入PTU单元处理，悬浮的颗粒催化剂经压滤成饼作为固体排放物进行处理，清液经处理后外排至市政污水管网。 固体废物排放主要为脱硫除尘塔外排废液经脱水后产生的泥渣以及脱硝产生的废催化剂。脱硫废渣产生量1693t/a，主要成分为硫

催化裂化余热锅炉系统火用分析

第41卷第10期 当 代 化 工 Vol.41，No.10 2012年10月 Contemporary Chemical Industry October，2012 收稿日期：2012-04-08 作者简介：杨云鹏（1988－），男，山东济南人，辽宁石油化工大学在读硕士研究生，研究方向：从事炼厂余热利用研究工作。E－mail:chuyunyyp@https://www.wendangku.net/doc/8f11075855.html,。 催化裂化余热锅炉系统火用 分析 杨云鹏，刘宝玉，张 宁，葛 磊，陈 印 （辽宁石油化工大学 石油天然气工程学院，辽宁 抚顺 113001） 摘 要：利用火用 分析方法对催化裂化余热锅炉进行了综合火用 效率分析，分析了余热锅炉系统在运行中的火用效率表达式；并且用此方法进行了实例计算与分析，得出了余热锅炉在实际运行中有效能利用情况，对余热锅炉火用 效率的影响因素进行了定性分析，确定了火用 损失的关键环节为排烟火用 损失和温差传热火用 损失；通过针对性的优化方案对余热锅炉进行改造，若使其排烟温度降至150 ℃时，余热锅炉系统火用 效率将提高10.4%。 关 键 词：火用 分析；催化裂化；余热锅炉；优化方案 中图分类号：TK 229.92 文献标识码： A 文章编号： 1671-0460（2012）10-1114-03 Exergy Analysis of the Waste Heat Boiler in Fluid Catalytic Cracking Unit YANG YUN-Peng , LIU Bao-yu , ZHANG Ning , GE Lie , CHEN Yin （College of Petroleum and Natural Gas Engineering, Liaoning Shihua University, Liaoning Fushun 113001，China ） Abstract : The exergy analysis of the waste heat boiler in fluid catalytic cracking unit was carried out by the exergy analysis method. The exergy efficiency expression of the waste heat boiler system in the operation was analyzed; And practical calculation and analysis were carried out by this method, application status of effective energy from the waste heat boiler was gained, some factors to affect the exergy efficiency of the waste heat boiler were analyzed, it’s determined that the key link of the exergy loss was smoke exhaust and heat transfer. After transformation of the waste heat boiler with optimal scheme, the exergy efficiency of the waste heat boiler would be increased by 10.4% if the exhaust gas temperature drops to 150 ℃. Key words : Exergy analysis; Catalytic cracking unit; Waste heat boiler; Optimal scheme 催化裂化是石油加工过程中重要的二次加工方法，其反应—再生系统在运行过程中产生大量品位较高的能量，此部分能量的回收与利用对整个系统能耗影响非常显著。原油在提升管反应器中与来自再生器的催化剂接触并立即裂化发生反应，同时难以裂解的碳附着在催化剂表面，引起催化剂结焦失活。积有焦炭的催化剂需进入再生器进行再生反应（烧焦反应），在此过程中放出大量的燃烧热，在维持再生器足够高的反应温度的同时产生大量的高温再生烟气（其温度可达750 ℃），其压力约为0.3 MPa，且含有5%~10%的CO [1] 。工程上采用CO 焚烧炉和余热锅炉来回收此部分能量，烟气分别经过高温取热器、旋风分离器、烟气轮机后进入余热锅炉回收烟气显热。火用 效率分析方法是在实际热力系统中运用热力学第一定律和第二定律对系统进行热分析的一种方法，从而更加有效的分析系统的用能状况与能量利用效率[2] 。 本文基于前人研究成果的基础上对催化裂化余热锅炉系统进行了火用 效率分析，分析了整个系统在运行中的火用 效率表达式，并对余热锅炉火用 效率的影 响因素进行了定性分析，确定了火用 损失的关键环节。 1 余热锅炉的火用分析 处于一定状态的工质所具有的最大可用能称为 工质火用，进行稳定流动的工质，经过一系列可逆过程达到与环境状态（P 0，T 0）平衡，所能完成的最 大有用功称为流动工质火用 [3] 。选取环境状态为零火用 参考点[4] ，忽略动能与位能的变化，得出工质稳定流动工质火用： ()()0000x S T h S T h e ???= （1） 式中: e x —稳定流动工质火用，kJ/kg ； h 与h 0分别—工质初状态与环境状态的焓值，kJ/kg ； S 与S 0分别—工质初状态与环境状态的熵值，kJ/(kg ?K)； 即 ()??? ???? ?+??=P P R T T C T T T C e 00 p 00p x ln ln （2） 催化裂化余热锅炉在生产过程当中用以产生过 热蒸汽及完成部分外来饱和蒸汽的过热任务，其各项物流进出余热锅炉的示意图如图1所示。

催化裂化装置工艺流程及设备简图

催化裂化装置工艺流程及设备简图 “催化裂化”装置简单工艺流程 “催化裂化”装置由原料预热、反应、再生、产品分馏等三部分组成～其工艺流程见下图～主要设备有:反应器、再生器、分馏塔等。 1、反应器,又称沉降器,的总进料由新鲜原料和回炼油两部分组成～新鲜原料先经换热器换热～再与回炼油一起分为两路进入加热炉加热～然后进入反应器底部原料集合管～分六个喷嘴喷入反映器提升管～并用蒸汽雾化～在提升管中与560，600?的再生催化剂相遇～立即汽化～约有25，30%的原料在此进行反应。汽油和蒸汽携带着催化剂进入反应器。通过反应器～分布板到达密相段～反应器直径变大～流速降低～最后带着3，4?/?的催化剂进入旋风分离器,使其99%以上的催化剂分离,经料腿返回床层,油汽经集气室出沉降器,进入分馏塔。 2、油气进入分馏塔是处于过热状态,同时仍带有一些催 化剂粉末,为了回收热量,并洗去油汽中的催化剂,分馏塔入口上部设有挡板,用泵将塔底油浆抽出经换热及冷却到 0200，300C,通过三通阀,自上层挡板打回分馏塔。挡板以上为分馏段,将反应 物根据生产要求分出气体、汽油、轻柴油、重柴油及渣油。气体及汽油再进行稳定吸收,重柴油可作为产品,也可回炼,渣油从分馏塔底直接抽出。

3、反应生焦后的待生催化剂沿密相段四壁向下流入汽提段。此处用过热蒸汽提出催化剂,颗粒间及表面吸附着的可汽提烃类,沿再生管道通过单动滑阀到再生器提升管,最后随增压风进入再生器。在再生器下部的辅助燃烧室吹入烧焦用的空气,以保证床层处于流化状态。再生过程中,生成的烟通过汽密相段进入稀相段。再生催化剂不断从再生器进入溢流管,沿再生管经另一单动滑阀到沉降器提升管与原料油汽汇合。 4、由分馏塔顶油气分离出来的富气,经气压机增压,冷却后用凝缩油泵打入吸收脱吸塔,用汽油进行吸收,塔顶的贫气进入二级吸收塔用轻柴油再次吸收,二级吸收塔顶干气到管网,塔底吸收油压回分馏塔。 5、吸收脱吸塔底的油用稳定进料泵压入稳定塔,塔顶液态烃一部分作吸收剂,另一部分作稳定汽油产品。 设备简图 反应器、再生器和分馏塔高、重、大。具体如:分馏塔高41.856m,再生器塔高31m,反应器安装后塔顶标高达57m。再生器总重为390t,反应器总重为177t,分馏塔总重为175t。 3再生器最大直径9.6m,体积为2518m。 1(两器一塔的主要外型尺寸及参数 再生器的外型尺寸参数见下图。

催化裂化装置的主要设备催化裂化装置的主要设备

催化裂化装置的主要设备 催化裂化装置的主要设备 百克网：2008-5-30 14:50:14 文章来源：本站 催化裂化装置设备较多，本节只介绍几个主要设备。 一、提升管反应器及沉降器 (一)提升管反应嚣 提升管反应器是进行催化裂化化学反应的场所，是本装置的关键设备。随装置类型不同提升管反应器类型不同，常见的提升管反应器类型有两种： (1)直管式：多用于高低并列式提升管催化裂化装置。 (2)折叠式：多用于同轴式和由床层反应器改为提升管的装置。 图5—8是直管式提升管反应器及沉降器示意图 提升管反应器是一根长径比很大的管子，长度一般为30～36米，直径根据装置处理量决定，通常以油气在提升管内的平均停留时间1～4秒为限确定提升管内径。由于提升管内自下而上油气线速不断增大，为了不使提升管上部气速过高，提升管可作成上下异径形式。 在提升管的侧面开有上下两个(组)进料口，其作用是根据生产要求使新鲜原料、回炼油和回炼油浆从不同位置进入提升管，进行选择性裂化。

进料口以下的一段称预提升段(见图5—9)，其作用是：由提升管底部吹入水蒸气(称预提升蒸汽)，使由再生斜管来的再生催化剂加速，以保证催化剂与原料油相遇时均匀接触。这种作用叫预提升。 为使油气在离开提升管后立即终止反应，提升管出口均设有快速分离装置，其作用是使油气与大部分催化剂迅速分开。快速分离器的类型很多，常用的有：伞帽型，倒L型、T型、粗旋风分离器、弹射快速分离器和垂直齿缝式快速分离器(分州如图5—10中a、b、c、d、e、f所示)。 为进行参数测量和取样，沿提升管高度还装有热电偶管、测压管、采样口等。除此之外，提升管反应器的设计还要考虑耐热，耐磨以及热膨胀等问题。 (二)沉降器 沉降器是用碳钢焊制成的圆筒形设备，上段为沉降段，下段是汽提段。沉降段内装有数组旋风分离器，顶部是集气室并开有油气出口。沉降器的作用是使来自提升管的油气和催化剂分离，油气经旋风分离器分出所夹带的催化荆后经集气室去分馏系统；由提升管快速分离器出来的催化剂靠重力在沉降器中向下沉降，落入汽提段。汽提段内设有数层人字挡板和蒸汽吹入口，其作用是将催化剂夹带的油气用过热水蒸气吹出(汽提)，并返回沉降段，以便减少油气损失和减小再生器的负荷。 沉降器多采用直筒形，直径大小根据气体(油气、水蒸气)流率及线速度决定，沉降段线速一般不超过0.5～0.6米／秒。沉降段高度由旋风分离器科腿压力平衡所需料腿长度和所需沉降高度确定，通常为9～12米。汽提段的尺寸一般由催化剂循环量以及催化剂在汽提段的停留时间决定，停留时间一般是1.5～3分钟。 二、再生器

催化裂化烟气脱硫工艺及污水处理方案

烟气脱硫污水处理方案 目前国催化裂化装置湿法烟气脱硫工艺有美国BELCO?公司的EDV工艺、德国GEA-Bischoff公司的EP-Absorber工艺、美国诺顿（NORTON）公司的文丘里洗涤脱硫工艺（VSS），所有烟气脱硫装置运行过程中排放的脱硫后废水为COD高的含盐污水，主要污染物为硫酸钠、亚硫酸钠溶液及固体颗粒物，成熟的烟气脱硫工艺都有配套的污水处理单元（PTU）来处理脱硫废水，经处理后的脱硫废水直接进入外排污水管网。 现总结几个公司烟气脱硫主要工艺和污水处理工艺。 德国GEA-Bischoff公司的EP-Absorber工艺——昌邑石化烟气脱硫介绍：

昌邑石化烟气脱硫除尘工艺流程图 外部氧化喷射系统图 昌邑石化烟气脱硫除尘单元采用德国GEA-Bischoff 公司 EP-Absorber 脱硫除尘一体化技术对烟气中的二氧化硫和粉尘处理，由二氧化硫吸收系统、静电除尘系统和烟囱三部分组成。废水处理单元采用德国 GEA Bischoff 公司专用的排液处理技术(PTU)处理脱硫除尘废水，主要有澄清器、汽提塔、砂滤几部分组成。 为使排出废液COD 更低，从吸收器底部池中抽取液体至外部氧吸收器

化系统氧化，再回流至吸收器池中。外部氧化系统由空气喷射器和高压泵等组成，液体被高压泵输送至动力喷嘴，通过喷嘴喷射后，体变成液滴，随后与喷射空气充分混合，使溶解在循环液中的亚硫酸盐与空气发生氧化反应。在空气喷射器之后，含有非常细微分散气泡的循环液回流至吸收器池内，在这些气泡上升至池面的过程中，残余的氧进一步与循环液发生氧化反应。 经PTU单元后外排废水排放指标 脱硫除尘进入PTU单元处理，悬浮的颗粒催化剂经压滤成饼作为固体排放物进行处理，清液经处理后外排至市政污水管网。 固体废物排放主要为脱硫除尘塔外排废液经脱水后产生的泥渣以及脱硝产生的废催化剂。脱硫废渣产生量1693t/a，主要成分为硫酸钠、亚硫酸钠、亚硫酸氢钠，经过滤后，进行无害化填埋。废催化剂属于危险固体废物，送至具有危险固体废物回收资质的单位进行回收。