CN106362587A - 一种催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺 - Google Patents

一种催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺 Download PDF

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Abstract

本发明公开了一种催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺，包括如下步骤：(1)在催化剂存在下，所述催化裂化烟气中的一氧化碳和氮氧化物进行非选择性催化还原脱硝反应，收集脱硝烟气；(2)将所述脱硝烟气与水接触以去除所述脱硝烟气中的粉尘，收集脱尘烟气；(3)将贫硫吸收剂与所述脱尘烟气接触以吸收所述脱尘烟气中的硫化物，得到净化烟气。经测试，所得净化烟气中氮氧化物NOx≤50mg/Nm3；SO2≤50mg/Nm3，粉尘≤10mg/Nm3，SO2的回收率在95.0％以上，具有优异的脱硫、脱硝及除尘效果。

Description

一种催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺
技术领域
本发明属于烟气脱硫脱硝技术领域，具体涉及一种催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺。
背景技术
催化裂化技术是炼油厂提高原油加工深度、生产高辛烷值汽油、柴油和液化气的最为重要的一种重油轻质化工艺，通常包括反应器和再生器等工艺装置。上述工艺运行时，催化剂先在反应器中催化裂化原油，待反应结束后，催化剂进入再生器进行再生，此时的催化剂上含有约3-10wt％的焦炭，须在再生器内用空气中的氧烧去沉积的焦炭以恢复其催化活性，产生的烟气中含有CO、NOx，SO2和粉尘等污染物，需经净化处理，方能达标排放。
为了净化上述烟气，目前常采用选择性催化剂还原技术(SCR)脱除烟气中的NOx，再用碱性溶液洗涤烟气以脱除其中的SO2，实现烟气的达标排放。也有采用一体化的脱硫脱硝技术净化上述烟气的报道，该技术先用臭氧将烟气中的NOx氧化生成N2O5，接着再用碱液洗涤，最终实现一次脱除NOx和SO2的目的，同时产生含硫酸盐和硝酸盐的废水。
若采用选择性催化剂还原技术(SCR)需要向反应体系中补充液氨、氨水或尿素等还原剂和一套还原剂补加系统，增加了原料和设备投资成本，同时也增加了系统操作控制的繁琐程度。另外补充氨作为脱硝还原剂后，还会面临氨逃逸问题，造成二次污染。若采用一体化的脱硫脱硝技术会存在臭氧氧化的设备投资费用高的问题，一般需要多台臭氧发生器，电耗很高，仅电耗就占脱硫脱硝单元的80％以上。对于480万吨/年的催化裂化装置，仅脱硫脱硝单元的年运行费用就要6500多万元/年。另外还会产生含硫酸盐和硝酸盐的废水。含盐废水处理比较困难，其排放到环境中会对土壤、地表水、地下水以及水体中的生物产生严重的破坏。其主要表现为高含盐量废水会对生物产生抑制作用。同时含盐废水成分复杂又不具备回收价值。
为了避免上述缺陷，中国专利文献CN102895873A公开了同时脱除烟气中硫氧化物、氮氧化物和一氧化碳的方法。该技术在催化裂化再生器再生烟气出口之后，烟气轮机之前或之后，设置氧化还原反应器，氧化还原反应器中装填氧化还原催化剂，将高温再生烟气和还原性气体注入氧化还原反应器中，在常压、500-650℃的条件下，烟气中的硫氧化物、氮氧化物、氧气与还原性气体发生氧化还原反应，生成单质硫、氮气和水蒸气；反应后的混合烟气经能量回收系统逐步换热降温后，在较低温位处设置液态硫和固态硫收集器来回收单质硫，脱除了硫氧化物、氮氧化物和一氧化碳的再生烟气排除装置，该技术一次脱除硫氧化物、氮氧化物和一氧化碳，简化工艺流程，同时也不会产生含盐废水。
但是，上述技术直接通过一步氧化还原反应将烟气中硫氧化物、氮氧化物和一氧化碳转变成单质硫、氮气和水蒸气，该转化过程需要同时兼顾硫氧化物与还原剂反应以及氮氧化物与还原剂反应两个方面，造成转化过程中的反应条件不易控制。再者生成的单质硫以硫蒸汽的形式与氮气混杂，增加了后续分离的难度。因上述技术中催化裂化再生后的烟气中含有大量的粉尘，这些粉尘会进入单质硫中，并且很难从单质硫中分离出来，造成单质硫难以回收利用。同时，上述技术还需外加还原剂，增加了原料成本和设备投资成本。
发明内容
为此，本发明所要解决的是在催化裂化烟气的脱硫脱硝过程中反应条件不易控制、需外加还原剂，以及催化裂化烟气中的硫氧化物难以有效回收利用的缺陷，进而提供一种反应条件容易控制、无需外加还原剂、硫氧化物能有效回收利用，以及原料成本和设备投资成本低的催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺。
本发明所提供的脱硫脱硝工艺，包括如下步骤：
(1)在催化剂存在下，所述催化裂化烟气中的一氧化碳和氮氧化物进行非选择性催化还原脱硝反应，收集脱硝烟气；
(2)将所述脱硝烟气与水接触以去除所述脱硝烟气中的粉尘，收集脱尘烟气；
(3)将贫硫吸收剂与所述脱尘烟气接触以吸收所述脱尘烟气中的硫化物，得到净化烟气。
优选地，所述步骤(1)中，所述非选择性催化还原脱硝反应的反应温度为400～660℃，反应压力为40-60Kpa。
优选地，所述步骤(2)中，所述脱硝烟气与水的体积比为1：(0.008-0.016)。
进一步地，所述脱硝烟气的流速为2-5m/s。
优选地，所述步骤(3)中，所述贫硫吸收剂与所述脱尘烟气的体积比为(0.008-0.016)：1。
进一步地，所述脱尘烟气的流速为2-5m/s。
优选地，所述步骤(3)中，所述吸收步骤的温度为20～80℃；
所述贫硫吸收剂为聚乙二醇二甲醚。
优选地，在所述步骤(2)之前，还包括回收所述脱硝烟气余热的步骤；
还包括收集所述步骤(3)中吸收结束后所得富硫吸收剂，并从所述富硫吸收剂中解吸出SO2解吸气，收集残液作为所述贫硫吸收剂的步骤。
优选地，通过空气汽提和/或蒸汽汽提的方式在解吸温度为20～80℃下从所述富硫吸收剂中解吸出SO2解吸气。
优选地，还包括用所述SO2解吸气制得硫磺或硫酸的步骤。
优选地，所述步骤(1)中，所述催化剂为载体以及负载于其上的活性金属，以所述催化剂总重计，所述活性金属占比为0.1-20wt％；
所述催化裂化烟气为炼油厂催化裂化装置排放的烟气。
优选地，所述载体为SiO2、Al2O3或TiO2中的至少一种；
所述活性金属为V、Fe、W、Pd或Pt中的至少一种。
与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：
1)本发明实施例所提供的催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺，仅需将催化裂化烟气中的一氧化碳和氮氧化物进行非选择性催化还原脱硝反应，即可脱除烟气中的氮氧化物，使其转换成无污染的氮气，无需如现有技术那样外加还原剂，降低了原料成本和设备投资成本，同时也去除了部分一氧化碳。接着脱硝烟气依次与水、贫硫吸收剂接触分别去除脱硝烟气中的粉尘和硫化物。本发明将脱硫脱硝工艺依次分为脱硝反应、水洗和脱硫三个步骤，各步骤之间互不影响，反应条件易于控制，最终分步去除了催化裂化烟气中的氮氧化物、粉尘和硫化物，而且产物氮气、粉尘和SO2分步分离，产物之间不会相互影响，分离过程容易实现。经测试，所得净化烟气中氮氧化物NOx≤50mg/Nm3；SO2≤50mg/Nm3，粉尘≤10mg/Nm3，SO2的回收率在95.0％以上。
2)本发明实施例所提供的催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺，通过限定脱硝烟气和水之间的体积比，以及脱尘烟气与贫硫吸收剂之间的体积比，能有效脱除脱硝烟气中的粉尘和脱尘烟气中的SO2，使催化裂化烟气净化彻底。通过限定脱硝反应的反应温度和反应压力、吸收步骤的温度，以及解吸步骤的温度，保证了脱销、脱硫和解吸进行完全。
3)本发明实施例所提供的催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺，SO2解吸气可送入硫磺回收装置制硫磺或送制酸装置制硫酸，硫元素转化为硫磺或硫酸，可作为产品销售，带来经济效益的同时避免硫元素转化为硫酸根以及难处理的硫酸盐。
4)本发明实施例所提供的催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺，其既不需要补充还原剂也不需要补充氧化剂，没有额外的电力消耗，具有能耗低、操作简便、运行费用低，不产生难处理的含盐废水等特点，具有非常好的经济效益和社会效益。
附图说明
为了更清楚地说明本发明具体实施方式或现有技术中的技术方案，下面将对具体实施方式或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施方式，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
图1是本发明实施例中所述的催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺的流程图。
附图标记说明：
1-反应器；2-一氧化碳锅炉；3-急冷塔；4-吸收塔；5-解吸塔。
具体实施方式
为了更好地说明本发明的目的、技术方案和优点，下面将结合具体实施例对本发明做进一步描述。本发明可以以许多不同的形式实施，而不应该被理解为限于在此阐述的实施例。相反，提供这些实施例，使得本公开将是彻底和完整的，并且将把本发明的构思充分传达给本领域技术人员，本发明将仅由权利要求来限定。
此外，下面所描述的本发明不同实施方式中所涉及的技术特征只要彼此之间未构成冲突就可以相互结合。
实施例1
本实施例提供了一种催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺，如图1所示，包括如下步骤：
(1)炼油厂催化裂化装置中再生装置烟气轮机出口的催化裂化烟气经测定其气量为600000Nm3/h，温度为488℃，压力为50kPa，其中各组分组成如下：O2 0.44％(摩尔百分比)、N2 70.98％(摩尔百分比)、CO 5.04％(摩尔百分比)、H2O 11.49％(摩尔百分比)、SO22000mg/Nm3、NOx 300mg/Nm3和粉尘270mg/Nm3，该催化裂化烟气进入反应器1中，并在催化剂作用下，其中的一氧化碳和氮氧化物进行非选择性催化还原脱硝反应，烟气中的一部分CO和NOX反应转化为N2、CO2和水，在本实施例中，所述催化剂为SiO2载体以及负载于其上的活性金属V，以所述催化剂总重计，所述活性金属占比为5wt％，非选择性催化还原脱硝反应的反应温度为488℃，反应压力为50kPa；
(2)从反应器1出来的温度为500℃的烟气进入一氧化碳锅炉2，燃烧掉烟气中剩余的CO，并用冷却水回收烟气的热量，冷却水转变成水蒸汽；
(3)从一氧化碳锅炉2出来的烟气进入急冷塔3，使流速为2m/s的烟气与水以体积比为1：0.016在急冷塔3中逆流接触，洗涤掉烟气中的粉尘，并使烟气急冷至45℃，本实施例中的急冷塔3为空塔；
(4)从急冷塔3出来的烟气进入吸收塔4，使流速为3m/s的烟气与贫硫吸收剂以体积比为1：0.008在吸收塔4中逆流接触，于42℃下进行吸附以吸附掉烟气中的SO2，从吸附塔塔顶外排温度为42℃的净化烟气，温度为50℃的富硫吸收剂汇集至吸收塔4塔釜，在本实施例中，吸收塔4为填料塔；
(5)从吸收塔4出来的富硫吸收剂进入解吸塔5，采用空气汽提的方式将富硫吸收剂中的SO2于43℃下解吸出来，收集温度为40℃的残液作为贫硫吸收剂返回至吸收塔4中，解吸出来的SO2的体积浓度为48％，送入硫磺装置制硫磺，在本实施例中，解吸塔5为填料塔。
经测定，从吸收塔4外排的净化烟气中NOx≤50mg/Nm3；SO2≤50mg/Nm3，粉尘≤10mg/Nm3，催化裂化烟气中SO2的回收率为97.5％。
实施例2
本实施例提供了一种催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺，如图1所示，包括如下步骤：
(1)炼油厂催化裂化装置中再生装置烟气轮机出口的催化裂化烟气经测定其气量为500000Nm3/h，温度为458℃，压力为50kPa，其中各组分组成如下：O2 0.84％(摩尔百分比)、N2 70.58％(摩尔百分比)、CO 5.04％(摩尔百分比)、CO2 11.05％(摩尔百分比)、H2O10.49％(摩尔百分比)、SO2 1500mg/Nm3、NOx 320mg/Nm3和粉尘180mg/Nm3，该催化裂化烟气进入反应器1中，并在催化剂作用下，其中的一氧化碳和氮氧化物进行非选择性催化还原脱硝反应，反应结束后，其中的NOx转化为N2和水，在本实施例中，所述催化剂为Al2O3载体以及负载于其上的活性金属Fe，以所述催化剂总重计，所述活性金属占比为10wt％，非选择性催化还原脱硝反应的反应温度为458℃，反应压力为50kPa；
(2)从反应器1出来的温度为460℃的烟气进入一氧化碳锅炉2，燃烧掉烟气中剩余的CO，并用冷却水回收烟气的热量，冷却水转变成水蒸汽；
(3)从一氧化碳锅炉2出来的烟气进入急冷塔3，使流速为2m/s的烟气与水以体积比为1：0.008在急冷塔3中逆流接触，洗涤掉烟气中的粉尘，并使烟气急冷至48℃，本实施例中的急冷塔3为空塔；
(4)从急冷塔3出来的烟气进入吸收塔4，使流速为2m/s的烟气与贫硫吸收剂以体积比为1：0.016在吸收塔4中逆流接触，于50℃下进行吸附以吸附掉烟气中的SO2，从吸附塔塔顶外排温度为45℃的净化烟气，温度为53℃的富硫吸收剂汇集至吸收塔4塔釜，在本实施例中，吸收塔4为填料塔；
(5)从吸收塔4出来的富硫吸收剂进入解吸塔5，采用空气汽提的方式将富硫吸收剂中的SO2于46℃下解吸出来，收集温度为43℃的残液作为贫硫吸收剂返回至吸收塔4中，解吸出来的SO2的体积浓度为42％，送入硫磺装置制硫磺，在本实施例中，解吸塔5为填料塔。
经测定，从吸收塔4外排的净化烟气中NOx≤50mg/Nm3；SO2≤50mg/Nm3，粉尘≤10mg/Nm3，催化裂化烟气中SO2的回收率为96.6％。
实施例3
本实施例提供了一种催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺，如图1所示，包括如下步骤：
(1)炼油厂催化裂化装置中再生装置烟气轮机出口的催化裂化烟气经测定其气量为300000Nm3/h，温度为528℃，压力为60kPa，其中各组分组成如下：O2 0.42％(摩尔百分比)、N2 71.70％(摩尔百分比)、CO 5.04％(摩尔百分比)、CO2 11.55％(摩尔百分比)、H2O9.99％(摩尔百分比)、SO2 1000mg/Nm3、NOx 320mg/Nm3和粉尘230mg/Nm3，该催化裂化烟气进入反应器1中，并在催化剂作用下，其中的一氧化碳和氮氧化物进行非选择性催化还原脱硝反应，反应结束后，其中的NOx转化为N2和水，在本实施例中，所述催化剂为TiO2载体以及负载于其上的活性金属W，以所述催化剂总重计，所述活性金属占比为2wt％，非选择性催化还原脱硝反应的反应温度为528℃，反应压力为60kPa；
(2)从反应器1出来的温度为550℃的烟气进入一氧化碳锅炉2，燃烧掉烟气中剩余的CO，并用冷却水回收烟气的热量，冷却水转变成水蒸汽；
(3)从一氧化碳锅炉2出来的烟气进入急冷塔3，使流速为3m/s的烟气与水以体积比为1：0.013在急冷塔3中逆流接触，洗涤掉烟气中的粉尘，并使烟气急冷至55℃，本实施例中的急冷塔3为空塔；
(4)从急冷塔3出来的烟气进入吸收塔4，使流速为3m/s的烟气与贫硫吸收剂以体积比为1：0.010在吸收塔4中逆流接触，于60℃下进行吸附以吸附掉烟气中的SO2，从吸附塔塔顶外排温度为50℃的净化烟气，温度为60℃的富硫吸收剂汇集至吸收塔4塔釜，在本实施例中，吸收塔4为填料塔；
(5)从吸收塔4出来的富硫吸收剂进入解吸塔5，采用空气汽提的方式将富硫吸收剂中的SO2于51℃下解吸出来，收集温度为48℃的残液作为贫硫吸收剂返回至吸收塔4中，解吸出来的SO2的体积浓度为32％，送入硫磺装置制硫磺，在本实施例中，解吸塔5为填料塔。
经测定，从吸收塔4外排的净化烟气中NOx≤50mg/Nm3；SO2≤50mg/Nm3，粉尘≤10mg/Nm3，催化裂化烟气中SO2的回收率为95.0％。
实施例4
本实施例提供了一种催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺，如图1所示，包括如下步骤：
(1)炼油厂催化裂化装置中再生装置烟气轮机出口的催化裂化烟气经测定其气量为620000Nm3/h，温度为660℃，压力为60kPa，其中各组分组成如下：O2 0.42％(摩尔百分比)、N2 70.98％(摩尔百分比)、CO 5.06％(摩尔百分比)、CO2 12.05％(摩尔百分比)、H2O11.49％(摩尔百分比)、SO2 2000mg/Nm3、NOx 300mg/Nm3和粉尘310mg/Nm3，该催化裂化烟气进入反应器1中，并在催化剂作用下，其中的一氧化碳和氮氧化物进行非选择性催化还原脱硝反应，反应结束后，其中的NOx转化为N2和水，在本实施例中，所述催化剂为SiO2载体以及负载于其上的活性金属Fe和W，以所述催化剂总重计，所述活性金属占比为15wt％；
(2)从反应器1出来的温度为700℃的烟气进入一氧化碳锅炉2，燃烧掉烟气中剩余的CO，并用冷却水回收烟气的热量，冷却水转变成水蒸汽；
(3)从一氧化碳锅炉2出来的烟气进入急冷塔3，使流速为4m/s的烟气与水以体积比为1：0.009在急冷塔3中逆流接触，洗涤掉烟气中的粉尘，并使烟气急冷至40℃，本实施例中的急冷塔3为空塔；
(4)从急冷塔3出来的烟气进入吸收塔4，使流速为2m/s的烟气与贫硫吸收剂以体积比为1：0.013在吸收塔4中逆流接触，于40℃下进行吸附以吸附掉烟气中的SO2，从吸附塔塔顶外排温度为42℃的净化烟气，温度为45℃的富硫吸收剂汇集至吸收塔4塔釜，在本实施例中，吸收塔4为填料塔；
(5)从吸收塔4出来的富硫吸收剂进入解吸塔5，采用蒸汽加热汽提的方式将富硫吸收剂中的SO2于80℃下解吸出来，收集温度为40℃的残液作为贫硫吸收剂返回至吸收塔4中，解吸出来的SO2的体积浓度为88％，送入硫磺装置制硫磺，在本实施例中，解吸塔5为填料塔。
经测定，从吸收塔4外排的净化烟气中NOx≤50mg/Nm3；SO2≤50mg/Nm3，粉尘≤10mg/Nm3，催化裂化烟气中SO2的回收率为97.5％。
实施例5
本实施例提供了一种催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺，如图1所示，包括如下步骤：
(1)炼油厂催化裂化装置中再生装置烟气轮机出口的催化裂化烟气经测定其气量为280000Nm3/h，温度为400℃，压力为50kPa，其中各组分组成如下：O2 0.52％(摩尔百分比)、N2 70.88％(摩尔百分比)、CO 5.06％(摩尔百分比)、CO2 13.05％(摩尔百分比)、H2O10.49％(摩尔百分比)、SO2 1200mg/Nm3、NOx 320mg/Nm3和粉尘380mg/Nm3，该催化裂化烟气进入反应器1中，并在催化剂作用下，其中的一氧化碳和氮氧化物进行非选择性催化还原脱硝反应，反应结束后，其中的NOx转化为N2和水，在本实施例中，所述催化剂为TiO2载体以及负载于其上的活性金属Pd，以所述催化剂总重计，所述活性金属占比为1wt％，非选择性催化还原脱硝反应的反应温度为400℃，反应压力为50kPa；
(2)从反应器1出来的温度为460℃的烟气进入一氧化碳锅炉2，燃烧掉烟气中剩余的CO，并用冷却水回收烟气的热量，冷却水转变成水蒸汽；
(3)从一氧化碳锅炉2出来的烟气进入急冷塔3，使流速为2m/s的烟气与水以体积比为1：0.012在急冷塔3中逆流接触，洗涤掉烟气中的粉尘，并使烟气急冷至45℃，本实施例中的急冷塔3为空塔；
(4)从急冷塔3出来的烟气进入吸收塔4，使流速为3m/s的烟气与贫硫吸收剂以体积比为1：0.016在吸收塔4中逆流接触，于80℃下进行吸附以吸附掉烟气中的SO2，从吸附塔塔顶外排温度为42℃的净化烟气，温度为50℃的富硫吸收剂汇集至吸收塔4塔釜，在本实施例中，吸收塔4为填料塔；
(5)从吸收塔4出来的富硫吸收剂进入解吸塔5，采用蒸汽加热汽提的方式将富硫吸收剂中的SO2于60℃下解吸出来，收集温度为40℃的残液作为贫硫吸收剂返回至吸收塔4中，解吸出来的SO2的体积浓度为82％，送入硫磺装置制硫磺，在本实施例中，解吸塔5为填料塔。
经测定，从吸收塔4外排的净化烟气中NOx≤50mg/Nm3；SO2≤50mg/Nm3，粉尘≤10mg/Nm3，催化裂化烟气中SO2的回收率为95.8％。
实施例5
本实施例提供了一种催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺，如图1所示，包括如下步骤：
(1)炼油厂催化裂化装置中再生装置烟气轮机出口的催化裂化烟气经测定其气量为280000Nm3/h，温度为450℃，压力为50kPa，其中各组分组成如下：O2 0.52％(摩尔百分比)、N2 70.88％(摩尔百分比)、CO 5.06％(摩尔百分比)、CO2 13.05％(摩尔百分比)、H2O10.49％(摩尔百分比)、SO2 1200mg/Nm3、NOx 320mg/Nm3和粉尘470mg/Nm3，该催化裂化烟气进入反应器1中，并在催化剂作用下，其中的一氧化碳和氮氧化物进行非选择性催化还原脱硝反应，反应结束后，其中的NOx转化为N2和水，在本实施例中，所述催化剂为TiO2载体以及负载于其上的活性金属V，以所述催化剂总重计，所述活性金属占比为6wt％，非选择性催化还原脱硝反应的反应温度为450℃，反应压力为50kPa；
(2)从反应器1出来的温度为460℃的烟气进入一氧化碳锅炉2，燃烧掉烟气中剩余的CO，并用冷却水回收烟气的热量，冷却水转变成水蒸汽；
(3)从一氧化碳锅炉2出来的烟气进入急冷塔3，使流速为5m/s的烟气与水以体积比为1：0.010在急冷塔3中逆流接触，洗涤掉烟气中的粉尘，并使烟气急冷至45℃，本实施例中的急冷塔3为空塔；
(4)从急冷塔3出来的烟气进入吸收塔4，使流速为3m/s的烟气与贫硫吸收剂以体积比为1：0.012在吸收塔4中逆流接触，于20℃下进行吸附以吸附掉烟气中的SO2，从吸附塔塔顶外排温度为22℃的净化烟气，温度为20℃的富硫吸收剂汇集至吸收塔4塔釜，在本实施例中，吸收塔4为填料塔；
(5)从吸收塔4出来的富硫吸收剂进入解吸塔5，采用蒸汽加热汽提的方式将富硫吸收剂中的SO2于20℃下解吸出来，收集温度为20℃的残液作为贫硫吸收剂返回至吸收塔4中，解吸出来的SO2的体积浓度为20％，送入硫磺装置制硫磺，在本实施例中，解吸塔5为填料塔。
经测定，从吸收塔4外排的净化烟气中NOx≤50mg/Nm3；SO2≤50mg/Nm3，粉尘≤10mg/Nm3，催化裂化烟气中SO2的回收率为95.0％。
对比例1
本对比例提供了一种催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺，包括如下步骤：
炼油厂催化裂化装置中再生装置烟气轮机出口的催化裂化烟气经测定其气量为300000Nm3/h，温度为528℃，压力为60kPa，其中各组分组成如下：O2 0.42％(摩尔百分比)、N2 71.70％(摩尔百分比)、CO 5.04％(摩尔百分比)、CO2 11.55％(摩尔百分比)、H2O9.99％(摩尔百分比)、SO2 1000mg/Nm3、NOx 320mg/Nm3和粉尘270mg/Nm3，该催化裂化烟气进入氧化还原反应器中，并向氧化还原反应器中注入还原性气体CO，在催化剂作用下，催化裂化烟气中的硫氧化物、氮氧化物、氧气与还原性气体发生氧化还原反应，生成单质硫、氮气和水蒸气；反应后的混合烟气经能量回收系统逐步换热降温后，在较低温位处设置液态硫和固态硫收集器来回收单质硫，脱除了硫氧化物、氮氧化物和一氧化碳的再生烟气排除装置,在本对比例中，所述催化剂为TiO2载体以及负载于其上的活性金属W，以所述催化剂总重计，所述活性金属占比为2wt％，氧化还原反应的反应温度为528℃，反应压力为60kPa；
经测定，脱除了硫氧化物、氮氧化物和一氧化碳的再生烟气中NOx≤100mg/Nm3；SO2≤100mg/Nm3，粉尘≤80mg/Nm3，催化裂化烟气中SO2的回收率为60.0％，而且通过液态硫和固态硫收集器来回收的单质硫中含有大量粉尘，难以使用。
显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。

Claims (10)

1.一种催化裂化烟气的脱硫脱硝工艺，包括如下步骤：
(1)在催化剂存在下，所述催化裂化烟气中的一氧化碳和氮氧化物进行非选择性催化还原脱硝反应，收集脱硝烟气；
(2)将所述脱硝烟气与水接触以去除所述脱硝烟气中的粉尘，收集脱尘烟气；
(3)将贫硫吸收剂与所述脱尘烟气接触以吸收所述脱尘烟气中的硫化物，得到净化烟气。
2.根据权利要求1所述的脱硫脱硝工艺，其特征在于，所述步骤(1)中，所述非选择性催化还原脱硝反应的反应温度为400～660℃，反应压力为40-60Kpa。
3.根据权利要求1或2所述的脱硫脱硝工艺，其特征在于，所述步骤(2)中，所述脱硝烟气与水的体积比为1：(0.008-0.016)。
4.根据权利要求1-3中任一项所述的脱硫脱硝工艺，其特征在于，所述步骤(3)中，所述贫硫吸收剂与所述脱尘烟气的体积比为(0.008-0.016)：1。
5.根据权利要求1-4中任一项所述的脱硫脱硝工艺，其特征在于，所述步骤(3)中，所述吸收步骤的温度为20～80℃；
所述贫硫吸收剂为聚乙二醇二甲醚。
6.根据权利要求1-5中任一项所述的脱硫脱硝工艺，其特征在于，在所述步骤(2)之前，还包括回收所述脱硝烟气余热的步骤；
还包括收集所述步骤(3)中吸收结束后所得富硫吸收剂，并从所述富硫吸收剂中解吸出SO2解吸气，再收集残液作为所述贫硫吸收剂的步骤。
7.根据权利要求6所述的脱硫脱硝工艺，其特征在于，通过空气汽提和/或蒸汽汽提的方式在解吸温度为20～80℃下从所述富硫吸收剂中解吸出SO2解吸气。
8.根据权利要求6或7所述的脱硫脱硝工艺，其特征在于，还包括用所述SO2解吸气制得硫磺或硫酸的步骤。
9.根据权利要求1-8中任一项所述的脱硫脱硝工艺，其特征在于，所述步骤(1)中，所述催化剂为载体以及负载于其上的活性金属，以所述催化剂总重计，所述活性金属占比为0.1-20wt％；
所述催化裂化烟气为炼油厂催化裂化装置排放的烟气。
10.根据权利要求9所述的脱硫脱硝工艺，其特征在于，所述载体为SiO2、Al2O3或TiO2中的至少一种；
所述活性金属为V、Fe、W、Pd或Pt中的至少一种。
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