公司酸性水汽提装置及工艺技术规程.doc

山东龙鑫环保科技有限公司酸性水汽提和硫磺回收联合装置操作规程编写：硫磺车间审核：审批：山东龙鑫环保科技有限公司硫磺车间2008年5月1. 工艺技术规程1.1 装置概况1.1.1 装置简介本装置设计规模为处理炼厂酸性气3.26万吨/年，同时生产硫磺20000吨/年，本装置为联合装置，由酸性水汽提装置和硫磺回收装置组成，青岛英派尔化学工程有限公司负责设计，2008年4月建成投产。酸性水汽提装置设计规模为60吨/小时，设计上限为110%；硫磺回收装置设计规模为20000吨/年，设计上限为110，设计下限为30。酸性水汽提装置处理全厂各装置排放的酸性水，采用单塔低压全吹出汽提工艺。原料酸性水经脱气除油后进入汽提塔上部，硫化氢和氨同时被汽提出来，酸性气为硫化氢和氨的混合气，自塔顶经冷凝分液后作为硫磺回收的原料送至硫磺回收部分；塔底得到合格的净化水，作为常减压装置电脱盐注水等回用，剩余部分排放至含油污水管网。硫磺回收装置由硫磺回收、尾气处理、胺液再生、液硫脱气和液硫成型五部分组成。根据酸性气中硫化氢浓度的高低，硫磺回收采用Claus工艺的部分燃烧法，工艺技术成熟。部分燃烧法是将酸性气全部引入反应炉，按照原料气中全部有机杂质(包括NH3)彻底氧化分解的同时1/3的H2S完全反应为SO2来计算需氧量并配风。在反应炉内，由于反应温度不同，约有6075的H2S发生高温Claus反应直接生成元素硫，剩余的H2S有1/3生成SO2。尾气处理单元采用SCOT加氢还原吸收工艺。加氢还原吸收尾气处理是目前世界上公认的最彻底的制硫尾气处理工艺，该工艺是将硫回收尾气中的元素S、SO2、COS和CS2等，在很小的氢分压和很低的操作压力下,用特殊的尾气处理专用加氢催化剂，将其还原和水解为H2S，再用醇胺溶液吸收，再生后的醇胺溶液循环使用；吸收了H2S的富液经再生处理，富含H2S气体返回上游硫磺回收部分，经吸收处理后的净化气中的总硫300ppm。胺液再生单元采用常规蒸汽汽提再生工艺，溶剂采用复合型MDEA溶剂。MDEA具有良好的选择性吸收性能，酸性气负荷大、腐蚀轻，使用浓度高、循环量小、能耗低。再生酸性气送至硫磺回收。集中后的富溶剂采用中温（60-65）低压闪蒸，降低了再生酸性气的烃含量。胺液再生除供本装置贫液、处理富液外，还向II催化液化气脱硫提供贫液、回收再生富液，循环使用。该装置设计方面具有以下特点：1、 将两级制硫转化器组合在一起，成为二合一的整体设备；尾气急冷塔和尾气吸收塔重叠布置，节约了占地面积。2、 一级转化器入口过程气温度由高温掺合阀自动控制；进二级转化器的过程气温度由过程气换热器旁路调节；进加氢反应器的制硫尾气与焚烧炉高温烟气换热，并设换热器旁路自动调节反应器入口温度，与其他装置SCOT尾气处理工艺相比，省去加氢还原炉一台。3、 设置在线比值分析仪，严格控制制硫炉的配风。制硫过程气中H2S/SO2越接近于2，平衡转化率越高，制硫系统中H2S与SO2比值偏离2:1，对制硫转化率影响较大，因此在制硫尾气线上设置在线比值分析仪严格控制燃烧炉的配风，尽可能提高制硫转化率。4、 一、二、三级冷凝冷却器共用一个壳程，发生0.3MPa（g）蒸汽，减少了控制和调节回路。5、 设置安全联锁保护系统，防止超压泄漏和防止有毒气体通过风机侧串入大气环境。6、 充分利用余热，利用制硫余热锅炉发生1.0Mpa蒸汽并利用尾气焚烧炉高温烟气进行过热；利用一、二、三级冷凝冷却器，蒸汽发生器产生0.3Mpa蒸汽，降低了装置能耗。1.1.2 工艺原理(1) 污水汽提装置工艺原理在含硫污水中存在如下化学平衡、相平衡：NH+4+HS- (NH3+H2S)液 (NH4-H2S)气当温度升高时平衡向右移动，即温度升高有利于氨、硫脱出，而H2S比NH3饱和蒸汽压力高，在同一压力下，H2S较易脱出，要达到脱除污水H2S、NH3必须控制能够使氨脱出的温度、压力。根据此原理含硫污水经与塔底净化水换热达到进塔温度95以上使硫化氢、氨主要以游离态存在，自汽提塔上部进入，汽提塔内操作压力控制在0.15Mpa左右，比进料管内污水压力低的多，H2S、NH3由液相转入气相向塔顶移动。大部分H2S、NH3进入气相上升至塔顶，液相向塔下部移动与塔底上行汽提蒸汽接触，氨、硫化氢被继续汽提至塔顶，自塔顶打入90左右回流液，控制塔顶温度在123左右，减少塔顶酸性气带水量，提高塔顶酸性气浓度。在塔底由于汽提蒸汽的作用，温度控制在131左右，NH3、H2S被汽提上行，塔底得到含氨、硫化氢较低的合格净化水。(2) 硫磺回收单元工艺原理采用部分燃烧的Claus工艺，部分燃烧工艺是把所有酸性气送进焚燃烧炉内，通过控制配风量使烟气中1/3硫化氢燃烧生成二氧化硫，剩下的2/3硫化氢在克劳斯反应器内在催化剂作用下与生成的二氧化硫反应生成硫磺。主要反应如下：2H2S+O22H2O+2/XSX（瞬间反应）（1）H2S+3/2O2H2O+SO2（瞬间反应）（2）2H2S+SO22H2O+3/XSX（可逆反应）（3）2H2S+SO22H2O+3S（催化剂作用下的克劳斯反应）（4）CS2+H2OCOS+H2S（催化剂作用下的水解反应）（5）COSH2OCO2+H2S（催化剂作用下的水解反应）（6）反应1、2和3发生在酸气燃烧炉内高温烟气（1200）的环境中；反应4、5和6发生在克劳斯一、二级转化器催化剂上低温烟气（210320）的环境中。克劳斯硫磺回收工艺过程尤其是高温反应炉内实际的化学反应十分复杂，使反应后过程气中的组分也相应的变复杂了。表1为克劳斯反应炉内可能出现的基本化学反应，表2、表3和表4则分别为可能发生或消耗CO、H2的反应和COS的副反应及CS2的副反应，可以看出工业克劳斯过程尤其是反应炉内的化学反应相当的错综复杂。表1高温反应炉内的主要反应*反应（摩尔）F,kJH,kJ927120492712041.3H2S+3/2O2SO2+H2O+2H2S-423.3401.2-519.6-519.22.2H2S+SO23/2S2+2H2O-26.3-42.142.141.33.3H2S+3/2O23/2S2+3H2O-449.5-443.3-475.4-477.94.H2S+1/2O2H2O+S1-5.4-20.058.057.55.S1+O2SO2-417.8-381.8-1-577.1-577.56.2S1S2-289.0-255.6-432.8-434.57.S2+2O22SO2-547.1-506.7-721.4-720.68.CH4+2O2CO2+2H2O-767.9-796.5-797.3-801.59.C2H6+7/2O22CO2+3H2O-1484.1-1497.0-1424.9-1429.510.C6H66C+3H2-299.4-354.9-603.0-593.811.C7H87C+4H2-914.9-1022.1-334.0-607.2*注：F为反应中吉布斯自由能的变化，负的F表明有自发反应的可能H为反应热的变化，负的H表示是放热反应。表2高温反应炉内可能生成和消耗CO、H2的副反应反应（摩尔）F,kJH,kJ92712049271204生成：1.CH4+3/2O2CO+2H2O-619.7-643.0-518.3-522.12.CH4+O2CO+H2O+H2-439.1-477.9-270.2-272.73.CH4+2H2OCO2+4H2-74.2-136.4193.5196.04.H2+CO2CO+H2O-3.3-11.332.931.75.CO2+H2SCO+H2O+1/2S21649，-27.51927，-48.11649，114.71927，113.86.2CO2+H2S2CO+H2+SO21649，7.51927，-32.61649，284.81927，281.57.H2S1/2S2+H21649，-4.21927，-18.01649，89.21927，88.8消耗：8.2CO+O22CO2-355.3-307.7-561.7-599.29.4CO+2SO24CO2+S2-163.9-109.3-402.4-397.810.H2+1/2O2H2O-181.0-165.1-248.1-249.411.H2+1/2S2H2S-31.3-17.5-89.7-89.2表3高温反应炉内可能生成和消耗COS的副反应反应（摩尔）F,kJH,kJ92712049271204生成：1.2CH4+3SO22COS+1/2S2+4H2O-411.2-475.4-130.9-135.92.2CO2+3S12COS+SO2-343.2-278.1-624.2-625.53.CS2+CO22COS-12.5-15.82.52.94.2S1+2CO2COS+CO+SO2-202.7-175.6-319.8-321.95.CO+S1COS-140.5-102.6304.4-303.66.CH4+SO2COS+H2O+H2-161.4-199.32.51.37.CS2+H2OCOS+H2S-44.6-47.5-31.7-30.9消耗：8.COS+H2OH2S+CO2-32.1-31.7-34.6-33.89.2COS+SO23/2S2+2CO2-90.1-105.1-25.0-26.310.COS+CO+SO2S2+2CO2-85.9-80.1-113.0-112.611.COS+H2CO+H2S-35.0-43.0-2.0-3.812.COS+3/2O2CO2+SO2-455.4-432.4-553.4-553.413.COSCO+1/2S2-4.2-25.488.086.3表4高温反应炉内可能生成和消耗CS2的副反应反应（摩尔）F,kJH,kJ92712049271204生成：1.C+2S1CS2-307.7-275.6-443.7-444.92.CH4+2H2SCS2+4H22.5-57.1259.8260.63.CH4+4S1CS2+2H2S-699.7-638.0-965.8-967.94.CH4+2S2CS2+2H2S-121.7-127.2-99.7-99.25.CO2+3S1CS2+SO2-330.7-261.9-627.2-628.06.C2H6+7/2S22CS2+3H2S-282.7-305.7-183.9-183.97.C3H8+5S23CS2+4H2S-430.1-474.1-261.5-262.3消耗：8.CS2+2H2OCO2+2H2S-76.7-79.2-66.3-64.69.CS2+SO2CO2+3/2S2-102.6-102.9-22.5-23.410.CS2+CO22CO+S2-20.4-66.3178.9175.6此外，在气相状态下的元素硫有S1、S2、S3、S4、S5、S6、S7、S8构成，但在使用时以S2、S6、S8三种组份来概括。一般而言，大于700K时气相中主要是S2，大于1500K是S1，小于700K则以S6、S8为主。这样克劳斯法回收元素硫的过程气组成就十分复杂了，大致包括H2S、SO2、CO2、H2O、H2、CO、COS、CS2、S2、S6、S8、N2等一些组份。值得指出的是COS、CS2的生成或消耗量虽然很少，但在尾气中占有一定的数量，将会影响到含硫尾气的达标排放。(3) 尾气处理单元生产基本原理硫磺回收处理单元采用SCOT工艺，在催化剂作用下，在低压力（0.023MPa表压）和300温度条件下，硫及硫化物和氢气发生加氢反应，还原成硫化氢。还原的硫化氢通过脱硫溶剂MDEA吸收使硫磺回收尾气达标排放，含硫化氢的富液进入溶剂再生塔再生，生成的硫化氢再进入硫磺回收装置。反应原理如下：Sn+nH2nH2SSO2+3H22H2O+H2SCOS+H2OCO2+H2SCS2+2H2OCO2+2H2S以上反应发生在加氢催化剂上温度300的条件下。气体脱硫采用MDEA溶液作为溶剂，通过MDEA本身的碱性对硫化氢等酸性介质进行吸收，吸收后的溶液经过再生脱除硫化氢后循环使用。MDEA是Fluor公司最早开发的脱硫剂，在腐蚀性、溶解降解及发泡等问题上有较强的优越性，80年代我国开始使用，90年代世界各大炼油厂广泛使用。MDEA从本身结构来说是叔胺脱硫剂，而且碱性较弱，与二氧化碳的结合力较弱，在二氧化碳与硫化氢共存时，可以对硫化氢进行有选择的吸收，从而可以降低溶剂再生的负荷，降低装置能耗。MDEA吸收原理为：（HOCH2CH2）2NCH3+H2S(HOCH2CH2)2NH+CH3+HS-（瞬间反应）由于叔胺分子氮原子上没有氢原子不能和CO2直接反应，必须通过下列过程：CO2+H2OH+HCO3(慢反应)H+（HOCH2CH2）2NCH3（HOCH2CH2）2NH+CH3（瞬间反应）CO2+H2O+（HOCH2CH2）2NCH3（HOCH2CH2）2NH+CH3+HCO3由于反应速度极慢，所以MDEA对H2S具有较高的选择性。(4) 液硫脱气单元基本原理硫磺回收部分产出的液态硫磺进入液硫脱气池,为了避免液硫中溶解的少量硫化氢在成型包装过程中对环境造成污染，并损害操作人员的健康，需要对液硫进行脱气处理。液硫脱气的主要方法有鼓泡脱气法和循环脱气法。鼓泡脱气法是通过特殊的鼓泡设施将空气或硫磺尾气分散注入脱气池的液硫层，将液硫中溶解的H2S吹脱进入气相，至尾气焚烧炉中焚烧。由于大量的气体进入脱气池，气相的硫分压降低将造成硫的损失，并使尾气焚烧炉排放烟气中的SO2增加；液硫脱气池中的钢铁材料不可避免会生成硫化亚铁，如果注入空气，氧气使硫化亚铁自燃，有发生火灾的潜在危险。循环脱气法是往液硫脱气池中注入少量的NH3作催化剂，促使以多硫化物形式存在于液硫中的H2S分解；再通过液硫脱气泵的循环-喷洒过程使H2S逸入气相,用吹扫气-N2将H2S赶出，废气用蒸汽喷射器抽出至尾气焚烧炉中焚烧。循环脱气法克服了鼓泡脱气法的弊端，但该过程存在生成硫酸盐的复杂反应，有可能形成固体沉积物。本装置采用循环脱气法。在液硫脱气工艺中，气态氨起着催化剂的作用，将气态氨直接注入液硫中，可显著地促进多硫化物的分解成H2S，从而提高工艺效率。该工艺过程可用下式表示：注氨气液接触与雾化H2Sx 溶解态的H2S 气态的H2S脱气操作温度应保持在140155之间，脱气时间一般为12小时。(5) 加氢催化剂预硫化与钝化过程基本原理加氢催化剂中的活性组分钴、钼起初是以氧化态形式存在的，经硫化处理后将其变成硫化态，活性组分才对加氢还原起催化作用。催化剂的预硫化要求在200300之间、有氢、有H2S存在的情况下进行，预硫化期间催化剂上的硫含量能达到3%（W）左右，完全硫化后硫含量约为6%（W）。预硫化是放热反应，应防止催化剂过热。装置停车时，需对催化剂进行钝化处理，即将沉积在催化剂表面的FeS氧化为Fe2O3和SO2，避免FeS暴露在空气中剧烈氧化，并导致催化剂过热而失去活性。加氢催化剂钝化的过程中，床层温度要求控制在6070之间。1.1.3 工艺流程说明(1) 酸性水汽提单元上游装置来的酸性水混合后进入酸性水汽提装置的原料水脱气罐（D-2511），脱出溶于酸性水中的轻烃组份至低压瓦斯管网。脱气后的酸性水进入原料水罐（D-2512/1,2）静置、除油；污油经罐中的收集装置集中进入污油罐（D-2516），再经污油泵（P-2512）送出装置。脱油后的酸性水经原料水泵（P-2511/1,2）升压，送至原料水净化水换热器（E-2512/1,2），与酸性水汽提塔（C-2511）底的净化水换热升温到95左右后进入汽提塔（C-2511）中上部；酸性水汽提塔（C-2511）的热源由汽提塔底重沸器（E-2511）提供，1.0Mpa过热蒸汽通入汽提塔底重沸器（E-2511）管程，使进入重沸器的酸性水部分汽化，蒸汽凝结水进入凝结水罐（D-2515）,经调节阀控制液位后再送至硫磺回收装置凝结水回收系统。在酸性水汽提塔（C-2511）内，污水中的H2S、NH3被汽提出，进入气相至塔顶。塔顶混合气是含H2S、NH3的蒸汽，经过汽提塔顶空冷器（A-2511/1,2）冷凝冷却至85后，进入汽提塔顶回流罐（D-2517）进行气、液分离，罐顶分出的含氨酸性气送至硫磺回收装置；罐底液相经汽提塔顶回流泵（P-2513/1,2）送回汽提塔顶作回流。塔底产品是合格的净化水温度约为131，经原料水净化水换热器（E-2512/1,2）与原料水换热，温度降至75，再经净化水泵（P-2514/1,2）升压后，一部分直接送出装置供各装置回用；另一部分经净化水冷却器（E-2513/1,2）冷却到50送出，作为其他装置的回用水或排至污水处理场深度净化。(2) 硫磺回收单元自上游装置及再生部分来的酸性气经酸性气缓冲罐（D-2611）脱液后，与酸性水汽提来的含氨酸性气混合后进入制硫燃烧炉（F-2611）进行高温转化反应。燃料气从净化瓦斯管网引进燃料气缓冲罐（D2614）经过分液后从燃料气分液罐顶进制硫燃烧炉和尾气焚烧炉。空气从空气鼓风机（K2611/1.2）出口经两路调节后进制硫燃烧炉，一路空气用酸性气管线上的酸性气流量和测定的硫化氢浓度调节，另一路空气用制硫尾气分液罐（D-2612）出口过程气管线上的硫化氢/二氧化硫比例分析仪调节。酸性气和空气在燃烧炉按比例燃烧，配入的风量使烃类完全燃烧，1/3的硫化氢燃烧生成二氧化硫。自F-2611排出的高温过程气一小部分通过高温掺合阀（TV-2611）调节一级转化器（R-2611）的入口温度,其余部分进入制硫余热锅炉（ER-2611）冷却至约350,制硫余热锅炉壳程发生1.1MPa蒸汽回收余热。从制硫余热锅炉出来的过程气进入一级冷凝冷却器（E-2611）,过程气被冷却至160,一级冷凝器壳程发生0.4MPa低压蒸汽，在E-2611管程出口，冷凝下来的液体硫磺与过程气分离，自底部进入硫封罐（D-2613），顶部出来的过程气经高温掺合阀调节至275进入一级转化器（R-2611），在催化剂的作用下进行反应，过程气中的H2S和SO2进一步转化为元素硫。反应后的气体先进过程气换热器（E-2614）管程回收部分余热，温度降至280，再进入二级冷凝冷却器（E-2612）被冷却至160，E-2612冷凝下来的液体硫磺，在管程出口与过程气分离，自底部流出进入硫封罐（D-2613），顶部出来的过程气再经过程气换热器（E-2614）壳程加热至230进入二级转化器（R-2612），在催化剂的作用下继续进行反应，使过程气中剩余的H2S和SO2进一步发生催化转化，反应后的气体进入三级冷凝冷却器（E-2613）,过程气温度自256被冷却至160，在E-2613管程出口，被冷凝下来的液体硫磺与过程气分离自底部流出进入硫封罐（D-2613）,顶部出来的制硫尾气进入制硫尾气分液罐（D-2612）分出携带的液硫后至尾气处理部分。汇入硫封罐的液硫自流进入液硫池（T-2611），在NH3气的作用下，液硫中的有毒气体被分出，送至尾气焚烧炉焚烧。脱气后的液硫用液硫提升泵（P-2612/1,2）送至液硫成型部分，进行成型包装后即为产品硫磺。(3) 尾气处理单元尾气自D-2612顶部出来，进入尾气加热器（E-2621），与蒸汽过热器（E-2623）出口的高温烟气换热，温度升到300，混氢后进入加氢反应器（R-2621），在加氢催化剂的作用下进行加氢、水解反应，使尾气中的SO2、S2、COS、CS2还原、水解为H2S。反应后的高温气体进入尾气急冷塔（C-2621）下部，与急冷水逆流接触、水洗冷却至40。尾气急冷塔使用的急冷水，用急冷水循环泵(P-2621/1,2)自C-2621底部抽出，经急冷水冷却器（E-2624）冷却至40后返C-2621循环使用，为了防止设备腐蚀，需在急冷水中注入NH3，以调节其pH值保持在78。急冷降温后的尾气自急冷塔顶出来进入尾气吸收塔（C-2622）。自胺液再生系统来的MDEA贫胺液（25的MDEA液）进入尾气吸收塔（C-2622）上部，与尾气急冷塔来的尾气逆流接触，尾气中的H2S被吸收。吸收H2S后的MDEA富液，经富液泵（P-2622/1,2）送返胺液再生系统进行溶剂再生。自吸收塔顶出来的净化尾气（总硫300ppm）进入尾气焚烧炉（F-2621），在600左右高温下，将净化尾气中残留的硫化物焚烧生成SO2，焚烧后的高温烟气进入蒸汽过热器（E-2623）中回收余热，使来自制硫余热锅炉（ER-2611）的1.1Mpa蒸汽过热至250，出口烟气温度降至约538，再进入尾气加热器（E-2621）加热制硫尾气，出口烟气温度降至419，掺入冷空气使温度降至380以下，由烟囱（S-2621）排入大气。胺液再生单元中自催化来的富胺液和硫磺回收尾气吸收部分来的富胺液进入富液过滤器（SR-2631）过滤后，经过闪蒸前贫富胺液换热器(E-2632/1,2)管程，与从闪蒸后贫富液换热器（E-2632/3,4）出来的高温贫胺液换热至65左右进入富液闪蒸罐（D-2633），闪蒸出的轻烃送至尾气焚烧炉（F-2621）焚烧，富胺液由D-2633底部引出经闪蒸后富液泵（P-2631/1,2）升压后进入闪蒸后贫富胺液换热器(E-2632/3,4)管程，与从溶剂再生塔（C-2631）底出来的高温贫胺液换热至95左右进入溶剂再生塔（C-2631）上部第22板，经过塔板自上而下的热交换和质交换过程，塔底获得的贫胺液经再生塔底贫液泵（P-2635/1,2）升压后，先后进入闪蒸后贫富液换热器(E-2632/3,4)和闪蒸前贫富液换热器(E-2632/1,2)壳程回收余热至约66，再经过贫液水冷器（E-2633/1,2）冷却至约40，进入贫胺贮罐（D-2634）储存，D-2634内的贫胺液经贫胺液泵（P-2633/1,2）升压后一部分送至硫磺回收单元，一部分贫胺液经过贫胺过滤器（SR-2632）去除杂质后打循环，其余贫胺液经贫胺液外送泵（P-2636/1,2）升压后送至催化。再生塔(C-2631)底部的胺液进入再生塔底重沸器(E-2631)，用0.3Mpa（g）蒸汽加热，为富胺液再生提供热源；再生塔底重沸器(E-2631)产生的凝结水进入疏水阀后送往凝结水管网。再生塔(C-2631)顶部的含H2S蒸汽经过再生塔顶空冷器(A-2631/1,2)和再生塔顶水冷器（E-2634）降温至40进入再生塔顶回流罐(D-2631)，凝液经再生塔顶回流泵(P-2632/1,2)返回再生塔(C-2631)顶作回流；塔顶回流罐(D-2631)顶的气相酸性气送至硫回收单元作原料。工艺原则流程图见附录。1.2 原料及产品性质1.2.1 原料性质(1) 原料酸性水中含S=约8000mg/l，含NH3-N约5000mg/l。(2) 酸性气：各装置来的酸性气与胺液再生酸性气组成如下：组成H2SCO2H2O合计V77.5817.524.90100酸性水汽提装置来的含氨酸性气组成如下：组成H2SNH3H2O合计V36.4644.9618.58100(3) H2S的性质 物理性质H2S是一种无色，具有臭鸡蛋气味的可燃剧毒气体。空气中混有1100000就能被察觉到，达到12000就会引起中毒，浓度大时臭味不如浓度小时显著，甚至无味。熔点：85.6沸点:-60.75临界温度:100.4密度(沸点时):0.993kg/L自燃点:在空气中246，在氧气中220与空气混合的爆炸极限：4.30%45.5%与NO混合的爆炸极限：2055电离常数：25时Ka19.110-8；Ka21.110-12 化学性质H2S在空气中燃烧时，带有淡蓝色火焰。不同的空气量，燃烧得到的产物不同。在过量的氧的情况下：H2S32O2H2O+SO2+Q在不足的氧的情况下:H2S12O2H2O+S+QH2S具有较强的还原能力，在常温下能被空气氧化：2H2SO22H2O+2SH2S溶于水，1体积的水可以溶解2.5体积（20时）的H2S，H2S的水溶液叫氢硫酸，氢硫酸是一种较弱的酸，不稳定，他会被水中溶解的O2氧化而析出硫，使H2S水溶液呈混浊。H2S还可以溶于醇胺类溶剂。H2S在水溶液中的电离平衡如下：a. H2S H+HS- K11.110-7b. HS- H+S2- K21.010-15H2S易与金属反应生成硫化物，特别是在加热或水蒸汽存在的情况下，能和许多氧化物反应生成硫化物。H2S对钢材的腐蚀严重。FeH2SFeSH2这是硫磺回收装置设备、管线腐蚀严重的一个主要原因，装置区空气中的H2S气体的最高允许浓度为10mgm3。(4) H2的性质 物理性质H2是一种无色无味易燃的气体，不溶于水。H2分子量：2.016，标准状况下的密度：0.0898kg/m3，标准沸点：252.75，熔点：259.8。爆炸极限：4.075.6，自燃点：570，相对密度：0.07。 化学性质a. 易燃性：2H2O22H2OQb. 还原剂：3H2SO2 cat加热 H2S2H2OH2S cat加热 H2S1.2.2 产品性质(1) 净化水:含S=30mg/l;NH3-N80mg/l(2) 硫磺的物化性质常温下硫磺是一种淡黄色晶体,温度发生变化时可发生固、液、气三态转变.硫磺熔点为112.8-120,自燃点232,着火点250,沸点444.6,密度(1.96-2.07103Kg/m3)，闪点207,不溶于水,易溶于二硫化碳。硫磺的变态温度如下:固体(S8) 94.5 单斜晶体(S8) 112.8 黄色易流动液体(S8) 160棕色液体(S8) 190 深棕色粘性物(S8) 444.6 黄色气体(S6)1000 无色气体(S2)固体硫磺的分子式一般为S8,其结构成马鞍型,如图所示。当硫磺受热时,分子结构发生变化,当加热到160时,S8的环状开始破裂为开链,随之粘度升高,到190时粘度最大,继续加热时长链开始断裂,粘度又重新下降,在130-160液硫的流动性最好.例如143时粘度为7厘泊,183时为9000厘泊。在气态硫中存在着下列平衡:3S8 4S6 12S2随着温度的升高,平衡逐渐向右移动,当接近760时,几乎全部转化为S2。硫磺的主要化学性质如下: 在空气中燃烧生成SO2 S+O2SO2 与H2反应生成H2S S+H2H2S硫磺的用途:硫磺可用来制造硫酸、CS2，橡胶制品行业,在农业上可用来作杀虫剂,医药上可用来制造磺胺等药品.军事工业上可用来制造炸药,食品工业上用来作蔗糖脱色剂等,在半导体工业上也有应用。(3) 硫磺的产品质量标准固体硫磺产品指标，符合GB/T2449-2006中一等品的要求。硫磺质量标准：指标名称优等品一级品合格品硫（S），%99.9099.5099.00水，%0.100.51.00灰分，%0.030.100.20酸度(以H2SO4计)0.0030.0050.02有机物，%0.030.30.80砷（As），%0.00010.010.05铁（Fe），%0.0030.005(4) 净化尾气：总硫300ppm（V）排放烟气中SO2排放指标符合国家标准GB16297-1996表2中二级标准，排放浓度960mg/m3。1.2.3 中间产品(1) SO2 物理性质SO2是一种具有强烈刺鼻的窒息气味和强烈涩味、无色有毒气体，厂矿中最大允许浓度0.02mg/L。SO2易冷凝，在常压下，冷却至10就可液化，故SO2可做制冷剂。熔点：75.5，沸点-10.02。 化学性质分子式：SO2，分子量：64，SO2易溶于水，20时，1体积水可溶解40体积的SO2气体,SO2的水溶液生成亚硫酸(H2SO3)为中强酸，所以在有水或水蒸气存在的情况下，SO2比H2S更易腐蚀钢材。SO2既具有氧化性，又具有还原性。如：SO2+2H2S2H2O+3/xSx(SO2氧化剂)2SO2O22SO3(SO2还原剂)（V2O5作催化剂）X为2、4、6因此SO2可用来作漂白剂使许多有色物质褪色。(2) COSCOS是原料气中的烃类在炉内燃烧反应的产物，生产过程中可以根据反应器出口分析COS的含量来判断原料气中的烃含量的多少。 物理性质分子式：COS，分子量：60。COS是一种无色无味，易燃的气体，与空气混合时能发生爆炸。爆炸极限：11.929。熔点为138.2，沸点为50.2，比重为2.10。 化学性质COS消溶于水，易溶于CO2和乙醇,能被水解生成CO2和H2S。COSH2O CO2H2S所以在潮湿的空气中COS也有H2S的臭味。1.3 催化剂、化学药剂性质及技术规格1.3.1 催化剂技术要求型号脱漏氧保护剂LS971制硫催化剂LS300加氢催化剂LS951T安装位置R2611/R2612上层R2611/R2612下层R2621主要化学组成Al2O3Al2O3CoO%（m/m）1.80.3MoO3%(m/m)9.50.5颜色及形状红褐色球形白色球形兰灰色三叶草条形外形尺寸46463.0310比表面积，m2/g260300300比孔容，ml/g0.40.4堆积密度，g/ml0.700.820.650.800.600.70平均压碎强度,牛/颗130140150磨耗率，%（m/m）0.50.5注：以上数据仅供参考，以厂家提供的合格证为准。1.3.2 N甲基二乙醇胺（MDEA）技术指标序号项目名称单位数量1外观无色或微黄色透明液体2密度g/cm31.0451.0473沸点2532554凝点205粘度（20）PaS0.1026纯度重量%有效组分含量95%7折光率1.46001.47008溶解性与水完全互溶注：以上数据仅供参考，以厂家提供的合格证为准。1.3.3 催化剂、化学药剂耗量序号名称型号与规格年用量(t)一次装量(t)1制硫催化剂制硫催化剂LS300脱漏氧保护催化剂LS9714.00.7611.92.2752加氢催化剂加氢催化剂LS951T1.35.253MDEA溶液25%（W）651601.4 工艺操作指标项目单位操作指标项目单位工艺指标酸性水进C-2511温度95E-2622蒸汽出口压力MPa0.4(g)C-2511顶温度123C-2621尾气进口温度170C-2511顶压力MPa0.15(g)C-2621尾气出口温度40C-2511底温度131C-2621急冷水进口温度40C-2511回流温度90C-2621急冷水出口温度60净化水出装置温度50C-2622尾气出口温度40F-2611出口温度1260F-2621炉膛温度600ER-2611管程出口温度330-370E-2623烟气出口温度538ER-2611汽包蒸汽出口温度187E-2623蒸汽出口温度250ER-2611汽包蒸汽出口压力MPa1.1(g)E-2623蒸汽出口压力MPa1.0(g)E-2611管程气流出口温度160C-2631进料温度95E-2611.2.3蒸汽出口温度151C-2631塔顶温度113R-2611进口温度280C-2631塔底温度122R-2611出口温度342C-2631塔顶压力MPa0.097(g)R-2621进口温度300C-2631塔底压力MPa0.11(g)R-2621出口温度339E-2622过程气出口温度170E-2622蒸汽出口温度1511.5 主要控制方案1.5.1 比值控制方案进制硫燃烧炉空气量的调节分两路，其一是空气量随酸气量变化构成比值控制系统，从而保证基本空气量，约占总供风量的90。其二是H2S/SO2在线比值分析仪与空气流量构成串级比值调节系统，进一步对空气、酸气配比进行修正，从而保证过程气中H2S与SO2的比值始终为2:1。在串级比值调节系统无法投用的情况下，则需要根据H2S/SO2在线比值分析仪显示的数据人为地修正比值器的给定，并达到过程气中H2S/SO2的比值为2:1的目的。1.5.2 一、二级转化器入口温度控制保证转化器入口温度稳定是提高硫转化率的基本条件之一，设计采用高温掺合阀自动控制一级转化器的入口温度。这种直接掺合的温度控制方案具有反应灵敏，控制精度高的特点。二级转化器的入口温度由与一级转化器出口过程气换热，其温度改由过程气入口阀TV-6114B及旁路阀TV-6114A控制，避免了制硫燃烧炉内的液硫与有机硫进入二级转化器，有利于装置单程转化率的提高。一级转化器入口至二级转化器入口的跨线，主要是在转化器系统升温及催化剂床层热浸泡时使用。在正常生产的情况下，二转入口温度偏低时也可以使用。反应器温度的控制，实际上应以床层温度为主。一转床层温度一般要求控制在280左右，以有利于有机硫的水解；二转床层温度一般要求控制在220左右，以有利于装置单程转化率的提高。因此转化器入口温度的设定是以床层温度的高低为依据的。1.5.3 鼓风机停机自保控制在正常生产过程中当鼓风机意外停机时，自保系统动作，打开酸性气放火炬SV-6107、SV-6108、氮气吹扫阀SV-6104，关闭酸性气进炉阀SV-6102、SV-6103和空气进炉阀SV-6101，从而保证装置的安全生产。1.6 装置物料平衡与能量消耗1.6.1 酸性水汽提装置(1) 物料平衡项目名称WtKg/h104t/a进料酸性水进装置1006000048合计1006000048出料净化水出装置98.55910047.28酸性气出装置1.59000.72合计1006000048(2) 能耗序号项目年消耗量能耗系数能耗单位数量单位系数104MJ1循环冷水104t104MJ/t4.19435.762电104KWh61.34MJ/KWh11.84726.2731.0MPa(g)蒸汽104t7.2MJ/t318222910.44凝结水104t7.2MJ/t152.81100.165净化风104Nm324MJ/Nm31.5938.26氮气104Nm362.4MJ/Nm36.28391.9合计23402.37酸性水汽提装置： 全年能耗：23402.37104MJ全年酸性水处理量：48104t; 单位计算能耗：487.55MJ/t酸性水1.6.2 硫磺回收装置(1) 物料平衡 制硫部分项目名称WtKg/h104t/a进料进装置酸性气36.1740753.26制硫用空气63.8371905.75合计100112659.01出料硫磺22.4325292.03制硫尾气77.5787366.98合计100112659.01 尾气处理部分项目名称WtKg/h104t/a进料制硫尾气20.5687366.98空气6.8529062.32燃料气0.22920.07MDEA(25贫液)72.363071624.59合计1004245033.96出料排放废气22.7696637.73MDEA(富液)73.043100724.81急冷水(至污水汽提)4.217801.42合计1004245033.96 溶剂再生部分项目名称WtKg/h104t/a进料硫磺来富液54.743100724.81II催来富液45.262563420.51合计1005664145.32出料去硫磺贫液(25)54.233071624.57去硫磺酸性气1.468270.67去II催贫液44.312509820.08合计1005664145.32(2) 能耗 硫磺回收单元序号名称年消耗量能耗系数能耗单位数量单位系数104MJ1循环冷水104t104MJ/t4.19435.762除氧水104t8MJ/t385.193081.523电104KWh128.36MJ/KWh11.841519.7841.0Mpa(g)蒸汽104t-4.64MJ/t3182-14764.4850.3MPa(g)蒸汽104t-1.12MJ/t2763-3094.566凝结水104t-1.6MJ/t152.8-244.487净化风104Nm380MJ/Nm31.59127.28燃料气104t0.12MJ/t418685024.16合计-7915.10硫磺回收单元：全年能耗：-7915.10104MJ全年硫磺产量：20000t单位硫磺计算能耗：-3957.55MJ/t硫磺 胺液再生单元序号名称年消耗量能耗系数能耗单位数量单位系数104MJ1循环冷水104t192MJ/t4.19804.482除盐水104t0.008MJ/t90.307.2243电104KWh59.82MJ/KWh11.84708.3240.3MPa(g)蒸汽104t5.84MJ/t276316135.925凝结水104t-5.84MJ/t152.8892.356净化风1044Nm316MJ/Nm31.5925.47氮气104Nm380MJ/Nm36.28502.4合计17291.39胺液再生单元：全年能耗：17291.39104MJ全年再生胺液量：56.64104t单位胺液计算能耗：305.29MJ/t胺液2. 操作法2.1 污水汽提塔C-2511及其相关操作该塔的操作与溶剂再生塔的操作基本相似原料污水进入污水汽提塔C-2511,在一定温度、压力下发生解析产生含氨酸气,同时原料污水得到净化,含氨酸气经汽提塔顶回流罐D-2517脱水后进入硫磺装置处理。原料污水要发生解析必须达到一定的温度所需热量有汽提塔底重沸器E-2511提供.FIC5202通过调节蒸汽量来保持塔顶温度。蒸汽经塔底重沸器E-2511供热后进入凝结水罐D-2515,其液位用LICA5202来控制。E-2511蒸汽量与装置内的蒸汽压力密切相关,当蒸汽量改变时,一定要注意保持1.0MPa蒸汽压力。若蒸汽