5万吨硫磺回收及尾气操作规程.doc

操操 作作 规规 程程 5 5 万吨万吨 年硫磺回收及尾气年硫磺回收及尾气 硫磺车间硫磺车间 2011 52011 5 目目 录录 一 装置概况 4 二 工艺部分 6 第一章 工艺技术规程 6 1 2 工艺指标 15 第二章 操作指南 23 2 1 制硫单元系统操作指南 23 2 2 酸性水汽提单元系统操作指南 31 第三章 开工规程 36 3 1 硫磺回收单元开工规程 37 3 2 酸性水单元开工 65 第四章 停工规程 79 4 1 硫磺回收单元停工 79 一 一 装置概况装置概况 总体概况总体概况 本装置为联合装置 由硫磺回收装置 酸性水汽提装置和溶剂再生装置组 成 装置设计规模为处理酸性气生产硫磺50000吨 年 原料为酸性气 产品为硫 磺 酸性水汽提装置设计规模为120吨 小时 原料酸性水 同时为硫磺提供含氨 酸性气 排出合格的净化水 溶剂再生装置设计规模为加氢型200吨 时一套和非加氢型200吨 时一套 其中 加氢型的原料分别为焦化柴汽油加氢装置 柴油加氢改质装置和 FCC汽油加氢的富液 同时为硫磺提供酸性气 为焦化柴汽油加氢装置 柴油 加氢改质装置和FCC汽油加氢提供合格的贫溶剂 非加氢型的原料分别为焦化 硫磺 污水汽提 低压瓦斯回收装置的富液 同时为硫磺提供酸性气 为焦化 硫磺 污水汽提 低压瓦斯回收装置提供合 格的贫溶剂 2 各装置简易说明 各装置简易说明 2 1硫磺回收及尾气处理 硫磺回收装置由硫磺回收 尾气处理 液硫脱气和液硫成型四部分组成 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60 75 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 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 经吸收处 理后的净化气中的总硫 300ppm 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 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3 5Mpa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 酸性水汽提装置处理全厂各装置排放的酸性水 采用单塔低压全抽出汽提 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 排放至污水管网送至污水厂深度处理 该装置设计方面具有以下特点 1 全厂含硫污水集中处理 节省了能耗 2 距离硫磺回收装置较近 防止管线太长堵塞管道 溶剂再生装置处理各装置的含硫化氢较高的富液 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 能耗低等优点 来的富液经提前 预热闪蒸后进入再生塔上部 在一定的温度压力下解析出硫化氢 送至硫磺回 收 解析硫化氢后的贫液经过换热回收热量后 送至各装置循环使用 该装置设计方面具有以下特点 1 全厂含硫富胺液集中处理 节省了能耗 2 距离硫磺回收装置较近 防止管线太长堵塞管道 二 工艺部分二 工艺部分 第一章第一章 工艺技术规程工艺技术规程 1 11 1 工艺技术特点工艺技术特点 硫磺回收装置技术来源硫磺回收装置技术来源 硫磺回收单元采用 SSR 无在线炉硫回收工艺 由山东三维石化工程有 限公司 原齐鲁石化胜利炼油设计院 和齐鲁石化研究院开发 是中石化集 团公司的专有技术 酸性水汽提装置技术来源酸性水汽提装置技术来源 酸性水汽提单元采用单塔全抽出汽提工艺 属于公知技术 溶剂再生装置技术来源溶剂再生装置技术来源 胺液再生单元采用热再生工艺 属于公知技术 节能技术节能技术 4 1 合理优化换热流程 充分利用各种热源降低能耗 4 2 加强设备及管道的隔热保温 减少热量损失 4 3 选用节能型机动设备 电气元件 降低能耗 4 4 采用 SSR 工艺 取消传统的在线炉 燃料气消耗大幅度下降 4 5 优化装置内各单元之间的资源配置 硫磺回收尾气处理所需胺液由溶 剂再生单元供给和再生 优化装置内部的能量平衡 4 6 采用单塔全抽出汽提工艺技术 因操作压力低 无多级分凝 循环量 低 具有能耗低的特点 抽出的含氨酸性气去硫磺回收单元制硫 由 于 NH3的分解放热得以回收 降低了装置能耗 自动化控制水平自动化控制水平 工艺装置内生产过程的控制和管理采用分散型控制系统 Distribution Control System DCS 及其子系统完成 安全仪表系统 Safety Instrumented System SIS 可燃气体 有毒气体检测系统 Flammble Toxic Gas Detection System FGDS 分别独立于 DCS 系统设 置 装置内所有现场仪表信号均接至中心控制室的机柜室 装置设置仪表及控制设备维护系统 Asset Management System AMS 该 系统是工厂对现场仪表 调节阀建立应用和维护档案 用于高级现场 设备诊断 工厂性能监视和维护 本装置工艺介质为剧毒 易爆 为保证事故状态下工艺过程能够恢复到 安全状态 避免因装置故障导致对设备及人身伤害的发生 装置内设 置了必要的联锁保护方案 控制联锁保护由独立设置的安全仪表系统 Safety Instrumented System SIS 完成 SIS 系统与 DCS 系统实现实时 数据交换 相应的报警和操作通过安装在中心控制室的开关 按钮和 DCS 操作站来完成 为保证装置安全生产和人身安全 装置内可能泄漏或积聚有毒 可燃气 体的地方设有 H2S 有毒气体和可燃气体检测器 装置设独立的可燃气 体 有毒气体检测系统 Flammble Toxic Gas Detection System FGDS 现 场检测探头通过标准信号接入该系统 同时 FGDS 系统与 DCS 系统实 现实时数据交换 中心控制室操作站可监测到现场可燃气体和有毒气 体情况 对进出装置的循环水 新鲜水 蒸汽等公用工程按不同精度要求设置 计量仪表 1 21 2 工艺原理工艺原理 1 2 1 硫磺回收装置工艺原理硫磺回收装置工艺原理 制硫部分采用克劳斯部分燃烧法 本装置采用工艺路线成熟的高温热反应和两级催化反应的 Claus 硫回收工 艺 此法是将全部原料气引入制硫燃烧炉 在炉中按制硫所需的 O2量严格控制 配风比 使 H2S 燃烧后生成 SO2的量满足 H2S SO2接近于 2 H2S 与 SO2在 炉中发生高温反应生成气态硫磺 未完全反应的 H2S 和 SO2再经过转化器 在 催化剂的作用下 进一步完成制硫过程 对于含有少量烃类的原料气用部分燃 烧法可将烃类完全燃烧为 CO2和 H2O 使产品硫磺的质量得到保证 部分燃烧 法工艺成熟可靠 操作控制简单 能耗低 是目前国内外广泛采用的制硫方法 制硫催化剂的选用是提高转化率的关键 目前国内外均使用人工合成制硫催化 剂 其转化率可达 95 以上 从硫磺回收部分排出的制硫尾气 仍含有少量的 H2S SO2 COS Sx 等 有害物质 直接焚烧后排放达不到国家规定的环保要求 需将硫回收单元的制 硫尾气进行处理 将硫回收尾气中的元素 S SO2 COS 和 CS2等 在很小的 氢分压和极低的操作压力下 约 0 02 0 03MPa 用特殊的尾气处理专用加氢催 化剂 将其还原或水解为 H2S 再用醇胺溶液吸收 经吸收处理后的净化气中 的总硫 300PPm 焚烧后烟气 SO2浓度 960mg m3经烟囱排放 1 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 O2 2H2O 2 XSX 瞬间反应 1 H2S 3 2O2 H2O SO2 瞬间反应 2 2H2S SO2 2H2O 3 XSX 可逆反应 3 2H2S SO2 2H2O 3S 催化剂作用下的克劳斯反应 4 CS2 H2O COS H2S 催化剂作用下的水解反应 5 COS H2O CO2 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 210 320 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 表表 1 1 高温反应炉内的主要反应 F kJ H kJ 反应 摩尔 927 1204 927 1204 1 3H2S 3 2O2 SO2 H2O 2H2S 423 3 401 2 519 6 519 2 2 2H2S SO2 3 2S2 2H2O 26 3 42 142 141 3 3 3H2S 3 2O2 3 2S2 3H2O 449 5 443 3 475 4 477 9 4 H2S 1 2O2 H2O S1 5 4 20 058 057 5 5 S1 O2 SO2 417 8 381 8 1 577 1 577 5 6 2S1 S2 289 0 255 6 432 8 434 5 7 S2 2O2 2SO2 547 1 506 7 721 4 720 6 8 CH4 2O2 CO2 2H2O 767 9 796 5 797 3 801 5 9 C2H6 7 2O2 2CO2 3H2O 1484 1 1497 0 1424 9 1429 5 10 C6H6 6C 3H2 299 4 354 9 603 0 593 8 11 C7H8 7C 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 表表 2 2 高温反应炉内可能生成和消耗 CO H2的副反应 F kJ H kJ 反应 摩尔 927 1204 927 1204 生成 1 CH4 3 2O2 CO 2H2O 619 7 643 0 518 3 522 1 2 CH4 O2 CO H2O H2 439 1 477 9 270 2 272 7 3 CH4 2H2O CO2 4H2 74 2 136 4193 5196 0 4 H2 CO2 CO H2O 3 3 11 332 931 7 5 CO2 H2S CO H2O 1 2S2 1649 27 5 1927 48 1 1649 114 7 1927 113 8 6 2CO2 H2S 2CO H2 SO2 1649 7 5 1927 32 6 1649 284 8 1927 281 5 7 H2S 1 2S2 H2 1649 4 2 1927 18 0 1649 89 2 1927 88 8 消耗 8 2CO O2 2CO2 355 3 307 7 561 7 599 2 9 4CO 2SO2 4CO2 S2 163 9 109 3 402 4 397 8 10 H2 1 2O2 H2O 181 0 165 1 248 1 249 4 11 H2 1 2S2 H2S 31 3 17 5 89 7 89 2 表表 3 3 高温反应炉内可能生成和消耗 COS 的副反应 F kJ H kJ 反应 摩尔 927 1204 927 1204 生成 1 2CH4 3SO2 2COS 1 2S2 4H2O 411 2 475 4 130 9 135 9 2 2CO2 3S1 2COS SO2 343 2 278 1 624 2 625 5 3 CS2 CO2 2COS 12 5 15 82 52 9 4 2S1 2CO2 COS CO SO2 202 7 175 6 319 8 321 9 5 CO S1 COS 140 5 102 6304 4 303 6 6 CH4 SO2 COS H2O H2 161 4 199 32 51 3 7 CS2 H2O COS H2S 44 6 47 5 31 7 30 9 消耗 8 COS H2O H2S CO2 32 1 31 7 34 6 33 8 9 2COS SO2 3 2S2 2CO2 90 1 105 1 25 0 26 3 10 COS CO SO2 S2 2CO2 85 9 80 1 113 0 112 6 11 COS H2 CO H2S 35 0 43 0 2 0 3 8 12 COS 3 2O2 CO2 SO2 455 4 432 4 553 4 553 4 13 COS CO 1 2S2 4 2 25 488 086 3 表表 4 4 高温反应炉内可能生成和消耗 CS2的副反应 F kJ H kJ 反应 摩尔 927 1204 927 1204 生成 1 C 2S1 CS2 307 7 275 6 443 7 444 9 2 CH4 2H2S CS2 4H22 5 57 1259 8260 6 3 CH4 4S1 CS2 2H2S 699 7 638 0 965 8 967 9 4 CH4 2S2 CS2 2H2S 121 7 127 2 99 7 99 2 5 CO2 3S1 CS2 SO2 330 7 261 9 627 2 628 0 6 C2H6 7 2S2 2CS2 3H2S 282 7 305 7 183 9 183 9 7 C3H8 5S2 3CS2 4H2S 430 1 474 1 261 5 262 3 消耗 8 CS2 2H2O CO2 2H2S 76 7 79 2 66 3 64 6 9 CS2 SO2 CO2 3 2S2 102 6 102 9 22 5 23 4 10 CS2 CO2 2CO 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 700 K 时气相中主要 是 S2 大于 1500 K 是 S1 小于 700 K 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 2 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 nH2 nH2S SO2 3H2 2H2O H2S COS H2O CO2 H2S CS2 2H2O CO2 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 H2O H 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 3 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 140 155 之间 脱气时间一般为 12 小时 4 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 200 300 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 60 70 之间 本单元采用酸性水汽提生产含氨酸性气的工艺生产方法 各装置来的酸性水经过脱气 除油 换热升温后进入汽提塔 由汽提塔塔 底重沸器加热 将 H2S 和 NH3从酸性水中汽提出来 塔顶蒸汽是 H2S NH3的混合气体 经过塔顶空冷器降温后进入塔顶回流 罐进行气 液分离 分出的含 NH3酸性气管送至 1 5 104t a 硫磺回收及尾气处 理单元回收处理 塔底出来合格的净化水产品 经换热回收余热后 至净化水 空冷器冷却后送出本单元 到污水处理场深度净化 1 2 2 酸性水汽提装置工艺原理酸性水汽提装置工艺原理 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 1 2 3 溶剂再生装置工艺原理溶剂再生装置工艺原理 上游生产装置的富胺液经闪蒸前贫 富液换热器后 再闪蒸罐闪蒸 再经闪 蒸后贫 富液换热器进一步换热后进入溶剂再生塔 再生塔热源由塔底重沸器的 低压蒸汽提供 经过塔板进行质交换和热交换 富胺液中的 H2S 逸入气相 从 塔顶经空冷 塔顶回流罐缓冲分液后 富含 H2S 的酸性气至硫磺回收单元制硫 凝液作为塔顶回流 塔底的贫胺液经贫 富液换热器 贫液空冷器 贫液冷却器降温后返上游生 产装置循环使用 1 31 3 工艺流程说明工艺流程说明 1 3 1 硫磺回收装置工艺流程简述硫磺回收装置工艺流程简述 5 105 104 4t at a 硫磺回收及尾气处理工艺流程简述硫磺回收及尾气处理工艺流程简述 外装置来的清洁酸性气经清洁酸性气缓冲罐 01 V 101 将酸性气中所带凝 液分离 一部分进入制硫燃烧炉 01 F 101 的炉头火嘴 另一部分进入制硫燃烧 炉 01 F 101 的中部 酸性水汽提单元送来的含氨酸性气进入含氨酸性气缓冲罐 01 V 102 将酸性气中所带凝液分离 然后全部进入制硫燃烧炉 01 F 101 的火 嘴 在炉内 根据制硫反应需氧量 通过比值调节严格控制进炉空气量 经燃 烧 将酸性气中的氨和烃类等有机物全部分解 氨的分解温度在 1250 1300 为了防止酸性气组成变化时炉温低于此值 设计了部分分流流程 可以根据炉 膛温度的变化 将一部分清洁酸性气分流到炉膛中部 使前部炉膛温度上升 保证 NH3完全分解为 N2 避免不完全分解出现 NOX铵盐堵塞 在炉内约 65 v 的 H2S 进行高温克劳斯反应转化为硫 余下的 H2S 中有 1 3 转化为 S02 燃烧时所需空气由制硫炉鼓风机 01 K 101A B 供给 制硫燃烧炉 01 F 101 的配风量是关键 为此 在制硫尾气管道上安装了一台 H2S SO2在线比值 分析仪 随机分析尾气中 H2S SO2比率 并通过反馈信号调节供风管道上的微 调阀 使过程气中的 H2S SO2 比值始终趋近 2 1 从而获得最高的 Claus 转化 率 自 01 F 101 排出的高温过程气 约 1325 小部分通过高温掺合阀调节 一级转化器 01 R 101 的入口温度 其余部分进入制硫余热锅炉 01 E 101 用余热发生 3 5MPa 饱和蒸汽输至蒸汽过热器 01 E 203 过热至 410 并网 过 程气温度降至 350 进入一级冷凝冷却器 01 E 102 冷至 160 在 01 E 102 管程出口 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 一级冷凝冷却器 01 E 102 管程出口 160 的过程气 通过高温掺合阀与 1325 的高温过程气混合后 温度达到 262 进入一级转化器 01 R 101 在 催化剂的作用下 过程气中的 H2S 和 SO2转化为元素硫 反应后的气体温度为 316 进入过程气换热器 01 E 103 管程与二级冷凝冷却器 01 E 104 出口的 低温过程气换热 温度降至 262 进入二级冷凝冷却器 01 E 104 管程 过程 气在二级冷凝冷却器 01 E 104 管程被冷却至 160 01 E 104 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 分离后的过程气 再返回过程气换热器 01 E 103 壳程 加热至 220 进入二级转化器 01 R 102 在催化剂作用下 过程气中剩余的 H2S 和 SO2进一步转化为元素硫 反应后的过程气进入三级冷凝冷却器 01 E 105 温度从 243 被冷却至 160 01 E 105 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 顶部出来的制硫尾气经尾气分液罐 01 V 104 分液后进入尾气处理部分 一 三级冷凝冷却器 共用一个壳体 二级冷凝冷却器的余热均通过发生 0 4MPa 饱和蒸汽加以回收 产生的饱和蒸汽一部分作为硫磺回收及尾气处理部 分的设备 管道伴热 汇入硫封罐的液硫自流进入液硫池 经注入氨气和氮气 用液硫脱气泵 01 P 301A B 循环脱气处理 液硫中的有毒气体被脱出至气相 用液硫脱气抽 空器的中压蒸汽作动力 送至尾气焚烧炉 01 F 201 焚烧 脱气后的液硫用液 硫提升泵 01 P 302A B 送至硫磺成型 成型部分可以直接发液硫出厂 也可以用成型机造粒机制成固体颗粒 再 送至称重码垛机称重 包装为 50 千克 袋 码垛为 1 吨 托盘的产品硫磺 用防 爆叉车码放在产品库棚内 供运输出厂 尾气分液罐 01 V 104 出口的制硫尾气先进入尾气加热器 01 E 201 与高 温烟气换热 温度升到 300 混和氢气后进入加氢反应器 01 R 201 在加氢 催化剂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 进入加氢反应器 01 R 201 的 H2气量是根据尾气吸收塔 01 C 202 后的在线 氢分析仪给出的 H2浓度信号进行调节的 反应后的高温气体约 330 进入蒸汽发生器 01 E 202 发生 0 4MPa 饱和蒸 汽 尾气温度降至 170 进入尾气急冷塔 01 C 201 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 01 P 201A B 自 01 C 201 底部抽出 经急冷水冷却器 01 E 204 冷却至 40 后 返 01 C 201 循环使用 因为温度降低凝析下来的不平衡急冷水通过塔底液位调节阀送 至酸性水汽提单元处理 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 7 8 急冷降温后的尾气自尾气急冷塔 01 C 201 顶部出来进入尾 气吸收塔 01 C 202 自尾气吸收塔 01 C 202 塔顶出来的净化尾气 总硫 300ppm 进入尾气 焚烧炉 01 F 201 在 700 高温下 将净化尾气中残留的硫化物焚烧生成 SO2 剩余的 H2 和烃类燃烧成 H2O 和 CO2 焚烧后的高温烟气经过蒸汽过热器 01 E 203 和尾气加热器 01 E 201 回收热量后 烟气温度降至 301 左右由 烟囱 01 ST 201 排入大气 1 3 2 酸性水汽提装置工艺流程简述酸性水汽提装置工艺流程简述 酸性水汽提单元流程酸性水汽提单元流程 来自二车间 三车间 DCC 原料预处理 硫磺等装置的酸性水混合后进入 酸性水汽提单元的酸性水脱气罐 02 V 101 脱出溶于酸性水中的轻烃组份送 至低压瓦斯管网 脱气后的酸性水进入酸性水储罐 02 T 101A B 静止 进行自然沉降 除油 上层污油经收集进入污油罐 02 V 102 再经污油泵 02 P 102 将轻污油送至污 水厂进行处理 脱油后的酸性水经酸性水进料泵 02 P 101A B 升压 送至原料水 净化水 换热器 02 E 201A B 与酸性水汽提塔 02 C 201 底的净化水换热升温到 90 后进入汽提塔 02 C 201 中部 酸性水汽提塔的热源由塔底重沸器的 1 0MPa g 蒸汽提供 1 0MP 蒸汽经过汽提塔重沸器 02 E 202 向塔底供热后 凝结水 进入凝结水罐 02 V 202 再送至凝结水回收器 03 V 106 经凝结水输送泵 送至外装置 在酸性水汽提塔 02 C 201 内 酸性水中的 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 02 E 204A B 冷 凝冷却至 90 后 进入塔顶回流罐 02 V 201 进行气 液分离 罐顶分出的含 NH3酸性气至 5 万吨 年硫磺回收单元 罐底液相经汽提塔回流泵 02 P 202A B 送回汽提塔顶作回流 塔底产品是合格的净化水 经原料水 净化水换热器 02 E 201A B 与原料水换热 再经净化水泵 02 P 201A B 升压 送至净化水空 冷器 02 E 203A B C D 冷凝冷却至 40 送出 排至污水处理场深度净化 1 3 3 溶剂再生装置工艺流程简述溶剂再生装置工艺流程简述 1 加氢型溶剂再生 自焦化柴汽油加氢装置 柴油加氢改质装置和 FCC 汽油加氢来富胺液进入 溶剂再生装置后 经闪蒸前贫 富液换热器 04 E 101 后 再闪蒸罐 04 V 101 闪蒸 将富胺中的烃等轻组分提出 放火炬 剩余的富液经过富液泵 04 P 102 打入闪蒸后贫 富液换热器 04 E 102 进一步换热后进入溶剂再 生塔 04 C 101 富胺液中的 H2S 逸入气相 从塔顶经塔顶空冷 04 EA 102AB 塔顶后冷器 04 E 104 塔顶回流罐 04 V 102 缓冲分液后 富含 H2S 的酸性气至硫磺回收 凝液经再生塔顶回流泵 04 P 104AB 返回再生塔 04 C 101 顶作回流 塔底的贫胺液经塔底泵 04 P 103 打入贫 富液换热器 04 E 102 贫液空冷器 04 EA 101ABCD 贫液后冷却器 04 E 105 降温后 返上游生产装置循环使用 或进入胺液储罐 04 T 101 再生塔 04 C 101 底部的胺液经过集液箱进入塔底再沸器 用低压蒸汽加热 为富胺液再生提供热源 塔底再沸器 04 E 103AB 产生的凝结水进入凝结水罐 通过调节阀后送往凝结水回收器 03 V 106 回收 2 非加氢型溶剂再生 自焦化 硫磺 污水汽提 低压瓦斯回收装置的富液进入溶剂再生装置后 经闪蒸前贫 富液换热器 03 E 101 后 再闪蒸罐 03 V 101 闪蒸 将富胺 中的烃等轻组分提出 放火炬 剩余的富液经过富液泵 03 P 102 打入闪蒸 后贫 富液换热器 03 E 102 进一步换热后进入溶剂再生塔 03 C 101 富胺 液中的 H2S 逸入气相 从塔顶经塔顶空冷 03 EA 102AB 塔顶后冷器 03 E 104 塔顶回流罐 03 V 102 缓冲分液后 富含 H2S 的酸性气至硫磺回收 凝 液经再生塔顶回流泵 03 P 104AB 返回再生塔 03 C 101 顶作回流 塔底的贫胺 液经塔底泵 03 P 103 打入贫 富液换热器 03 E 102 贫液空冷器 03 EA 101ABCD 贫液后冷却器 03 E 105 降温后返上游生产装置循环使用 或进入胺液储罐 03 T 101 再生塔 03 C 101 底部的胺液经过集液箱进入塔底再沸器 用低压蒸汽加热 为富胺液再生提供热源 塔底再沸器 03 E 103AB 产生的凝结水进入凝结水回 收器 03 V 106 通过凝结水输送泵后送往凝结水管网回收 1 41 4 工艺原则流程图工艺原则流程图 见原则流程图 1 51 5 工艺指标工艺指标 1 5 11 5 1 原料指标原料指标 1 5 1 1 原料酸性水中含 S 约 1000mg l 含 NH3 N 约 300mg l 含 COD 约 10000 mg l 1 5 1 2 H2S 的性质 1 5 1 2 1 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 1 100000 就能被察觉到 达到 1 2000 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 20 55 电离常数 25 时 Ka1 9 1 10 8 Ka2 1 1 10 12 1 5 1 2 2 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 H2S 3 2O2 H2O SO2 Q 在不足的氧的情况下 H2S 1 2O2 H2O S Q H2S 具有较强的还原能力 在常温下能被空气氧化 2H2S O2 2H2O 2S H2S 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 K1 1 1 10 7 b HS H S2 K2 1 0 10 15 H2S 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 Fe H2S FeS H2 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 10mg m3 1 2 1 3 H2的性质 1 5 1 3 1 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 0 75 6 自燃点 570 相对密度 0 07 1 5 1 3 2 化学性质 1 5 1 3 3 易燃性 2H2 O2 2H2O Q 1 5 1 3 4 还原剂 3H2 SO2 cat加热 H2S 2H2O H2 S cat加热 H2S 1 5 21 5 2 半成品 成品指标半成品 成品指标 1 5 2 11 5 2 1 净化水 含 S 30mg l NH3 N 80mg l 1 5 2 21 5 2 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 07 103Kg 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 S 2 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 O2 SO2 与 H2反应生成 H2S S H2 H2S 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 1 5 2 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 1 5 21 5 2 4 4 5 万 t a 硫磺回收单元指标 项 目纯度砷含量灰分酸度 H2SO4 水份有机物铁 成品硫磺 指标 m m 99 50 0 01 0 10 0 005 2 0 30 0 005 1 5 2 51 5 2 5 净化尾气 总硫净化尾气 总硫 300ppm 300ppm V 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 5 2 61 5 2 6 贫胺液中 H2S 含量 0 1 贫胺液中 CO2含量 1 1 5 31 5 3 中间产品中间产品 1 5 3 11 5 3 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 2H2S 2H2O 3 xSx SO2氧化剂 2SO2 O2 2SO3 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 1 5 3 21 5 3 2 COS COS 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 9 29 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 COS H2O CO2 H2S 所以在潮湿的空气中 COS 也有 H2S 的臭味 1 5 41 5 4 公用工程指标公用工程指标 1 5 4 1 硫磺回收装置 名 称项 目单 位指 标 烟气环保要求SO2含量 mg m3 960 公用工程系统指标公用工程系统指标 名 称项 目单 位指 标 3 5 MPa 蒸汽压力 MPa 4 1 1 0MPa 蒸汽进装置压力 MPa 0 8 新鲜水压力 MPa 0 4 循环水压力 MPa 0 4 瓦斯压力 MPa 0 4 净化风压力 MPa 0 4 氮气压力 MPa 0 4 除盐水压力 MPa 0 4 1 5 4 2 酸性水汽提装置 1 1 公用工程系统指标公用工程系统指标 名 称项 目单 位指 标 1 0MPa 蒸汽进装置压力 MPa 0 8 新鲜水压力 MPa 0 4 循环水压力 MPa 0 4 净化风压力 MPa 0 4 氮气压力 MPa 0 4 除盐水压力 MPa 0 4 1 5 4 3 溶剂再生装置 公用工程系统指标公用工程系统指标 名 称项 目单 位指 标 1 0MPa 蒸汽进装置压力 MPa 0 8 新鲜水压力 MPa 0 4 循环水压力 MPa 0 4 净化风压力 MPa 0 4 氮气压力 MPa 0 4 除盐水压力 MPa 0 4 1 5 51 5 5 工艺操作指标工艺操作指标 1 5 5 1 硫磺回收装置 工艺操作平稳运行指标工艺操作平稳运行指标 项目编号项目名称项 目单 位指 标 01 F 101 制硫燃烧炉炉前温度 1325 炉前温度 700 01 F 201 尾气焚烧炉 炉膛温度 700 01 V 101 清洁酸性气分液罐液 位 0 01 V 102 含氨酸性气分液罐液 位 0 01 T 301 液硫池液 位 80 01 V 104 尾气分液罐出口 H2S SO2 2 液 位 80 01 V 401 连续排污膨胀器 压力 MPa 1 0 液 位 80 01 V 402 定期排污膨胀器 压力 MPa 1 0 液 位 0 燃料气缓冲罐 压力 MPa 0 5 液 位 0 净化风罐 压力 MPa 0 5 入口温度 220 260 01 R 101 一级转化器 床层温度 350 二级转化器入口温度 200 240 01 R 102 二级转化器床层温度 350 汽包压力 MPa 4 2 液 位 40 60 01 E 101 制硫余热锅炉 管程出口温度 350 汽包压力 MPa 0 4 液 位 20 80 01 E 102 一级冷凝冷却器 管程出口温度 140 170 01 E 103 过程气换热器壳程出口温度 200 240 汽包压力 MPa 0 4 液 位 20 80 01 E 104 二级冷凝冷却器 管程出口温度 140 160 汽包压力 MPa 0 4 液 位 20 80 01 E 105 三级冷凝冷却器 管程出口温度 140 160 入口温度 260 300 床层温度 40001 R 201 加氢反应器 出口 H2含量 2 6 汽包压力 MPa 0 4 液 位 20 80 01 E 202 蒸汽发生器 管程出口温度 140 160 01 E 203 蒸汽过热器管程蒸汽出口温度 420 工艺操作平稳运行指标工艺操作平稳运行指标 项目编号项目名称项 目单 位指 标 管程蒸汽出口压力 MPa 3 5 壳程入口温度 650 顶 温 度 45 液 位 20 80 01 C 201 尾气急冷塔 急冷水 PH 6 01 C 202 尾气吸收塔液 位 20 80 01 ST 201 烟囱温 度 250 360 1 2 5 2 酸性水汽提装置 工艺操作平稳运行指标工艺操作平稳运行指标 项目编号项目名称项 目单 位指 标 顶 温 度 115 125 液 位 20 80 02 C 201 酸性水汽提塔 底 压 力 MPa 0 30 02 T 101A B 酸性水储罐液 位 80 液 位 20 80 02 V 101 酸性水脱气罐 压 力 MPa 0 30 液 位 20 80 02 V 102 污油罐 压 力 MPa 0 5 02 V 201 汽提塔顶回流罐液 位 30 50 液 位 20 80 02 V 202 凝结水罐 压 力 MPa 1 0 1 2 5 3 非加氢型溶剂再生装置 工艺操作平稳运行指标工艺操作平稳运行指标 项目编号项目名称项