硫磺装置流程.doc

一、装置规模装置建成后为连续生产，年开工按8000小时计。硫磺回收单元设计规模为年回收硫磺2104t/a，操作弹性：60110；胺液再生单元设计规模为140t/h,操作弹性：60110。1、 硫磺回收装置原料为再生酸性气和含氨酸性气，其中再生酸性气来自本装置胺液再生单元；含氨酸性气来自酸性气汽提装置，其中再生酸性气组成见表2-1；酸性水汽提含氨酸性气组成见表2-2。表2-1 再生酸性气组成组成烃类H2SCO2H2O合计V277.5917.524.89100表2-2 含氨酸性气组成组成H2SNH3H2O合计V36.4644.9618.58100表2-3硫磺产品指标项目纯度Ar灰分酸度（H2SO4）水分有机物Fe含量（wt）99.500.010.10 0.0052.00.300.005表2-4 排放尾气组成组成ArO2N2CO2SO2H2O合计V1.043.3180.685.210.029.741002、 装置物料平衡制硫部分物料平衡项目名称WtKg/h104t/a进料进装置酸性气36.184074.513.26再生酸性气28.193174.512.54含氨酸性气7.99900.000.72制硫用空气63.827187.795.75合计10011262.309.01出料硫磺22.432526.672.02制硫尾气77.578735.636.99合计10011262.309.01尾气处理部分物料平衡表项目名称WtKg/h104t/a进料制硫尾气20.228735.636.990空气6.732906.312.330燃料气0.2192.210.070MDEA（30贫液）71.0930715.9424.570氢气0.028.080.006冷却用空气1.73750.100.600合计10043208.2734.566出料排放废气24.1210422.978.340MDEA（富液）71.7631005.9624.804急冷水（至污水汽提）4.121779.341.422合计10043208.2734.566表 2-9 溶剂再生部分物料平衡表项目名称WtKg/h104t/a进硫磺来自富液22.1631005.9624.804其它装置来富液77.84108884.4987.108料合计100139890.45111.912出料去硫磺贫液21.9630715.9424.572去其它装置贫液75.77106000.0084.800去硫磺酸性气2.273174.512.540合计100139890.45111.912MDEA（甲基二乙醇胺）一、 流程简述1、 制硫部分自胺液再生装置来酸性气经酸性气缓冲罐（D-2411）脱液，自酸性水汽提装置来的含氨酸性气经含氨酸性气分液罐（D-2410）脱液后，混合进入制硫燃烧炉（F-2411）进行高温转化反应，根据制硫反应需要氧量，严格控制进炉空气量，在炉内酸性气中的烃类等有机物全部分解，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SO2，燃烧时所需空气由制硫炉鼓风机（K-2411/1、2）供给。自F-2411排出的高温过程气一小部分通过高温掺合阀（TV-4110）调节一级转化器（R-2411）的入口温度，其余部分进入制硫余热锅炉（ER-2411）冷却至约350，制硫余热锅炉壳程发生1.1MPa饱和蒸汽回收余热。从制硫余热锅炉出来的过程气进入一级冷凝冷却器（E-2411），过程气被冷却至160，一、二、三级冷凝冷却器壳程发生0.4MPa低压蒸汽，在E-2411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-2413）,顶部出来的过程气经过高温掺合阀调节至277进入一级转化器（R-2411），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-2414）管程回收部分余热，温度降至270，再进入二级冷凝冷却器（E-2412）被冷却至160，E-2412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-2413）,顶部出来的过程气再经过程气换热器（E-2414）壳程加热至230进入二级转化器（R-2412）,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-2413）,过程气温度自253被冷却至160，在E-2413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-2413），顶部出来的制硫尾气进入制硫尾气分液罐（D-2412）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-2411），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-2412/1、2）送至液硫成型部分，进行造粒成型包装，或进入液硫储罐（D-2419）液硫装车出厂。2尾气处理部分尾气至D-2412顶部出来，进入尾气加热器（E-2421）,与蒸汽过热器（E-2423）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-2421）,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蒸汽发生器（E-2422）后在进入尾气急冷塔（C-2421）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-2421/1,2）自C-2421底部抽出，经急冷水冷却器（E-2424）冷却至40后返C-2421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-2422）。自胺液再生系统来的MDEA贫胺液（30的MDEA液）进入尾气吸收塔（C-2422）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-2422/1,2）送返胺液再生系统进行再生。自吸收塔顶出来的净化尾气（总硫300ppm）进入尾气焚烧炉（F-2421）,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-2423）中回收余热，使来自制硫余热锅炉（ER-2411）的1.1MPa蒸汽过热至250，出口烟气温度降至约520，再进入尾气加热器（E-2421）加热制硫尾气，出口烟气温度降至378，掺入冷空气使温度降至360以下，由烟囱（S-2421）排入大气。3、 胺液再生部分自硫磺回收尾气吸收部分来的富胺液和其它装置的富胺液混合后进入富液过滤器（SR-2431/1,2）过滤后，经过闪蒸前贫富液换热器（E-2432/1,2）管程，与从闪蒸后贫富液换热器（E-2432/3,4）出来的高温贫胺液换热至70左右进入富液闪蒸罐（D-2433）,闪蒸出的轻烃送至尾气焚烧炉（F-2421）焚烧，富胺液由D-2433底部引出经闪蒸后富液泵（P-2431/1,2）升压后进入闪蒸后贫富胺液换热器（E-2432/3,4）管程，与从溶剂再生塔（C-2431）底出来的高温贫胺液换热至94左右进入溶剂再生塔（C-2431）上部第23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-2435/1,2）升压后，先后经闪蒸后贫富液换热器（E-2432/3,4）和闪蒸前贫富液换热器（E-2432/1,2）壳程降温至约67，再经过贫液空冷器（A-2432/1,2）和贫液水冷器（E-2433/1,2）冷却至约40，进入贫液贮罐（D-2434）储存，D-2434内的贫胺液经贫液泵（P-2433/1,2）升压后送至硫磺回收尾气吸收部分和其它装置脱硫部分，一小部分贫胺液经过贫胺过滤器（SR-2432）去除杂质后打循环。再生塔（C-2431）底部的胺液进入再生塔底重沸器（E-2431）,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-2431）产生的凝结水进入凝结水罐（D-2432）,通过调节阀控制液面后送往装置凝结水管网。再生塔（C-2431）顶部的含H2S蒸汽经过再生塔顶空冷器（A-2431/1,2）和再生塔顶水冷器（E-2434）降温至约40进入再生塔顶回流罐（D-2431）,凝液经再生塔顶回流泵（P-2432/1,2）返回再生塔（C-2431）顶作回流；塔顶回流罐（D-2431）