酸性水汽提和硫磺回收联合装置操作规程.doc

此文档收集于网络，如有侵权，请联系网站删除目 录1.工艺技术规程11.1装置概况11.1.1装置简介11.1.2工艺原理21.1.3工艺流程说明51.2原料及产品性质71.2.1原料性质71.2.2产品性质81.2.3中间产品91.3催化剂、化学药剂性质及技术规格101.3.1催化剂技术要求 101.3.2N甲基二乙醇胺（MDEA）技术指标 101.3.3催化剂、化学药剂耗量 101.4工艺操作指标101.5主要控制方案111.5.1比值控制方案 111.5.2一、二级转化器入口温度控制 111.5.3鼓风机停机自保控制 111.6装置物料平衡与能量消耗111.6.1酸性水汽提装置 111.6.2硫磺回收装置 122.操作法132.1污水汽提塔C-2511及其相关操作132.2硫磺回收单元142.2.1制硫燃烧炉F-2611配风控制142.2.2制硫燃烧炉F-2611的炉膛温度的控制142.2.3制硫余热锅炉ER-2611液位的控制 152.2.4一二三级冷凝器壳程出口温度TI6118 152.2.5R-2611入口温度TI-6110 152.2.6R-2612入口温度TI-6114 162.2.7D-2612出口H2S/SO2比值162.3尾气单元172.3.1R-2621入口温度TI-6214 172.3.2再生塔顶回流罐D-2631液位172.4操作原则172.4.1制硫岗位 172.4.2成型岗位 182.4.3尾气岗位 183.开工方案183.1开工前的准备工作183.1.1开工的原则和要求 183.1.2对有关系统的要求 193.1.3开工前全面大检查 193.2单机试运203.2.1单机试运的目的 203.2.2单机试运的准备工作 203.2.3机泵试运和带负荷运转的有关要求 203.3全面吹扫试压213.3.1扫线原则及要求 213.3.2管线吹扫、试压注意事项 213.3.3原料水罐的吹扫 213.3.4装置吹扫试压流程 213.3.5各水线的吹扫 243.3.6过程气线的吹扫 263.3.7蒸汽系统的吹扫 263.3.8各气线的吹扫 283.4水冲洗水联运303.4.1目的 303.4.2原则 303.4.3酸性水系统水冲洗水联运 303.4.4急冷水系统水冲洗水联运 303.4.5胺液再生系统水冲洗水联运 313.4.6循环水系统引水冲洗方案 313.4.7除氧水系统引水冲洗方案 323.5烘炉和烘器323.5.1制硫炉、尾气焚烧炉烘炉 323.5.2烘器343.5.3注意事项 353.5.4烘炉后炉膛筑炉质量检查(仅对新筑炉衬) 363.5.5事故处理 363.6装填催化剂363.7系统气密试压、试漏373.7.1过程气系统的气密 373.7.2酸性气系统的气密 373.8装置开工383.8.1酸性水汽提装置引原料酸性水 383.8.2胺液再生系统建立循环 383.8.3硫封罐引蒸汽建立硫封 383.8.4系统升温 383.8.5酸性水汽提部分开工 403.8.6制硫部分开工 403.8.7尾气净化系统的生产准备 413.8.8尾气加氢催化剂预硫化 423.8.9尾气系统转入正常生产 433.8.10装置的正常运行 433.8.11开工安全和环境预案 464.装置故障调整操作474.1工艺系统474.2设备故障495.停工方案515.1停工前的准备工作515.2停工要求及注意事项515.3停工步骤525.3.1酸性水汽提停工 525.3.2硫磺回收部分停工 525.3.3尾气处理部分停工 545.4停工后的处理555.4.1水冲洗 555.4.2蒸汽吹扫、蒸塔、蒸罐 565.4.3加盲板 575.4.4设备人孔通风 575.5装置紧急停工或临时停工575.5.1紧急停工规程 575.5.2临时停工规程 575.6停工说明585.6.1安全和环境预案 585.6.2安全环保措施 596.专用设备操作规程606.1硫磺造粒机的操作606.1.1开车前的准备：606.1.2系统预热：616.1.3投料与参数调试：616.1.4停车：616.1.5常见问题现象及处理方法616.1.6造粒机操作法616.2液硫脱气操作法626.3制硫鼓风机操作626.3.1风机的启动 626.3.2风机的日常维护 636.3.3风机的切换（两人配合 637.基础操作规程637.1离心泵637.1.1离心泵的日常检查与维护 637.1.2常见问题处理 637.1.3机泵运转中换油 657.2工艺类基础操作规程657.2.1过滤器反吹扫操作 657.2.2MDEA溶剂配制操作 667.2.3烘炉升温时燃料气燃烧调节操作 667.2.4制硫燃烧炉F-2611操作规程667.2.5尾气焚烧炉F-2621操作677.2.6余热锅炉ER-2611操作 687.2.7硫冷器操作 687.2.8制硫转化器操作 697.2.9加氢反应器操作 697.2.10急冷塔操作707.2.11尾气吸收塔操作707.2.12再生塔及再生塔顶回流罐操作707.2.13主要工艺调节参数的计算公式718.事故处理预案718.1事故处理原则718.2事故处理预案718.2.1装置停电处理预案718.2.2装置停水处理预案728.2.3装置停汽处理预案738.2.4装置停净化风处理预案748.2.5停氢气处理预案748.2.6DCS死机处理预案 748.2.7在线分析仪失灵处理预案748.2.8单塔汽提酸性气量波动大处理预案748.2.9单塔汽提酸性气量过大处理预案758.2.10贫液泵P-2633/1.2故障处理预案758.2.11急冷塔C-2621满塔处理预案758.2.12急冷塔C-2621堵塔处理预案758.2.13硫磺过程气线堵塞处理预案 758.2.14酸气中断 768.2.15蒸汽停 768.2.16瓦斯中断 778.2.17硫化 779.安全生产及环境保护789.1安全知识789.1.1安全生产基本原则 789.1.2装置危险有害因素分布 789.1.3防硫化氢中毒常识 799.1.4中毒现场抢救知识 809.1.5防护用具的使用 809.1.6触电救护知识 829.1.7烧伤救护知识 839.1.8人工呼吸与心脏复苏的操作方法 839.1.9创伤急救知识 849.1.10骨折急救知识849.1.11颅脑外伤859.1.12烧伤、烫伤急救知识859.1.13冻伤、高温中暑急救知识859.2安全规定869.2.1装置区安全管理规定 869.2.2防止硫化氢中毒安全管理规定 869.2.3防火防爆安全管理规定 879.2.4进入有限空间安全管理规定 879.2.5成型造粒机安全管理规定 879.2.6叉车安全管理规定 889.2.7取样作业安全管理规定 889.2.8机泵安全管理规定 889.2.9焚烧炉安全管理规定 889.2.10容器脱液安全操作规程 899.2.11其它安全管理规定 899.2.12装置开工安全规定 909.2.13装置停工检修安全规定 909.2.14人身安全十大禁令 919.2.15防火防爆十大禁令 919.2.16防止静电危害规定 919.2.17防止中毒窒息规定 919.2.18防止硫化氢中毒十条规定 929.3装置防冻、防凝措施929.4易燃易爆物的性质939.5装置主要有毒物质性质939.5.1硫化氢 939.5.2硫 959.5.3三氧化二铝 969.5.4氮气 979.6装置污染物主要排放部位及排放的主要污染物9810.硫磺装置酸性气燃烧炉燃烧器运行操作、维护说明9810.1概述 9810.2要求 9910.3投运准备 9910.4点火 9910.5运行10010.6维护10011.硫磺装置尾气焚烧炉燃烧器运行操作、维护说明10111.1概述10111.2电源10111.3要求10111.4投运准备10111.5点火10111.6运行10212.附录 10412.1安全阀规格表10412.2设备汇总表10412.2.1塔类 10612.2.2容器类10612.2.3过滤器10712.2.4冷换设备10812.2.5机泵类11012.2.6反应器类11112.2.7加热炉类11112.2.8鼓风机类11112.3装置平面布置图、原则流程图、自控流程图1111. 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