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扬子石化6.5万吨/年硫磺回收项目摘要摘 要南京工业大学VELA团队参赛成员：王 韩|于驷勇|陈绍煌|张麟平|钱心语指导教师：包宗宏|周志伟|周荣飞|武文良|崔咪芬扬子石化6.5万吨/年硫磺回收项目2017 “东华科技-陕鼓杯”第十一届全国大学生化工设计竞赛 目 录目 录11.项目概述11.1 项目背景11.2 项目简介12.废气源及产品方案32.1 废气源组成32.1.1 进富气压缩机原料气32.1.2 直接进脱硫部分原料气42.2 产品方案53.工艺介绍64.换热网络优化及节能创新设计94.1 换热网络优化94.2 节能创新设计105.设备设计与选型116.厂区布置127.装置能耗138.安全评价149.资源化利用159.1 原料来源159.2 氢气来源159.3 脱后干气再利用159.4 胺溶液的吸收与再生159.5 硫磺生产159.6 余热利用1510.经济分析1611.项目总结171.项目概述1.1 项目背景现如今，造成大气污染的三大主要源头为：机动车尾气、烟气、工业粉尘（施工工地、钢铁厂、水泥厂等）和工业排放有机物（VOC）。机动车尾气多为油品消耗产生；烟气多为工业上燃烧操作产生；工业粉尘及排放为工业生产造成。近年来，国家对于污染治理的要求越来越严格，相关工业排放标准也不断更新，如GB31571-2015、GB31570-2015等。同时，本团队针对城市污染源大头机车尾气进行调查，并明白为了减少其对大气的污染，必须对使用的油品进行脱硫。从常减压炼油、催化裂化、延迟焦化等得到的油品，一定要经过加氢脱硫、脱氮精制步骤，才能作为机动车用的汽油、煤油、柴油。随着对油品中硫含量日益严格的限制,油品深度脱硫将成为清洁油品生产的必经环节，与此相对，脱后气中硫元素的含量也会增高。炼油厂经过脱硫工段后的排放气对于炼油产业来说即是一种含硫废气。因而本团队此次选择炼油厂进行含硫废气的获取。经过查阅资料、电询及实地考察后，本团队决定依托江苏省南京市南京化学工业园区内的扬子石化炼油厂进行相关设计。而在咨询后发现，延迟焦化装置的含硫排放气及加氢装置排放的含硫尾气可混合处理，且总的废气量大、硫含量高，为合适含硫废气源。最终，本团队的目标为：对扬子石化炼油厂油品精制脱硫后的含硫废气，进行深度脱硫，同时对所含硫进行回收及资源化利用，使得项目在具有环保效益的同时具备良好的经济效益，能够为总厂增加额外的收益。1.2 项目简介本项目为针对中国石化扬子石油化工有限公司加工800万吨/年含硫原油的改扩建工程设计及设置的一套深度脱硫并资源化利用装置扬子石化6.5万吨/年硫磺回收项目。项目由吸收稳定系统、胺法脱硫系统、克劳斯制硫系统、斯科特尾气处理系统、液硫脱气系统、胺液再生系统组成，富气净化处理能力为4万标立方米/时。此次设计硫磺生产能力为6.5万吨/年，实际生产能力为6.8万吨/年。硫脱除率为97.1%，硫回收率为99.9%。送入总厂燃烧单元前，尾气中硫化氢含量小于2 mg/m3。模拟焚烧炉流程，最终二氧化硫排放量小于4 mg/m3。主要生产工艺为胺法脱硫、克劳斯法制硫磺。脱硫之后，胺液再生部分产生的酸性气进入克劳斯硫磺回收单元。最终产品为液态硫磺。焦化富气吸收稳定系统干气脱硫塔压缩机胺液再生干气低分气稳定汽油燃料气酸性气图 1.1 脱硫系统方块流程图本项目实行内外操制度，管辖范围为：吸收稳定、胺法脱硫、克劳斯制硫、斯科特尾气处理、液硫脱气和输送、胺液再生，以及公用工程系统的所有工艺设备和仪表的操作和维护。空气尾气净化单元总厂焚烧单元克劳斯单元上游酸性气氧气克劳斯尾气再生酸性气净化尾气液态硫磺图 1.2 硫磺回收系统方块流程图2.废气源及产品方案2.1 废气源组成本项目脱硫原料为扬子石化160万吨/年延迟焦化装置富气、80万吨/年延迟焦化装置富气、一加氢装置尾气、二加氢装置尾气、120万吨/年柴油加氢装置产品汽提塔顶气、一加氢低分气、二加氢低分气、三加氢100万吨/年加氢裂化装置低分气与汽提塔顶气以及三加氢120万吨/年柴油加氢装置低分气组成。废气源由硫化氢、烃类气等成分组成，具体组成见表2.1。所有的原料气用管道输送至项目界区。富气压缩机入口原料气质量流量为38342 kg/h，体积流量为30276 Nm3/h。直接进入脱硫部分原料气质量流量为5338 kg/h，体积流量为6878 Nm3/h。则本项目原料气总质量流量为43680 kg/h，总体积流量为37154 Nm3/h。硫磺回收部分所处理的酸性气是胺液再部分产生的酸性气，所有进料气用管道输送至装置界区。对进料酸性气进行化验分析，其中总烃体积分数2%、CO2体积分数15%、NH35000 mL/m3。2.1.1 进富气压缩机原料气富气组成见表2.1，加氢尾气组成见表2.2。表 2.1 富气组成原料160万吨/年延迟焦化装置富气80万吨/年延迟焦化装置富气温度/4040压力/MPa0.040.04质量流量/kgh-12032414244体积流量/Nm3h-11572512000平均分子量29.826.6组成 mol%H23.728.2CO2/2.1N2/0.6CH444.0743.6C2H42.2316.7C2H615.84/C3H63.024.2C3H84.859.2C4H61.64/I C4H10/0.9N C4H103.123.7I C4H8/0.4NC4H81.82.4CC4H8/0.3C58.242.5H2S6.124.3H2O5.350.9NH3/总计100100表 2.2 加氢尾气组成气体来源一加氢尾气组成二加氢汽提塔尾气120万吨/年柴油加氢装置产品汽提塔顶气分馏塔尾气稳定塔尾气温度/40424040压力/MPa0.0940.5-0.70.70.15质量流量/kgh-113314628291152体积流量/Nm3h-1904235600812平均分子量33.5443129.4组成 mol%H24.92/8.210.4CO2/N2/1.5/CH426.284.7631.435.25C2H4/C2H610.976.6657.5C3H6/C3H812.7724.6711.78.62C4H6/I C4H100.62.792/N C4H103.8821.01/4.86I C4H8/NC4H8/12.7/CC4H8/C59.877.942.75.08H2S28.0931.6424.825.42H2O2.620.53/2.6NH3/0.27总计1001001001002.1.2 直接进脱硫部分原料气表 2.3 加氢低分气组成气体来源一加氢低分气二加氢低分气三加氢100万吨/年加氢裂化装置低分气与汽提塔顶气120万吨/年柴油加氢装置产品汽提塔顶气温度/57575050压力/MPa1.11.10.90.9质量流量/kgh-14956083687548体积流量/Nm3h-1835106037051278平均分子量13.312.922.39.6组成 mol%H247.7748.233.755.8CO2/N2/5.5/CH433.0133.729.0235.4C2H4/C2H65.071.25.371.7C3H6/C3H82.731.39.820.68C4H6/I C4H100.090.2/N C4H100.5/10.720.16I C4H8/NC4H8/1.3/CC4H8/C51.080.62.760.14H2S8.568.07.624.45H2O1.19/0.961.63NH3/0.030.04总计1001001001002.2 产品方案本项目主产品是液体硫磺，脱气后储存在两个液硫池内，用泵输送至槽车以液硫形式出厂。尾气通入总厂焚烧单元前，硫化氢含量小于2 mg/m3，模拟得焚烧后二氧化硫排放量小于4 mg/m3。年开工8000小时，设计年产为6.5万吨，实际得年产为6.8万吨。产品质量达到国家优等品要求，国家标准如下：表 2.4 国家硫磺优等品质量指标国家标准 GB244992（1998）项 目质量指标（优等品）硫（S）%（m/m）99.90水（H2O） %（m/m）0.10灰份 %（m/m）0.03酸度（H2SO4）%（m/m）0.003有机物%（m/m）0.03砷（As）%（m/m）0.0001铁（Fe）%（m/m）0.003筛余物孔径150无筛余物孔径 75 0.5对液硫进行化验分析，其中硫质量分数99.95%，水分质量分数0.10%，灰分质量分数0.03%。3.工艺介绍本项目以吸收稳定、胺法脱硫、克劳斯法、SCOT法、胺液再生工艺为主，胺法脱硫后采用克劳斯法制硫磺工艺。克劳斯部分采用蒸汽换热器再热流程。经过压缩和吸收稳定系统的富气变成干气，而后干气进入湿法脱硫阶段。胺液再生部分产生的酸性气进入后续硫磺回收工段。硫磺回收部分中有酸性气运行方案（正常操作）和燃料气运行方案（升温操作）两种操作情况：酸性气运行方案为装置正常运行操作，以H2S与氧不充分燃烧（H2S/SO2比率为2）为基础。目的是为了使进入SCOT部分的尾气中H2S/SO2之比达到2:1，使H2S最大限度的转化为硫磺，炼厂酸性气和循环酸性气进料与适当的空气配比后进入克劳斯炉，不需要燃料气助燃。本项目工艺流程简述：来自扬子炼油厂区的富气、一加氢尾气、二加氢汽提塔顶尾气、三加氢尾气、渣油加氢含硫富气进装置后，经过分液罐（V0101）分离少量凝缩液后进入富气压缩机（C0101），气体经富气压缩机二级压缩升压后经过压缩机二段出口空冷器（A0101）冷却后与来自粗汽油解吸塔(T0103)的解吸气混合进入冷却器（E0102）冷却，冷却后和来自富气吸收塔（T0101）的饱和吸收油混合进入富气压缩机二段出口分液罐（V0103）进行相平衡。含硫富气至富气吸收塔（T0101），含硫粗汽油至粗汽油解吸塔（T0103）。自富气压缩机二段出口分液罐分离出的气体进入富气吸收塔（T0101），与粗汽油及稳定汽油逆流接触，吸收气体中的C3及以上组分，回收液态烃。吸收塔底的饱和吸收油经吸收塔底泵（P0102）升压后至富气压缩机二段出口冷凝器（E0103）进行相平衡。吸收塔顶气体进入再吸收塔（T0102），进一步吸收气体中的C3及以上组分，再吸收塔顶干气进入后续的脱硫单元。富气压缩机二段出口分液罐的饱和吸收液进入粗汽油解吸塔（T0103）塔顶，塔顶解吸气去富气压缩机二段出口冷凝器（E0102）冷却，解吸塔底的粗汽油回160万吨/年延迟焦化装置。来自富气再吸收塔顶来干气、与一加氢低低分气、二加氢低分气、三加氢低分气混合后经冷却进入原始干气分液罐（V0201），脱出所携带的液滴和杂质，进入干气胺吸收塔（T0201）下部。干气在塔内与MDEA溶液逆流接触，脱出干气中所含的硫化氢。塔顶脱后干气送出装置回总厂。干气胺吸收塔塔底富液进入净化干气分液罐（V0202），此后罐顶气进入闪蒸罐（V0203）进行闪蒸。闪蒸罐排放的气体经过膜分离器（X0201）再处理后出装置。闪蒸罐、分液罐、膜分离器底部出液混合后与闪蒸罐（V0204）底部的贫液换热升温，升温后进入第一胺再生塔（T0202）再生。再生塔顶酸性气经冷却后进入气液分离罐（V0205）。分离罐顶酸性气经冷却器（E0207）冷却后至酸性气分液罐（V0301），进入CLAUS硫磺回收工段；底部出液经分液罐底泵（P0203）打回再生塔回流。再生塔顶酸性气经过酸性气分液罐（V0301）分离，液体返回第一胺再生塔，顶部酸性气经酸性气预热器（E0302）升温进入主烧嘴与空气混合进行燃烧反应，接着在主燃烧室（F0302）内进一步达到平衡。生成的过程气经废热锅炉（E0303）降温冷却生成4.0 MPa高压蒸汽，用于加热原料气等，剩余进入蒸汽管网。过程气冷却后进入第一硫冷凝器（E0304），生成0.5 MPa低压蒸汽进入蒸汽管网，冷凝液硫接送液硫池。过程气经第一加热器（E0305）加热升温进入第一级Claus反应器（R0301），过程气中H2S和SO2反应生成硫，反应后气体进入第二硫冷凝器（E0306）生成0.5 Mpa低压蒸汽进入蒸汽管网，液硫进入液硫池，过程气经第二加热器（E-0307）加热进入第二级Claus反应器（R0302），在催化剂作用下进行Claus反应，过程气进入第三硫冷凝器（E0308）生成0.5 Mpa低压蒸汽进入蒸汽管网，液硫进入液硫池，尾气进入尾气净化单元。汇集至第一液硫池的液硫经空气鼓泡机和蒸汽加热进一步降低H2S浓度后，尾气送入总厂焚烧单元，液硫送至液硫池贮存，之后按照销售需求送至槽车。Claus单元尾气进入在线炉燃烧室与在线炉烧嘴产生的高温还原气体混合加热后进入斯科特反应器（R0401）在催化剂作用下发生水解还原反应，尾气中各种硫化物被还原为H2S，出反应器后经蒸气发生器（E0403）进入急冷塔（T0401）冷却。急冷塔顶气进入克劳斯尾气胺吸收塔（T0402）进行吸收。酸性气经SCOT加氢反应冷却后，进入克劳斯尾气胺吸收塔内被MDEA吸收，净化尾气从塔顶出，至总厂焚烧炉。塔底富液进入贫富液换热器（E0404）与高温贫液换热后进入第二胺再生塔（T0403）再生。第二胺再生塔塔顶出来的汽提酸性气经塔顶气冷却器（E0405）冷却后进入回流罐（V0402）脱除酸性气夹带的冷凝水，然后返回CLAUS单元回收当中的H2S；塔底贫液进入贫富液换热器（E0404）与低温富液换热冷却后回溶剂缓冲罐（V0403）循环使用。回流罐底部的回流液返回第二胺再生塔上部回流。详情见1-VELA 可行性研究报告。4.换热网络优化及节能创新设计4.1 换热网络优化通过能量松弛，将其与相邻换热合并，减少换热器数目。在减少换热器的同时去除了一些不必要的分流操作，可以使总费用有所下降，也使得换热网络更加便于布置。最终优化后的换热网络如下图所示：图 4.1 最终优化后的换热网络图 4.2 优化后的换热网络数据通过换热网络进行节能优化：表 4.1 节能效果对比表项目热公用工程消耗（MW）冷公用工程消耗（MW）换热网络优化前16.1119.69换热网络优化后6.1299.71节省百分率61.95%50.68%最终本项目的总费用指数为0.03682，所需热公用工程为6.129103 kW，即6.129 MW；冷公用工程为9.710103 kW，即9.710 MW。相比自动调优换热网络合成的工艺流程，总费用降低约42.7%，能量回收效果十分明显。由此可以看出，进行冷热流股匹配后，全流程公用工程能耗量下降明显，能够节省热耗61.95%，节省冷耗50.68%，节能效果显著。4.2 节能创新设计本项目为扬子石化6.5万吨/年硫磺回收项目，设计产品结构为6.5万吨/年液态硫磺，实际模拟得6.8万吨/年。项目兼具环保效应和经济效益，硫回收率达99.9%。本项目设计符合技术创新性要求：（1）在清洁生产技术创新方面，本项目以胺法脱硫及克劳斯法制硫磺为基础，设置酸性气、胺液、尾气三大循环，在提高脱硫率的同时减少MDEA的消耗，并提高硫磺转化率。（2）在反应技术及分离技术创新方面，本项目采用创新性干气膜分离技术，回收了85% 脱硫后干气中的硫化氢，吸收剂中几乎不含烃类，可重新回收硫化氢1144吨/年，每年可增加硫磺产量1077吨，经济效益增加103.4万元。此外，设置两级助燃风量调节控制，提高硫磺回收单元的硫磺回收率。（3）在过程节能技术创新方面，本项目采取热泵节能技术，从而减少能耗，具有良好的节能效果；同时进行换热网络优化，以求达到最好的节能环保效果。（4）在新型过程设备应用技术创新方面， 本项目依据干气膜分离技术，设置膜分离器进行硫化氢的高效回收；使用异型槽道管对换热器进行结构优化，以此回收余热、实现低温热源回收利用；此外，使用Fluent软件，对克劳斯炉进行优化。详见3-VELA 创新点概述。5.设备设计与选型本装置设计过程中主要对反应器、塔设备、储罐、换热器、泵、压缩机等设备进行了设计或选型。部分设计概述如下：克劳斯炉配备可伸缩点火器、火焰监测器、并用光学温度计测量克劳斯炉温度；在部分阀门前增加二位式开关蝶阀，双阀中间设置氮封，减少尾气内漏。具体设备设计与选型见4.1-VELA 设备选型与设计计算说明书及4.2-VELA 设备选型一览表。6.厂区布置本项目设计过程中采用 Auto CAD 对项目进行了平面、竖面及总图布置展示；采用PDMS及3d Max进行建模，用3d Max及lumion对项目进行三维展示，得到了设备建模、详细的管道布置和各个方向的视图。图 6.1 本项目总图布置详见源文件及设计图册。 7.装置能耗表 7.1 项目综合能耗表序号项目名称年用量换算值数值数量单位1冷却水755.2万吨-2低压蒸汽（0.8MPa）1.26万吨0.1286kg标煤/kg0.16万吨标煤/年3中压蒸汽（4MPa）5.12万吨0.1306kg标煤/kg0.67万吨标煤/年4电1376.1万千瓦时0.328kg标煤/kg0.45万吨标煤/年项目年综合能耗为1.28万吨标煤/年。具体公用工程能耗、用电量、蒸汽用量、燃料气用量等能耗指标见2-VELA 初步设计说明书。8.安全评价“安全第一，预防为主。”任何时候，安全生产都是首要条件。本项目自动化程度高，设置了安全联锁系统以及自动保护系统，由DCS进行整体控制，因此极大程度上减少了外操的危险性。同时，灵敏的系统控制可及时发现生产中的大多数异常情况，阻止灾害发生。其次，整个厂区建立了统一的 HSE 管理体系，把健康、安全、环境整合在一起，形成一个管理体系综合管理。从厂区的 HSE 管理方针、管理机构、人力资源、 物质保障和遵循法律法规出发，进行整个体系的设计。 此外，项目生产采用先进的本质安全理念，从流程设计、操作条件、储存运输、设备选型等方面来减少事故发生的可能性和危害性。 最后，本项目制定了全面的工艺调整方案，确保在操作不正常时，减少危害性操作，尽快实现平稳。详见7-VELA 安全预评价报告。9.资源化利用9.1 原料来源脱硫原料由扬子石化160万吨/年延迟焦化装置富气、80万吨/年延迟焦化装置富气、一加氢装置尾气、二加氢装置尾气、120万吨/年柴油加氢装置产品汽提塔顶气、一加氢低分气、二加氢低分气、三加氢100万吨/年加氢裂化装置低分气与汽提塔顶气以及三加氢120万吨/年柴油加氢装置低分气组成，胺液再生工段产生酸性气将继续通入克劳斯回收单元进行资源再利用。9.2 氢气来源基本来自总厂操作单元，为自产氢气，使用成本低，且运输、取用便捷。9.3 脱后干气再利用胺法脱硫后，脱后干气出装置回总厂进行再利用，如至系统燃料气管网作为全厂燃料气，实现资源利用。9.4 胺溶液的吸收与再生利用链烷醇胺（MDEA）来脱除H2S，依靠化学吸收，然后再通过汽提把含H2S的富溶液再生。使整个工程资源循环利用起来。9.5 硫磺生产通过一系列工艺，将工段汇集起来的酸性气转化成主产品液硫，并进行出厂销售，实现资源全方位利用。9.6 余热利用本项目在第一胺再生塔处采用热泵技术，充分利用塔顶热能；同时利用T型异型槽管改装换热器，增加能量利用能力，从而降低能耗，提高节能效果。10.经济分析本项目总投资估算为25198.5万元，设计过程对产品成本估算、收入分析等方面对本装置的经济性进行了分析，从投资利润率、投资利税率、投资回收期等指标可以看出本项目具有良好的经济效益，经济可行。以下展示的是本装置主要技术经济指标：本项目净现金流量情况具体见图10.1。图 10.1 累计净现金流量图本项目静态指标见表10.1：表 10.1 静态指标表静态指标投资利润率投资利税率资