石化公司3万吨硫磺回收装置操作规程

石化公司3万吨硫磺回收装置操作规程

第一章工艺技术规程

1.1装置概况

1.1.1装置简介

依据中国石油天然气股份有限公司的发展要求和对XX石化公司的定位，XX石化公司通过“十一

五”规划方案的实施，将形成1050万吨/年原油加工能力和70万吨/年乙烯生产能力，成为以化工

业务为主的炼化一体化企业。作为炼油部分改造工程的环保配套设施，硫磺回收装置根据二次加工

能力的增加进行相应扩能改造。现有两套硫磺回收装置，两套硫磺回收装置（各自含尾气处理）处

理能力分别为L5X10't/a和3X10't/a。两套硫磺回收装置在一个界区内，共用一套原料气处理

设施和硫磺存储仓库。两套装置既可并联开工，也可单独开工，可互为检修备用。

3万吨/年硫磺回收装置采用部分燃烧法、间接蒸汽加热、两级转化Claus工艺，年回收硫磺3

万吨，装置的最大处理能力为设计负荷的110%,年开工8400小时。装置建成后，正常生产中1.5

X10't/a硫磺回收装置（含尾气处理）作为备用。

1.1.2工艺原理

1.1.2.1硫磺回收系统原理

常用的制硫方法有部分燃烧法、分流法、直接氧化法三种，通常根据酸性气中硫化氢的浓度高

低决定采用哪种方法。

3万吨/年硫磺回收装置采用部分燃烧法、间接蒸汽加热、两级转化Claus工艺，尾气回收系

统采用还原-吸收处理工艺。常规Claus硫磺回收工艺是由一个热反应段和两级催化反应段组成。

含H2s的酸性气在燃烧炉内用空气进行不完全燃烧，使H2s燃烧后生成的S0?量满足HzS/SOz分子比

等于或接近2：1,LS和S0?在高温下反应生成硫。受热力学条件的限制，剩余的HB和SO2进入

催化反应段在催化剂作用下，继续进行生成元素硫的反应。生成的硫经冷凝分离，达到硫回收的目

的。两级Claus后总硫回收率可达到94〜95虬

热反应段发生的反应

主反应

H2S+3/202-*S02+

2H2s+S02f3/2S2+2H2

副反应

CnHz”12+（3n+1）/20af（n+1）HaO+nCOa

H2S+CO2-COS+H20

CH.+S2fCS2+2H2s

2NH3+3/2O2f3H20+N2

C02+3/2S2-CS2+S02

催化反应段发生的反应

主反应

2H2s+S02-3/2S2+2Hz0

副反应（主要是COS和C%水解反应）

COS+H20-C02+H2S

CS2+2H20-*CO2+2H2s

1.1.2.2尾气回收系统原理

硫磺尾气被加热升温至280℃与氢气在加氢催化剂作用下，将尾气中的硫及硫化物（S02,S6,

S8,COS,C&）还原水解转化为HzS,加氢后气体经急冷后用选择性MDEA溶剂吸收气体中的H2S,吸

收出S、CO2后的富溶剂加热再生，再生酸性气（H?S、CO2）返回Claus酸性气燃烧炉，溶剂循环使

用。吸收后的净化尾气采用热焚烧将剩余的硫化合物转化为SOz,经由烟囱排放至大气。

还原部分：

S02+3H2-H2s+2H2

S8+8H2f8H2S

COS+H2O-H2s+CO2

CS2+H2Of2H2$+CO2

吸收部分：

H2S+RzNH-RzNH*+HS

+

C02+RNH-HCO；S+（R2NH2）

尾气中的H2s及部分CO2被30%的甲基二乙醉胺溶液吸收。吸收后的净化尾气采用热焚烧将剩余

的硫化合物转化为S02,经由烟囱排放至大气；富液在再生塔内被加热汽提再生，再生后贫液返回

尾气吸收塔（T3501）循环使用。同时，脱出的H2s及C0?从再生塔顶返回到Caius系统。硫磺尾气

经尾气处理后，尾气中的总硫可降低至300Ppm以下，硫的总回收率可达99.8%。

1.1.3工艺流程说明

1.1.3.1硫磺回收系统工艺流程简介

自溶剂再生来的酸性气经再生酸性气分液罐（V3501C）分液后经酸性气预热器（E3502）加热

到160℃,自酸性水汽提来的酸性气经汽提酸性汽冷却器（E5433）冷却至40℃,再经汽提酸性气分

液罐（V3502）分液，两股酸性气混合进入酸性气燃烧炉（F3501）,酸性气燃烧炉入口管道上设置

了在线色谱分析仪。两股酸性气在分液罐分出的酸性液经酸性液压送罐（V3503）由氮气间断压送

至酸性水汽提装置进行处理。由燃烧炉鼓风机（K3501ABC）来的空气经空气预热器（E3503）用蒸

汽预热至160℃后，进入酸性气燃烧炉。酸性气燃烧配风量按烧类完全燃烧和1/3硫化氢生成二氧

化硫来控制80%的风量和按Caius尾气中H2S/S02=2控制20%的风量。

燃烧后高温过程气进入酸性气余热锅炉（E3501）产生4.5MPa蒸汽并被冷却至350℃,冷却后

的过程气进入一级冷凝冷却器（E3504A）,过程气在一级冷凝冷却器中冷却至170C并经除雾后，

液硫从一级冷凝冷却器底部经液硫封罐（V3505A）后进入硫池。除雾后的过程气经过程气一级加热

器（E3506）用自产的中压蒸汽加热至230C进入一级反应器（R3501）,在Caius催化剂作用下，

硫化氢与二氧化硫发生反应，生成硫磺。温度为281.7℃的反应过程气经二级冷凝冷却器（E3504B）

冷却至160℃并经除雾后，液硫从二级冷凝冷却器底部经液硫封罐（V3505B）进入硫池（V3506）,

过程气经过程气二级加热器（E3507）用自产的中压蒸汽加热至215℃后进入二级反应器（R3502）,

在CLAUS催化剂作用下，硫化氢与二氧化硫继续发生反应，生成硫磺。过程气通过一级、二级冷凝

冷却器时产生0.35MPa蒸汽。从二级反应器出来的过程气经三级冷凝冷却器（E3505）冷却至130℃

并经除雾后，液硫从三级冷凝冷却器底部经液硫封罐（V3505C）进入硫池。尾气再经捕集器（V3504）

进一步捕集硫雾后，液硫从硫捕集器底部经液硫封罐（V3505D）进入硫池。制硫尾气进入尾气处理

系统。在捕集器（V3504）出口尾气管线上设置尾气在线分析仪，分析尾气中压S和SO?的含量，反

馈调节进酸性气燃烧炉20%的空气量，以保证过程气中HzS/SOz为2：1,使Claus反应转化率达到

最高，同时提高硫回收率，减少硫损失。

在硫池中液硫脱气泵（P3502AB）进行液硫循环脱气,释放出的少量用蒸汽喷射器（EJ3501AB）

抽送到尾气焚烧炉（F3502）。产品液硫用液硫泵（P3501AB）送到液硫成型间，固体硫磺由汽车运

出装置。

经捕集硫雾后的CLAUS尾气与外补富氢气（外补富氢气由工厂系统供给）混合后，进入尾气一

级加热器（E3509）,用酸性气余热锅炉产生的中压蒸汽加热升温至220℃,混合气再进入尾气二级

加热器（E3510）,用余热锅炉过热段产生的过热蒸汽加热升温至280℃,进入加氢反应器（R3503）。

CLAUS尾气在加氢催化剂的作用下，SOz、COS、C&及液硫、气态硫等均被转化为H6。加氢反应为

放热反应，离开反应器后温度为338.6匕的尾气进入蒸汽发生器（E3511）产生0.3MPa蒸汽并被冷

却至190C,产生的蒸汽进入0.3MPa蒸汽总管，冷却后的尾气进入急冷塔（T3501）。尾气在急冷

塔内利用循环急冷水降温。70℃的急冷水自急冷塔底部流出，经急冷水泵（P3503AB）加压后，通

过急冷水空冷器（E3513AB）冷却至55℃,再经急冷水冷却器（E3512AB）冷却至40℃到急冷塔顶。

部分急冷水经急冷水过滤器（FI3501AB）过滤。急冷水管线设置pH值在线分析仪，分析pH值大小。

急冷后的尾气离开急冷塔顶进入吸收塔（T3502）,用25%甲基二乙醇胺（MDEA）溶液吸收尾气中的

硫化氢，同时吸收部分二氧化碳。从塔顶出来的尾气进入尾气焚烧炉（F3502）焚烧，由燃料气流

量控制炉膛温度；尾气中残留的硫化氢及其它硫化物完全转化为二氧化硫。焚烧后的烟气经中压尾

气余热锅炉过热段（E3515）将4.5MPa饱和蒸汽过热并冷却至444.5℃,再经尾气余热锅炉（E3514）

产生4.5MPa蒸汽并冷却至310℃后经烟囱（ST3501）排空。硫磺回收在事故状态时，酸性气送装

置外酸性气火炬：当尾气处理部分处于事故状态时，Claus尾气可通过跨线直接进入尾气焚烧炉焚

烧后通过烟囱排空。酸性气燃烧炉余热锅炉产生的4.5MPa蒸汽除部分用于一级、二级过程气加热

器和一级尾气加热器外，其余部分与尾气余热锅炉产生的蒸汽过热减压后送至系统3.5MPa蒸汽管

网。一、二级冷凝冷却器产生的0.35MPa蒸汽供装置内保温、伴热用。三级冷凝冷却器产生的乏汽

经三级冷凝空冷器（E3508）冷却，冷凝水循环返回三级冷凝冷却器。装置保温伴热的凝结水和蒸

汽加热产生的凝结水进入凝结水回收罐（V3513）,闪蒸乏汽后进空冷循环冷却。凝结水经凝结水泵

（P3505AB）和泵（P3506AB）升压后作为锅炉给水送至余热锅炉、冷凝冷却器、蒸汽发生器，锅炉

给水不足部分从系统管网补充。

1.1.4工艺原则流程图

3万吨/年硫磺回收装置系统原则流程图（一）

K-3501A8cV-3502E-35Q3£^i5.QlE-3501E-3504A/BE-3507E-3506R-350：/3502V-3504

蛾株Xf.“气田昭T、二iWIW底源，、T；W4工贽械孰#

£-5433V-3503V-3501CV-3510V-3505A/B/C/DP-3502A/B

挣袖牌总财"AftRMi秫例*4Ux»4«4W

E-3509E—3511FI-35Q1A/8P—3503AB

3万吨/年硫磺回收装置系统原则流程图（三）

E-3514E—3515ST-3501

F-35。2

尾气臭盥F

1.2工艺指标

1.2.1原料设计指标

来源汽提酸性气再生酸性气

组成流量（mol/h）V%流量(kmol/h)V%

H2s21.00489.11397.19265.984

⑩1.3655.79135.223.897

C31.5981.085

H200.2931.24413.3069.034

NHR0.9083.852

合计（kmol/h）23.570100147.296100

1.2.2半成品'成品指标

固体硫磺内控指标

酸度

目硫(S)灰份水份碑(As)有机物铁(Fe)机械杂质

(以ILSO,vl)

成叩\

指标\%(m/m)%(m/m)%(m/m)%(m/m)%(m/m)%(m/m)%(m/m)一

一等品299.50W0.10W0.50W0.005WO.01W0.30W0.005无

合格品299.00WO.20<1.0W0.02W0.05W0.80一无

1.2.3公用工程

项目单位指标

1.OMPa蒸汽压力MPa20.8

3.5MPa蒸汽压力MPa23.0

循环水压力MPa20.30

循环水温度℃W26

工业风压力MPa20.35

仪表风压力MPa20.35

1.2.4主要操作条件

项目单位指标项目单位指标

F3501炉膛炉前温度℃920-1350R-3501入口温度℃210-250

F3502炉膛炉前温度450-790R-3501温升℃>100

E3501出口温度℃180-400R-3502入口温度℃190-240

E3501壳程蒸汽压力MPa4.0-4.7R-3502温升℃>60

E3501液位%30-85R3503入口温度℃280-340

E3515液位%30-85T3501塔顶温度℃W50

E3515壳程蒸汽压力MPa4.0-4.7T3501塔底液位%35-75

烟囱温度℃W350T-3502顶出口温度%>65

1.2.5原料消耗、公用工程消耗及能耗指标

消耗能耗折算值单位能耗

序号项目

单位数量单位数量MJ/t产品

1新鲜水t/h3MJ/t7.125.97

2循环水t/h151.96MJ/t4.19178.06

3加热设备凝结水t/h11.91MJ/t320.31066.83

4电kWh/h675MJ/kWh10.892055.69

53.5MPa级蒸汽t/h-5.91MJ/t3684-6088.83

60.3MPa级蒸汽t/h-1.24MJ/t2763-958.14

7净化压缩空气Nm7h300MJ/Nm31.59133.40

8燃料气t/h0.129MJ/t397751434.92

合计-2172.1

硫磺产量：30037t/a

1.2.6辅助材料规格

1.2.6.1、尾气加氢催化剂（CT6-5B）规格

催化剂型号CT6-5B

执行标准Q/SYXN0018-2000

外观尺寸，mm①5〜6球体

化学组成Y—AI2O3浸渍Co-Mo氧化物

比表面积*,m7g>180

小于30nm孔容，ml/g20.251

堆积密度,kg/L0.8-0.86

平均压碎强度，N/粒2no

1.2.6.2、低温克劳斯催化剂（CT6-4B）规格

催化剂型号CT6-4B

执行标准Q/SYXN0020-2000

外观尺寸，mm05-6球状

化学组成丫一A1◎浸渍活性金属氧化物

比表面积*,nf/g2200

小于30nm孔容，ml/g20.314

堆积密度kg/L0.75-0.82

平均压碎强度，N/粒2150

磨损率%（w）W0.6

1.2.7物料平衡表

项目kg/ht/a

1酸性气5968.5150135.48

1.1硫化氢402833835.20含循环量

1.2二氧化碳1609.2313517.53

1.3氨气15.46129.86

入1.4煌70.47591.95

1.5水245.352060.94

2空气11919.24100121.62

2.1酸性气燃烧炉7915.7866492.55

方

2.2尾气焚烧炉4003.4633629.06

3燃料气129.31086.4

3.1尾气焚烧炉129.31086.4

4贫溶剂56283.31472779.80

4.1硫化氢16.56139.10

4.2二氧化碳22.05185.22

4.3MDEA14065.64118151.38

4.4水42179.06354304.10

合II-74300.36624123.02

1硫磺3575.830036.7

2烟气12284.91103193.24

2.1二氧化硫6.3853.59

2.2二氧化碳1760.0614784.51

出

2.3水1029.188645.11

2.4氮气9047.1675996.17

2.5氧气277.072327.39

方2.6一氧化碳11.1693.72

2.7负气153.781291.77

3酸性水1758.2914769.64

4富溶剂56681.36476123.42

4.1硫化氢233.371960.31

4.2二氧化碳208.71753.08

4.3MDEA14065.64118151.38

4.4水42173.65354258.66

合计74300.36624123.02

第二章操作指南

2.13万吨/年硫磺回收装置岗位任务与职责

2.1.1班长岗位岗位任务与职责

2.1.1.1班长岗位岗位任务

全面负责装置各岗位操作人员的管理，完成车间交给的各项生产任务。负责装置正常生产、开

停工及事故处理。

2.1.1.2班长岗位岗位职责

1.班长是全班各项活动的组织者。当班期间对装置生产、安全、设备、质量、环保以及班组

人员的人身安全负责。

2.全面负责硫磺回收系统、尾气回收系统的主副操管理、开停工及事故处理。

3.全面负责装置对外联系，公用工程、物耗和能耗。

4.协调各系统操作，解决生产中出现的问题，保证执行工艺卡片，保质保量完成各项生产任

务。

5.每两小时对全装置巡回检查一次，掌握装置运行状况及设备运行情况。监督检查各岗位劳

动纪律，科运法执行情况以及记录的准确性、真实性。

6.组织班员维护好区域卫生，完成车间交给的各项任务。

7.全面负责班组防冻防凝、防暑降温工作，贯彻落实防冻防凝、防暑降温措施.

8.对违章违纪现象予以批评制止，对不听劝阻者有停止当班工作，不予考勤的权利。

9.遇有危及装置设备、人身安全的紧急情况时，有采取应急措施的权利。

10.对班组人员有奖惩的权利。

11.组织搞好班组建设，开展班组各项活动。

12.配合车间主任认真贯彻落实QHSE管理体系。

13.完成上级临时分配的各项任务。

2.1.23万吨/年硫磺回收反应岗位岗位任务与职责

2.1.2.13万吨/年硫磺回收反应岗位岗位任务

硫磺回收系统要确保酸性气正常燃烧，各罐及管线无硫化氢泄漏，平稳操作，避免酸性气憋压,

而引起上游装置的波动；尾气回收系统必须确保烟气中二氧化硫的排放量小于6.34kg/ho

2.1.2.23万吨/年硫磺回收反应岗位岗位职责

1.在班长的指挥下，全面完成各项生产任务,贯彻落实各项规章制度及车间各项工作；

2.负责本岗位所属系统的操作调整，严格执行工艺卡片、操作规程，做到不超温，不超压，

保护好催化剂，发现问题及时汇报，果断处理；

3.负责硫转化率和硫磺产品质量的控制；

4.负责催化剂活性、硫磺装置能耗及原材料的管理与检查；

5.发现硫化氢等气体的泄漏要及时处理和汇报，及时处理装置上的跑冒滴漏；

6.按时巡检，随时掌握本岗位工况及设备运行情况，做好设备的维护工作，确保安全生产；

7.按照工艺技术规程的要求做好本岗位的原料的加温、脱液、计量等日常工作；

8.负责本岗位区域的工业卫生和现场规格化管理；

9.严格执行本岗位《岗位安全职责》；

10.组织搞好班组建设，开展班组各项活动；

11.配合车间主任认真贯彻落实QHSE管理体系；

12.完成上级临时分配的各项任务；

2.1.33万吨/年硫磺回收司炉岗位任务与职责

2.1.3.13万吨/年硫磺回收司炉岗位岗位任务

严格执行操作规程、工艺卡和科运法检查，保证工艺的需要和平稳操作。执行设备维护保养制,

用好管好所属工艺设备和机动设备（机泵和管线、阀门、控制仪表）满足生产需要，搞好文明生产

和工业卫生。

2.1.3.23万吨/年硫磺回收司炉岗位岗位职责

1.在班长的指挥下，全面完成各项生产任务，贯彻落实规章制度及车间各项工作；

2.负责司炉岗位工艺指标的调整，严格执行工艺卡片及工艺纪律；

3.按照工艺技术规程的要求做好本岗位瓦斯脱液工作；

4.负责本岗位所属区域的转化炉、焚烧炉、冷换设备、烟囱的检查维护；

5.协同司泵岗位进行本岗位的机动设备的启动、切换、调试及停运工作；

6.严格执行科运法，按时巡检，随时掌握本岗位工况及设备运行情况，并做好记录；

7.负责燃烧炉、焚烧炉在点火前的所有准备工作；

8.负责本岗位区域的工业卫生和现场规格化管理；

9.严格执行本岗位《岗位安全职责》；

10.组织搞好班组建设，开展班组各项活动；

11.配合车间主任认真贯彻落实QIISE管理体系；

12.完成上级临时分配的各项任务；

2.23万吨/年硫磺回收装置硫磺系统操作指南

2.2.1余热锅炉（E3501）液位

控制目标：保证余热锅炉不能干锅

控制范围：30-85%

相关参数：凝结水流量、锅炉蒸汽流量

控制方式：通过控制进E3501凝结水流量及锅炉蒸汽流量来控制余热锅炉（E3501）液位，当

液位下降时，进E3501凝结水量增加，反之则进E3501凝结水量减少；当E3501压力升高，产汽量

增加时，进E3501凝结水量增加，反之进E3501凝结水减少，以维持余热锅炉的液位相对稳定。

正常操作:

影响因素调整方法

余热锅炉（E3501）液位低开大余热锅炉（E3501）上水控制阀，液位过低时打开其副线阀

余热锅炉（E3501）液位高关闭或关小E3501上水控制阀及副线阀

异常处理:

现象原因处理方法

控制阀失灵，不能正常开启打开副线阀维持生产，联系仪表工处理

余热锅炉的液位突

溶剂再生装置原料罐收凝结水联系溶剂再生岗位停收凝结水

然大幅降低

凝结水泵（P3506）不上量立即启用备用泵

2.2.2余热锅炉（E3515）液位

控制目标：保证余热锅炉不能干锅

控制范围：30-85%

相关参数：凝结水流量

控制方式：通过控制进E3515凝结水流量及锅炉蒸汽流量来控制余热锅炉（E3515）液位，当

液位下降时，进E3515凝结水量增加，反之则进E3515凝结水量减少；当E3515压力升高，产汽量

增加时，进E3515凝结水量增加，反之进E3515凝结水减少，以维持余热锅炉的液位相对稳定。

正常操作：

影响因素调整方法

余热锅炉（E3515）液位低开大余热锅炉（E3515）上水控制阀，液位过低时打开其副线阀

余热锅炉（E3515）液位高关闭或关小E3515上水控制阀及副线阀

异常处理:

现象原因处理方法

控制阀失灵，不能正常开启打开副线阀维持生产，联系仪表工处理

余热锅炉的液位突

溶剂再生装置原料罐收凝结水联系溶剂再生岗位停收凝结水

然大幅降低

凝结水泵（P3506）不上量立即启用备用泵

2.2.3余热锅炉（E3501）压力

控制目标：保证余热锅炉压力不超压

控制范围：4.0-4.7MPa

相关参数：蒸汽流量、蒸汽温度

控制方式：通过控制E3501出口蒸汽流量、蒸汽温度来控制余热锅炉（E3501）压力，以维持

余热锅炉的压力相对稳定。

正常操作：

影响因素调整方法

余热锅炉（E3501）压力低关闭或关小余热锅炉（E3501）蒸汽压力控制阀PIC2017

余热锅炉（E3501）压力高开大余热锅炉（E3501）蒸汽压力控制阀PIC2017

异常处理:

现象原因处理方法

余热锅炉的压力突控制阀失灵，不能正常开启打开副线阀维持生产，联系仪表工处理

然大幅升高显示仪表失灵，外操加强巡检联系仪表工处理

2.2.4余热锅炉（E3515）压力

控制目标：保证余热锅炉压力不超压

控制范围：4.0-4.6MPa

相关参数：蒸汽流量、蒸汽温度

控制方式：通过控制E3515出口蒸汽流量、蒸汽温度来控制余热锅炉（E3515）压力，以维持

余热锅炉的压力相对稳定。

正常操作：

影响因素调整方法

余热锅炉（E3515）压力低关闭或关小余热锅炉（E3515）蒸汽压力控制阀PIC5007

余热锅炉（E3515）压力高开大余热锅炉（E3515）蒸汽压力控制阀PIC2017

异常处理:

现象原因处理方法

余热锅炉的压力突控制阀失灵，不能正常开启打开副线阀维持生产，联系仪表工处理

然大幅升高显示仪表失灵，外操加强巡检联系仪表工处理

2.2.5反应器的操作条件

控制目标：保证床层温度在一定的范围内

控制范围：

R-3501入口温度210-250CR-3501温升>100℃

R-3502入口温度190-240℃R-3502温升>60℃

相关参数：过程气一级加热器（E3506）、过程气二级加热器（E3507）出口温度

控制方式：a、若一级反应器（R3501）床层温度接近下限值，那么开大过程气一级加热器（E3506）

蒸汽流量控制阀；若一级反应器（R3501）床层温度接近上限值，那么调小或关闭过程气一级加热

器（E3506）蒸汽流量控制阀。b、若二级反应器（R3502）床层温度接近下限值，那么开大过程气

二级加热器（E3507）蒸汽流量控制阀；若二级反应器（R3501）床层温度接近上限值，那么调小或

关闭过程气二级加热器（E3507）蒸汽流量控制阀。

正常操作：

影响因素调整方法

观察一、二级反应器床层温度的变化，及时调整过程气一、二级加热器

换热器蒸汽流量

的蒸汽流量

异常处理:

现象原因处理方法

反应器的温度急剧上升反应器床层过氧，导致硫化亚铁着火减小配风量，反应器充入氮气降温

开大E3506、E3507蒸蒸汽控制阀故障，阀门无法正常打开联系仪表工处理阀门，开蒸汽副线阀

汽控制阀，两个床层

温度不见上升仪表风压力低，阀门无法正常打开联系动力厂提高风压，开蒸汽副线阀

2.2.6酸性气燃烧炉F3501炉膛温度

控制标准：保证炉膛温度在一定范围

控制范围：920-1350℃

相关参数：原料酸性气量、配风量

控制方式：酸性量及配风量对炉子的温度有较大影响，因此应时刻注意酸性气量的变化，及时

给出相应的配风。如果酸性气中垃含量过大，应给足风量，使烧类完全燃烧。

正常操作：

影响因素调整方法

酸性气量突然减小根据酸性气的浓度适当调低风量

酸性气量突然增大加大配风量

异常处理:

现象原因处理方法

加强各酸性气分液罐的脱液，同时联系上

炉膛的温度降低压力升高酸性气带液严重

游各装置检查酸性气带液情况并及时脱液

气体精制酸性气单独放火炬，加强各硫封

炉温急剧上升，硫磺颜色发黑酸性气带烧严重

罐的排污，防止黑硫磺污染硫池

2.3尾气回收系统操作指南

2.3.1尾气焚烧炉(F3502)

控制目标：保证尾气焚烧炉炉膛温度在一定范围，确保尾气中的硫化氢及硫全部燃烧

控制范围：450-790℃

相关参数：燃料气流量

控制方式：

尾气焚烧炉的燃烧情况在很大程度上受酸性气燃烧炉的影响，因此应平稳酸性气燃烧炉的操

作。其次瓦斯流量及配风量也会造成炉膛温度的波动，因此应根据炉膛温度的变化，调节瓦斯的流

量，并给出相应的风量。

正常操作：

影响因素调整方法

吸收尾气中硫化氢含量高降低贫液温度加大贫液循环量，提高吸收塔的吸收效果

瓦斯压力波动联系调度协调处理，联系上游装置平稳瓦斯压力

氧化尾气量波动联系气体精制装置稳定氧化尾气出装置流量

瓦斯流量控制阀坏改副线操作，联系仪表工处理

异常处理:

现象原因处理方法

尾气焚烧炉（F3502）关闭瓦斯、氧化尾气进炉阀门，待炉

瓦斯带液严重致使炉子熄灭

温度直线下降子形成微负压后，重新点炉

尾气焚烧炉（F3502）

温度检测仪坏联系仪表工处理

温度突然波动

酸性气燃烧炉（F3501）配风

尾气焚烧炉（F3502）提高酸性气燃烧炉（F3501）的配风，

过小大量的酸性气带至尾气

飞温减少尾气焚烧炉（F3502）的压力

焚烧炉

2.3.2急冷塔（T3501）液位

控制目标：保持急冷塔内有一定的液位

控制范围：35-75%

相关参数：急冷水的循环量

控制方式：根据急冷水转入V4410流量控制急冷塔液位。当急冷塔（T3501）底液位过低时，

关小向V4410送酸性水的控制阀；当急冷塔（T3501）底液位过高，开大向V4410送酸性水的控制

阀。

正常操作:

影响因素调整方法

液位波动根据向V4410转酸性水量来控制其液位

急冷水泵不上量启用备用泵，然后查明不上量的原因，查明后联系处理

异常处理:

现象原因处理方法

T3501液位大幅波动液位控制阀失灵改副线操作后，联系仪表工处理

液位控制阀开到最大塔底先切除过滤器，改为副线，查明过滤器堵

过滤器FI3501AB堵塞

液位仍不见下的趋势塞的原因并及时处理

2.3.3吸收塔（T3502）液位

控制目标：保持吸收塔内有一定的液位

控制范围：20-80%

相关参数：富溶剂的外送量

控制方式：依据吸收塔送出的富溶剂量控制吸收塔液位。当吸收塔（T3502）底液位过低时，

关小外送富溶剂量控制阀FIC3014；当吸收塔（T3502）底液位过高时，开大外送富溶剂量控制阀

FIC3014,

正常操作:

影响因素调整方法

液位波动根据富溶剂的外送量来控制其液位

富液泵不上量启用备用泵，然后查明不上量的原因，查明后联系钳工处理

异常处理:

现象原因处理方法

T3502液位大幅波动液位控制阀失灵改副线操作后，联系仪表工处理

阀门失灵改副线操作后，联系仪表工处理

液位控制阀开到最大塔底

启用备用泵，然后查明不上量的原因，查明后

液位仍不见下的趋势富液泵不上量

联系钳工处理

2.2.4加氢反应器入口温度控制

控制目标：保证反应器入口的温度在一定的指标

控制范围:入口:280-340℃

相关参数：尾气一、二级加热器蒸汽流量及酸性气燃烧炉的配风

控制方式：

通过控制尾气一、二级加热器（E3509、E3510）蒸汽流量来控制加氢反应器入口的温度。

正常操作：

影响因素调整方法

加氢反应器入口温度低于280℃开大尾气一、二级加热器（E3509、E3510）蒸汽控制阀

加氢反应器入口温度过高关小尾气一、二级加热器（E3509、E3510）蒸汽控制阀

加氢反应器床层温度过低，上下床

加大酸性气燃烧炉配风

层温差小甚至没有温差

加氢反应器床层温度过过高，上下

配风过大，降低配风

床层温差过大

异常处理:

现象原因处理方法

加氢反应器床层飞温反应器内硫化亚铁自燃反应器内冲入氮气降温

床层压降变大，入口温度低催化剂床层坍塌尾气回收系统停工处理

第三章开工规程

作

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认

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P-现场操作员

3.1开工统筹图

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