硫磺回收装置工艺流程.ppt

1、3万吨/年硫磺回收工艺原理及流程,荆门石化维修车间,目 录 装置生产工艺原理 流程简述 流程图,一、 装置生产工艺原理,1、克劳斯（Cluas）制硫部分工艺原理 自上游装置产生的酸性气经过脱液引入燃烧炉后，在一定的配风量及温度下，酸性气中的烃类完全燃烧生成CO2，而65%的H2S反应生成气体硫，而余下的35%的硫化氢中的1/3完全反应生成SO2，2/3保持不变。 其反应式如下： 2H2SO2 =2H2O2S 8.79105 kJ/kg (1) 2H2S3O2 = 2H2O2SO2 5.19105 kJ/kg (2) CH42O2 = 2H2OCO2 8.04105 kJ/kg (3) 反应均为

2、放热反应，因此燃烧炉温度一般控制在900-1265，温度过高或过低都不利于反应的进行。如果烃类不完全燃烧生成CO及C有可能导致一系列副反应，生成羰基硫、二硫化碳，对硫化氢的转化率及催化剂寿命造成不利影响。,其反应如下： SO2 3CO = COS 2CO2(4) Sx xCO = xCOS (5) H2S CO =COS H2 (6) C 2S = CS2 (7) 燃烧过后的过程气，依次经过余热锅炉、一级冷却器、一级反应器，除去液硫和雾状硫后，进入一级转化器。一级转化器的入口温度由燃烧炉出口引出一股高温热流，经高温掺合阀调节。未反应的H2S及生成的SO2以2:1的摩尔比例在转化器中发生催化反应

3、： 2H2S SO2 =2H2O 3S 8.79104 kJ/kg(8) 羰基硫、二硫化碳在一级转化器中于315343的条件下可发生水解反应，温度高时对反应有利。 COS H2O = CO2 H2S Q(9) CS2 2H2O =CO2 2 H2S Q(10) 转化后的过程气，经过二次冷却、捕集，除去液硫和雾状硫后，再进入二级转化器。转化后的气体，经过第三次冷却、捕集，除去液硫，然后去尾气处理单元进行进一步处理。,2、尾气处理部分工艺原理 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。 加氢还原吸收工艺是将硫回收尾气中

4、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气体返回上游硫回收部分，经吸收处理后的净化气中的总硫300ppm。 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，“SSR”工艺的原理是尾气加氢还原吸收。,克劳斯尾气与富氢气混合经加氢反应器，在钴钼催化剂的作用下，使尾气中所有非硫化氢形式存在的硫化物与氢气反应，还原为硫化氢。制硫尾气中少量的CS2和COS，在尾气加氢反应器中还要发生水解反应。 还原反应 SO23H2H2

5、S2H2OQ(11) SxxH2xH2SQ (12) 水解反应 COSH2OH2SCO2Q(13) CS22H2O2H2SCO2Q(14) 制硫尾气中以非硫化氢形式存在的硫化物还原、水解为硫化氢后，在吸收塔内用胺液（MDEA，甲基二乙醇胺）将硫化氢吸收，再经过再生塔使硫化氢从溶剂中脱吸返回制硫反应炉制硫，使装置达到99.8%以上的总硫收率。制硫尾气处理通常用MDEA做吸收剂，这是利用化学吸收剂在非平衡状态下MDEA对H2S的选择性优于CO2。因质子传递，H2S与MDEA进行的反应几乎是瞬间完成的化学反应：,H2SR2NCH3 R2NHCH3 HS(15) MDEA是叔胺，没有氢原子附着于氮原子

6、上，因此，只有当CO2与H2O生成碳酸氢盐后才与MDEA发生反应： CO2H2OHCO3H (16) 整个反应如下： CO2H2OR2NCH3R2NHCH3HCO3 (17) 生成碳酸氢盐的反应通常被认为是慢反应，在短暂的气液接触过程中，使实际吸收的CO2低于平衡值。H2S与MDEA的反应是瞬间完成的，CO2与H2O反应需要一个缓慢的中间过程，因此认为H2S与MDEA的反应是受气相控制，而CO2与MDEA反应受液相控制。,二、流程简述,1、硫磺回收及尾气处理部分工艺流程简述 再生和催化等装置来的酸性气经酸性气分液罐（D-401）脱液后，与来自酸性水汽提装置的酸性气混合进入制硫燃烧炉（F-401

7、）的火嘴。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烃类等有机物全部分解。燃烧时所需空气由制硫炉鼓风机（K-401A/B）供给。制硫燃烧炉（F-401）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 比率始终趋近 2:1，从而获得最高的 Claus 转化率。,自制硫炉（F-401） 排出的高温过程气（1227），小部分通过高温掺合阀调节一级转化器（R-401）的入口温度， 其余部分进入制硫余热锅炉（ER-401），用余热发生 1

8、.2MPa 饱和蒸汽送至蒸汽过热器（E-413）过热；过程气温度降至 350进入一级冷凝冷却器（E-401）冷至 160，在E-401 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（D-405A）。 一级冷凝冷却器（E-401）管程出口 160的过程气，通过高温掺合阀与 1227的高温过程气混合后，温度达到 258进入一级转化器（R-401），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（E-404）管程与二级冷凝冷却器（E-402）出口的低温过程气换热，温度降至 262进入二级冷凝冷却器（E-402）；过程气冷却至

9、 160，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-405B）。,分离后的过程气再返回过程气换热器（E-404）壳程，加热至 225进入二级转化器（R-402）。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（E-403），温度从 239被冷却至 160，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-405C）。顶部出来的制硫尾气经尾气分液罐（D-404）分液后进入尾气处理部分。 一、二、三级冷凝冷却器壳层内均通除氧水，通过余热发生 0.35MPa 饱和蒸汽加以回收，产生的饱和蒸汽一部分

10、作为硫磺回收及尾气处理部分的设备、管道伴热，剩余部分送至本装置溶剂再生部分作为溶剂再生热源。 一、二、三级捕集下来的液硫汇入硫封罐的液硫自流进入液硫池脱气后，用液硫提升泵（P-403A/B）送至液硫储罐或送至成型造粒包装，装车后用汽车外送出装置。,尾气分液罐 （D-401） 出口的制硫尾气， 先进入尾气加热器 （E-411），与蒸汽过热器 （E-413）出口的高温烟气换热，温度升到 302，混氢后进入加氢反应器（R-411），在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。 反应后的高温气体约 335进入蒸汽发生器（E-412）发生 0.35

11、MPa 饱和蒸汽，尾气温度降至 170进入尾气急冷塔（C-411）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，用急冷水泵(P-411A/B)自 急冷塔C-411 底部抽出，经急冷水冷却器（E-414A/B）冷却至 40后，返 急冷塔C-411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污水汽提装置处理。 为了防止设备腐蚀， 需在急冷水中注入氨水， 以调节其 pH 值保持在 78。急冷降温后的尾气自尾气急冷塔（C-411）顶部出来进入尾气吸收塔（C-412）。,本装置溶剂再生部分来的贫胺液（25%MDEA 溶液）进入尾气吸收塔（C-412）上部，与尾气

12、急冷塔来的尾气逆流接触，尾气中的 H2S 被吸收。吸收了 H2S 的富胺液，经富液泵(P-412A/B)升压后返回溶剂再生部分。 自尾气吸收塔（C-412）塔顶出来的净化尾气，进入尾气焚烧炉（F-411），在 600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，焚烧后的高温烟气先经过蒸汽过热器（E-413），然后再经尾气加热器（E-411）回收热量，烟气温度降至 300左右由烟囱（ST-411）排入大气。,2、胺液再生部分工艺流程简述 本装置尾气吸收部分来的富胺液经贫富液换热器 （E-421AD） 与来自溶剂再生塔 （C-421）底的高温贫液换热至 95左右进入再生塔(C-421)上部第 22 层， 经过塔板自上而下的热交换和质交换过程，塔底获得的贫胺液进入贫富液换热器(E-421AD)壳程回收余热，再经贫液水冷器(E-423A/B)冷却后进入贫液贮罐（D-421），贫液经贫液泵（P-421）抽出，输送至本装置尾气吸收塔（C-412）。再生塔(C-421)底部的胺液进入塔底再沸器(E-424)，用低压蒸汽加热，为富胺液再生