3万吨硫磺回收操作规程.docx
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3万吨硫磺回收操作规程
寿光鲁清石化有限公司
3万吨/年硫磺回收操作规程
山东寿光鲁清石化有限公司
3×104吨/年硫磺回收联合装置操作规程
第一章:
装置概述
为配套常减压、催化裂化、延迟焦化、汽柴油加氢装置，以及我公司掺炼高含硫进口原油和生产规模的扩大，同时为减少H2S、SO2及酸性水对环境的污染，公司于2015年开始了140吨/小时酸性水汽提、3×104吨/年硫磺回收装置、150吨/小时溶剂再生装置的设计工作，并于2016年装置建成投入生产试运行。
酸性水汽提装置采用单塔加压侧线抽氨工艺，硫磺回收装置采用超级克劳斯工艺，溶剂再生装置采用常规蒸汽汽提工艺。
制硫尾气经尾气焚烧炉焚烧无害化处理后送至动力脱硫脱硝装置进一步处理后达标排放。
第二章:
生产工艺手册
第一节：
总述
1.1工艺特点
（1）装置重要工艺参数全部引至室内DCS系统进行监控和操作;
（2）制硫余热锅炉设计为高压烟管锅炉,充分利用制硫燃烧炉的高温供热源，发生4.0MPa低压蒸汽,使之过热到410℃并网。
（3）进一级转化器的过程气的温度由高温掺合阀控制,进二级转化器的过程气的温度用过程气换热器旁路控制。
进选择氧化反应器的过程气和风机供风通过蒸汽加热器自动调节反应器入口温度。
（4）进制硫燃烧炉的酸气和空气采用比值调节器进行配比调节,在三级冷凝冷却器出口过程气线上设H2S/SO2在线分析仪,反馈微调进燃烧炉的空气量。
（5）一、二、三、四级冷凝冷却器为2组共用一个壳程，发生0.4MPa蒸汽,减少了控制调节回路。
（6）酸性水汽提采用单塔加压侧线抽氨工艺,能耗低、投资少、易操作、节省投资，其含H2S和极少量NH3酸性气可直接送至硫磺回收装置回收利用。
1.2工艺技术路线
制硫单元工艺原理是采用超级克劳斯工艺,酸性气在燃烧炉内燃烧,其中的极少量的NH3和烃类组分完全氧化分解,而H2S不完全燃烧,要求过程气中H2S/SO2>2,保证克劳斯段末级反应器的尾气中含有一定量的H2S。
H2S和SO2在克劳斯催化剂的作用下发生低温Claus反应，制硫转化率达97%以上。
残余的H2S进入超级克劳斯段,预热后与过量空气混合,在超级克劳斯催化剂作用下,使H2S直接氧化为S,使装置硫收率达到99%以上。
其反应式:
H2S+0.5O2=Sn+H2O
酸性水汽提装置采用单塔加压侧线抽出蒸汽汽提工艺，其生产方法是：
利用硫化氢和二氧化碳的相对挥发度比氨高，而溶解度比氨小的特性，首先从气提塔的上部将污水中的硫化氢和二氧化碳汽提出来，而塔顶部的气氨被冷却水吸收，再通过控制适宜的塔体各部位温度分布，使酸性污水中的中部形成NH3/（H2S+CO2）分子比大于10的氨聚集区，在此抽出分离，再采用变温变压的三级分凝设施，将侧线抽出的氨气逐渐浓缩，最后制取浓度为15%的氨水送至氨水储罐。
溶剂再生装置工艺为：
上游生产装置的富胺液经闪蒸前贫/富液换热器后，再闪蒸罐闪蒸，再经闪蒸后贫/富液换热器进一步换热后进入溶剂再生塔；再生塔热源由塔底重沸器的低压蒸汽提供，经过塔板进行质交换和热交换，富胺液中的H2S逸入气相，从塔顶经空冷、塔顶回流罐缓冲分液后，富含H2S的酸性气至硫磺回收单元制硫；凝液作为塔顶回流。
塔底的贫胺液经热交换降温后返上游生产装置循环使用。
1.3生产工艺原理
（1）制硫工艺原理
Claus反应的实质是部分氧化还原反应,其化学反应式为:
2H2S+3O2=2H2O+2SO2+Q
（1）
2H2S+SO2＝3/XSX+2H2O+Q
（2）
（1）与
（2）又可以写成:
2H2S+O2＝2/XSX+H2O+Q（3）
基于反应,在酸气燃烧炉内,约60%的H2S转化成元素硫。
在酸气燃烧炉内，还同时发生烃类及氨燃烧反应：
4NH3+3O2=2N2+6H2O+Q
CH4+2O2=CO2+2H2O+Q
H2S+CO2=COS+H2O+Q
2H2S+CO2=CS2+2H2O+Q
在转化器H2S与SO2在催化剂作用下继续发生低温Claus反应，如式
（2）同时还发生有机硫的水解反应。
COS+H2O=H2S+CO2─Q
CS2+2H2O=2H2S+CO2─Q
通过一段高温反应和两级催化反应,H2S转化率可达到97%以上。
（3）选择性氧化原理
含有一定量H2S的克劳斯尾气在选择性氧化催化剂的作用下，进行氧化反应：
H2S+0.5O2=Sn+H2O
（4）酸性水汽提原理
过程可用如下综合反应式表示：
H++OH-+NH4++HS-=（NH3+H2S+H2O）液=（NH3+H2S+H2O）气
H++OH-+2NH4++CO32-=（2NH3+CO2+2H2O）液=（2NH3+CO2+2H2O）气
NH4++HS-=（NH3+H2S）液=（NH3+H2S）气
第二节:
原料、产品及催化剂技术规格
2.1硫磺回收装置
2.1.1原料及产品
硫磺回收装置原料为溶剂再生清洁酸性气和酸性水汽提酸性气，其中清洁酸性气包括胺液再生酸性气和其它装置来酸性气；酸性水汽提酸性气来自酸性水汽提装置，其中清洁酸性气组成见表1-1；酸性水汽提含氨酸性气组成见表1-2。
表1-1
组成
C2－6
H2S
CO2
H2O
合计
V％
1.18
85.82
7.25
5.75
100
表1-2
组成
H2S
NH3
H2O
合计
V％
70.09
1.37
29.54
100
2.1.2产品
⑴装置产品为液体硫磺，符合GB/T2449.2-2015中合格品的要求,硫磺指标（常温下黄色或浅黄色）
项目
纯度
砷含量
灰分
酸度（H2SO4）
水份
有机物
铁
硫化氢和多硫化氢
指标％（m/m）
≥99.20
≤0.01
≤0.20
≤0.01
≤0.5
≤0.30
≤0.02
≤0.0015
2.1.3催化剂、化学药剂性质及技术规格
（1）制硫催化剂XXX和XXX物性
项目
质量指标
型号
XXX
XXX
化学组成％（W）
Al2O3
SiO2
Fe2O3
Na2O
＞92
＜0.1
＜0.04
＜0.5
γ-Al2O3＋活性
组份
物理性质
外观
规格mm
比表面积m2/g
孔容ml/g
堆密度g/cm3
强度N/粒
磨损率%（w）
白色固体小球
Φ4～6
≥300
≥0.4
0.65～0.7
＞150
≤0.3
土红褐色小球
Φ4～6
≥260
≥0.4
0.70～0.82
＞130
＜0.3
（2）选择氧化反应器催化剂XXX物性
项目
单位
指标
化学组成
Fe2O3
CrO
%（m/m）
%（m/m）
10～11
2.5～3.0
物理性质
外观
规格
比表面积
孔容
堆密度
径向强度
mm
m2/g
ml/g
g/cm3
N/cm
兰灰色三叶草（条）
Φ3×5～10
≥220
≥0.4
0.7～0.75
≥120
（3）脱硫溶剂甲基二乙醇胺（MDEA）
比重（d204）:
1.045～1.047
沸点：
253～255℃
粘度（20℃）Pa.s:
0.102
微黄色的透明液体，使用浓度：
25％——30%（W）
2.2酸性水汽提
2.2.1原料及产品
酸性水汽提装置原料水主要来自焦化装置、催化裂化装置、加氢精制等上游装置。
原料水中中含S约5000mg/l，含NH3-N约3000mg/l。
2.2.2产品
指标名称
质量指标
去向
净化水
含S≤70mg/l;
NH3-N≤50mg/l
1、管道输送至厂内部分装置回用。
2、管道输送至污水处理场深度净化。
汽提酸性气
H2S：
47.96%（W）
H2O:
23.37%（W）
NH3-N:
极少
管道输送至硫磺回收装置。
氨水
15%
脱硫脱销装置回用。
第三节:
工艺操作指标（设计指标）
3.1硫磺装置工艺指标:
1酸性气缓冲罐（V-8101）
酸性气温度：
40℃
压力：
≯0.05MPa（g）
2制硫燃烧炉（F-8101）
酸性气入炉压力：
≯0.05MPa（g）
炉膛温度：
≯1250℃
3制硫余热锅炉（ER-8101）
管程出口温度：
350℃
压力：
0.046MPa（g）
汽包蒸汽出口温度：
253℃
汽包蒸汽出口压力：
4.0-4.2MPa（g）
4一级冷凝器（E-8101）
管程气流出口温度：
140-160℃
压力：
0.044MPa（g）
蒸汽出口温度：
140-160℃
压力：
0.35-0.4MPa（g）
5一级转化器（R-8101）
过程气进口/出口温度：
245℃/320℃
压力：
0.042-0.040MPa（g）
6二级冷凝器（E-8102）
管程气流出口温度：
140-160℃
压力：
0.036MPa（g）
7二级转化器（R-8102）
进口/出口温度：
220℃/256℃
压力：
0.032-0.030MPa（g）
8三级冷凝器（E-8103）
管程气流出口温度：
140-160℃
压力：
0.028MPa（g）
9过程气换热器（E-8104）
管程;过程气进口/出口温度：
320℃/261℃
壳程：
过程气进口/出口温度：
160℃/220℃
10选择氧化反应器（R-8103）
进口/出口温度:
225℃/250℃
进口/出口压力:
0.027/0.024MPa（g）
11尾气余热锅炉（E-8201）
尾气进口/出口温度:
500℃/250℃
出口压力:
0.015MPa（g）
蒸汽出口温度：
225℃
压力：
2.5MPa（g）
12:
尾气焚烧炉（F-8201）
炉膛温度:
≯700℃
13蒸汽过热器（E-8201）
烟气进口温度/出口温度:
650℃-503℃
烟气进口/出口压力:
0.009/0.006MPa（g）
3.2溶剂再生塔（T-3401）
进料温度：
95℃
塔顶温度：
95-105℃
塔顶压力：
0.09-0.11Mpa（g）
塔底温度：
120-130℃
塔底压力：
0.1-0.14Mpa（g）
3.3酸性水汽提装置工艺指标:
汽提塔顶温度:
≯45℃
汽提塔底温度:
160-170℃
汽提塔顶压力:
0.4-0.45MPa（g）
汽提塔底压力:
0.55-0.7MPa（g）
冷进料温度:
38℃
热进料温度:
152℃
净化水外排温度:
40℃
汽提塔底液位:
30-80%
抽氨温度：
154℃
一级分液罐压力0.4-0.45MPa（g）
二级分液罐压力0.35-0.4MPa（g）
三级分液罐压力0.2-0.25MPa（g）
氨水储罐压力0.01-0.05MPa（g）
第四节:
装置物料平衡
4.1硫磺回收装置物料平衡
4.1.1制硫部分物料平衡
项目
名称
Wt％
kg/h
t/a
进
料
进装置酸性气
34.43
3413.04
2.73
其中再生酸性气
各装置来酸性气
汽提酸性气
597.16
0.48
1983.88
1.59
832.00
0.66
制硫用空气
65.57
6502.92
5.20
合计
100
9915.96
7.93
出
硫磺
25.69
2547.24
2.99
料
制硫尾气
74.31
7368.72
5.89
合计
100
9915.96
7.93
4.1.2溶剂再生部分物料平衡见表1-8
表1-8
项目
名称
Wt％
t/h
t/a
进
富液
100
120
960000
料
合计
100
120
960000
出
贫液
98.78
118.536
948288
料
酸性气
1.22
1.464
11712
合计
100
120
960000
4.1.3酸性水汽提装置物料平衡:
项目
名称
Wt％
kg/h
t/a
进
酸性水进装置
100
150000
40
料
合计
100
150000
40
出
净化水出装置
98.96
148440
39.334
料
酸性气出装置
1.04
1560
0.666
合计
100
150000
40
第五节:
工艺流程简述
5.1酸性水汽提装置工艺流程简述:
自常减压、催化裂化、加氢精制、延迟焦化装置来的含硫污水汇合后进入除油器（V5403B）沉降除油后进入原料水储存罐V5402A-C。
经脱油后的含硫污水，由原料水泵（P-8101AB）升压，然后分两路进入汽提塔（C-8301），一路做为冷进料由汽提塔塔顶进入；另一路热进料经过热进料-一级凝液换热器（E-8301）、热进料-侧线二级换热器（E-8302）、热进料-侧线一级换热器（E-8303）、热进料-净化水换热器（E-8304）换热至150℃以上后进入汽提塔第49层塔盘。
汽提塔底重沸器由1.0MPa蒸汽提供热源加热，汽提塔的第28、30、32层塔盘处各开一侧线抽出口抽出富氨气，净化水由塔底排出。
酸性气在不大于45℃的条件下由塔顶抽出，经酸性气分液罐（D-8301）分液，酸性气去硫磺回收装置或放火炬，分凝液返回地下酸性水收集罐。
汽提塔28、30、32层侧线抽出的富氨气，先与热进料-侧线一级换热器换热冷凝冷却至135℃左右进入一级分凝器（D-8302）进行分凝，气相经热进料-侧线二级换热器冷却至110℃左右进入二级分凝器（D-8303）分凝，从二级分凝器出来的富氨气经富氨冷却器（E-8307）冷却至50℃左右，进入三级分凝器（D-8304）分凝，一级分凝液经热进料-一级凝液换热器（E-8301）冷却后和二级分凝液经二级冷凝冷却器（E-8308）冷却后与三级分凝液混合后自压至氨水罐（D-8306），从三级分凝器出来的纯度为90%左右的氨气，经超级吸氨器PU-8301用除盐水吸收后进入氨水罐（D-8306），经氨水泵输出装置。
汽提塔底排除的净化水经热进料-净化水换热器（E-8304）冷却后，再空冷冷却器（A-8301A-D）,经净化水冷却器（E-8306）冷却至40℃送出装置外排至污水场或其他装置回用。
5.2酸性水汽提装置工艺流程图：
5.3硫磺回收工艺流程简述:
自150吨/小时溶剂再生装置和原有两套溶剂再生装置来的酸性气经酸性气缓冲罐（D-8101）脱液后进入制硫燃烧炉（F-8101）进行高温转化反应，自酸性水汽提装置来的酸性气进入制硫燃烧炉（F-8101）进行高温转化反应，根据三级冷凝冷却器E-8103出口H2S/SO2分析仪，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60％（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S02，燃烧时所需空气由制硫炉鼓风机（K-8101A/B/C）供给。
自F-8101排出的高温过程气一小部分通过高温掺合阀调节一级转化器（R-8101）的入口温度,其余部分进入制硫余热锅炉（ER-8101）冷却至约320℃,制硫余热锅炉壳程发生4.2MPa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-8101）,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-8101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-8105A），顶部出来的过程气经高温掺合阀调节至240℃进入一级转化器（R-8101），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。
反应后的气体进入过程气换热器（E-8104）管程，冷凝下来的液体硫磺与过程气分离，自底部进入硫封罐（D-8105E），过程气经二级冷凝冷却器（E-8102）,冷凝下来的液体硫磺与过程气分离，自底部进入硫封罐（D-8105B）,过程气进入级过程气换热器（E-8104）壳程，由过程气换热器壳程出入口跨线调节阀调节进入二级转化器（R-8102）的温度在225℃左右。
过程气自二级转化器（R-8102）出至三级冷却器（E-8103）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-8105C），顶部出来的过程气再经过过程气加热器E-8107，控制进入选择氧化反应器R-8103的入口温度在225℃左右。
过程气与一定量的风机供风混合后进入R-8103进行选择性氧化反应。
过程气自R-8103出进入四级冷却器E-8105，冷凝下来的液体硫磺与过程气分离，自底部进入硫封罐（D-8105D）,尾气进入尾气分液罐（D-8104），冷凝下来的液体硫磺与过程气分离，自底部进入硫封罐（D-8105F），尾气自尾气分液罐（D-8104）出，至尾气焚烧炉（F-8201）焚烧，烟气进入蒸汽过热器（E-8202），再经过尾气余热锅炉（E-8203）回收热量，产生的中压蒸汽进入蒸汽管网。
烟气温度降至250℃左右后送至动力和催化烟气脱硫装置。
5.4硫磺回收工艺流程图：
5.5胺液再生部分工艺流程
自加氢装置来的富胺液进入富液过滤器（FI-3401）过滤后，经过贫富液二级换热器（E-3402AB）壳程，与从贫液泵出来的高温贫胺液换热至60℃左右进入富液闪蒸罐（V-3401），闪蒸出的轻烃送至低压瓦斯管网，由富液闪蒸罐（V-3401）底部流出的富胺液经富液泵（P-3402AB）升压后进入贫富胺液一级换热器（E-5601）壳程，与自溶剂再生塔（T-3401）底出来的高温贫胺液换热至105℃左右进入溶剂再生塔（T-3401）上部，经过自上而下的热交换和质交换过程，塔底获得的贫胺液先后经贫富液一级换热器（E-3401）管程降温至约90℃，进入贫液贮罐（V-3403）储存，贫液贮罐（V-3403）内的贫胺液经贫液泵（P-3401AB）升压后经贫富液二级换热器（E3402），至贫液空冷器（E3406AB）,经贫液冷却器（E3403AB）冷却至40℃左右，送至加制氢单元循环使用。
一部分贫胺液经过贫胺液过滤器（FI-3402）去除杂质后回至贫液泵（P-3401AB）入口处。
再生塔（T-3401）底部的胺液进入再生塔底重沸器（E-3405），再生塔底重沸器（E-3405）管程为0.3Mpa蒸汽为再生塔（T-3401）提供热源，再生塔底重沸器（E-3405）产生的凝结水进入凝结水罐（V-3406），通过调节阀送往凝结水管网。
再生塔（T-3401）顶部的塔顶气经过塔顶空冷器（E-3407AB）和再生塔顶冷却器（E-3404）降温至40℃进入再生塔顶回流罐（V-3402），凝液经再生塔顶回流泵（P-3403AB）返回再生塔（T-3401）顶，塔顶回流罐（V-3402）的酸性气送至制硫单元酸性气缓存罐经分液后进入制硫燃烧炉。
5.6胺液再生工艺流程图
第六节:
设备概况
1
一级转化器
1
过程气
350
310.9
0.25
0.045
Φ3400×13412×16
Q245R
42385
复合硅酸铝
60
15-03-EQ-D01
2
二级转化器
1
过程气
350
236
0.25
0.032
3
选择性氧化反应器
1
尾气
350
250
0.25
0.027
Φ2600×8912×16
Q245R
14016
复合硅酸铝
60
15-03-EQ-D02
4
酸性水汽提塔
1
酸性水
184
164
0.8
0.58
Φ1200/Φ2400×52125×（3+12）/（3+14）/（3+16）
S30403+
Q245R
64200
复合硅酸铝
100
15-03-EQ-C01
5
清洁酸性气分液罐
1
酸性气、酸性水
60
40
0.25
0.06
Φ2400×7304×12/10
Q245R
7600
复合硅酸盐
50
15-03-EQ-A01
6
燃料气罐
1
燃料气
60
40
0.8
0.6
Φ800×3333×8
Q245R
790
复合硅酸盐
50
15-03-EQ-A02
7
净化风罐
1
净化风
60
40
0.8
0.6
Φ1000×3383×8
Q245R
940
15-03-EQ-A03
8
尾气分液罐
1
酸性水
180
160
0.25
0.021
Φ1400/Φ1600×3889×14/10
Q245R
2700
复合硅酸盐
80
15-03-EQ-A04
蒸汽
171
151
0.6
0.4
9
硫封罐
6
液硫
180
160
0.1
0.05
Φ325×12/Φ406×9×4430
20#
1310
复合硅酸盐
60
15-03-EQ-A05～A10
蒸汽
163
143
0.5
0.3
10
过程气加热器凝结水罐
1
凝结水、蒸汽
274
254
5.5
4.2
Φ1000×3525×24
Q345R
2131
复合硅酸盐
100
15-03-EQ-A11
11
酸性气分液罐
1
酸性气、酸性水
60
40
0.8
0.6
Φ2000×5874×12
Q245R
4842
复合硅酸盐
60
15-03-EQ-A12
12
一级分液罐
1
气氨、氨水
155
135
0.7
0.4
Φ2000×6074×12
Q245R
4945
复合硅酸盐
60
15-03-EQ-A13
13
二级分液罐
1
气氨、氨水
110
90
0.5
0.3
Φ2000×6070×10
Q245R
4186
复合硅酸盐
60
15-03-EQ-A14
山东寿光鲁清石化有限公司
油品升级改造项目
3万吨／年硫磺回收联合装置
工艺设备表
（塔、容器、反应器类）
项目号64615001D
档案号03-PE-01-EG01
设计阶段施工图
日期2016-6-30
单元03
共2页第19页
序
号
编号
名称
数
量
（台）
操作介质
温度（℃）
压力[MPa（G）]
规格及内部结构
（设备型式）
主体材质
金属总重（kg）
保温
图号
（备注）
设计
操作
设计
操作
总重
合金
钢重
材质
厚度
（mm）
14
三级分液罐
1
气氨、氨水
60
40
0.5
0.2
Φ1400×4370×10
Q24
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