1、http:/ JS 04 分发号：011.5 万吨/年硫磺回收50 吨/小时酸性水汽提联合装置操 作 规 程东 营 市 海 科 瑞 林 化 工 有 限 公 司二 一 年 七 月- 1 -目 录第一章 硫磺回收酸性水汽提联合装置概述 - 1 -第一节 装置概况及工艺技术特点 .- 1 -第二节 工艺原理及工艺流程 .- 1 -第三节 装置的物料平衡及能耗 .- 4 -第四节 原料、产品、助剂的技术规格 .- 6 -第二章 装置生产维护及操作方法 - 6 -第一节 装置的主要操作条件 .- 6 -第二节 催化剂的操作方法 .- 8 -第三节 主要设备操作方法 .- 9 -第三章 事故判断分析及处理
2、方案 - 15 -第一节 硫磺停电处理方案 .- 15 -第二节 硫磺停净化风处理方案 .- 17 -第三节 停蒸汽处理方案 .- 18 -第四节 硫化氢泄漏处理预案 .- 19 -第四章 安全规程 - 20 -第一节 装置安全生产特点及常见有毒物质 .- 20 -第二节 安全技术规程及消防常识 .- 20 -第五章 装置开停工方案 - 21 -第一节 酸性水汽提装置开停工方案 .- 21 - 2 -第二节 溶剂再生装置的开停工方案 .- 23 -第三节 硫磺装置开停工方案 .- 24 -附表一 塔类及反应器设备明细表 .31附表二 容器类设备明细 .31附表三 机泵类明细 .31附表四 换热
3、器、冷却器设备明细 .32附表五 工业炉 .34附表六 风机 .34硫磺酸性水联合装置操作规程- 1 -第一章 硫磺回收酸性水汽提联合装置概述第一节 装置概况及工艺技术特点1、装置概况海科瑞林化工有限公司硫磺回收联合装置由青岛海工英派尔有限公司设计，硫磺回收联合装置由酸性水汽提、溶剂再生、硫磺回收三个部分组成。酸性水汽提装置设计规模为 50t/h，设计弹性范围为 60 110%；溶剂再生部分设计为 100t/h、操作弹性为 60110%；硫磺回收部分设计为 1.5104t/a、操作弹性为 30110%。主要产品为硫磺，年开工时间为 8000 小时。2、工艺技术特点2.1 酸性水汽提部分2.1.
4、1 原料水经脱气、除油及过滤以保证汽提塔正常操作。2.1.2 采用单塔低压汽提工艺技术，流程简单，操作方便，能耗低；酸性水经过净化，可以达到回用指标，送至其它装置回用，其余送至污水处理场进行深度处理。2.2 溶剂再生部分2.2.1 集中后的富溶剂采用中温（70）低压闪蒸，保证装置稳定操作，降低再生塔顶酸性气中的烃含量。2.2.2 再生塔底重沸器热源由 1.0Mpa（250）蒸汽减温减压至 0.3Mpa（143）蒸汽，以防止重沸器管束壁温过高，造成溶剂的热降解。2.3 硫磺回收部分2.3.1 采用两级转化克劳斯制硫工艺，过程气采用来自酸性气燃烧炉的高温过程气进行掺合的加热方式。2.3.2 硫磺尾
5、气处理采用还原、吸收工艺。外补氢气作为加氢反应的氢源。保证总硫回收率达到99.8以上。2.3.3 硫磺尾气采用热焚烧，焚烧烟气经 80m 烟囱高空排放，烟气中的二氧化硫浓度为：632mg/m3，满足国家大气污染排放标准(GB16297-1996)的要求。硫磺酸性水联合装置操作规程- 2 -第二节 工艺原理及工艺流程1、工艺原理1.1 酸性水汽提部分酸性水汽提装置的主要目的是脱除含硫污水中的氨、硫化氢，从而使之成为氨氮和硫化物含量均很低的净化水。氨、硫化物都可溶于水中而发生电离：NH3 + H2O = NH4+ + OH- （1） H2S = HS- + H+ （2）氨在水中的溶解度大于硫化氢在
6、水中的溶度，随着温度的升高，溶解度均下降。硫化氢和氨共存于水中时，它们处于化学、电离和相平衡之中。HS- + NH4+ = NH4HS = NH3 + H2S = (NH3+H3S) 气 （3）在常温下，硫化氢和氨溶解于水，并电离成离子而存在于水中，当温度提高后， （3）式所表示的三个平衡向右移动，酸性水汽提就是利用这一原理，将酸性水加热至 120以上，破坏了硫化氢和氨在水中上平衡，促使它可从液相向汽相转移，同时，利用水蒸汽来降低硫化氢和氨在汽相中分压，这样就可以降低硫化氢和氨在水中的含量。1.2 溶剂再生部分主要反应如下： 脱硫 H2S+2RNH2 =（ RNH3） 2S (4)CO2+2R
7、NH2 = RNHCOONH3R (5)再生 （RNH 3） 2S = H2S+2RNH2 (6)RNHCOONH3R = CO2+2RNH2 (7)1.3 硫回收部分1.3.1 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 (8)2H2S + SO2=3/XSX + 2H2O + Q (9)(1)与(2)又可以写成:2H2S + O2=2/XSX +H2O +Q (10) 基于反应，在酸气燃烧炉内，约 60-65%的 H2S 转化成元素硫。在酸气燃烧炉内，还同时发生硫磺酸性水联合装置操作规程- 3 -烃类及氨燃烧反应
8、:4NH3 + 3O2 =2N2 + 6H2O + Q (11)CH4 + 2O2= CO2 + 2H2O + Q (12)H2S + CO2=COS + H2O + Q (13)2H2S + CO2=CS2 + 2H2O +Q (14)在转化器 H2S 与 SO2 在催化剂作用下继续发生低温 Claus 反应， 同时还发生有机硫的水解反应。COS + H2O = H2S + CO2 Q (15) CS2 + H2O = H2S + CO2 - Q (16)通过一段高温反应和两级催化反应，H 2S 转化率可达到 97%以上。1.3.2 尾气处理工艺原理含有一定量的 H2S、SO 2、 SX 的
9、制硫尾气在催化剂的作用下，进行加氢反应:SO2 + 3H2 = H2S + 2H2O (17) SX + XH2 = XH2S (18)同时存在极少量的式(8)、(9)的反应。加氢尾气中的 H2S 又被 MDEA 吸收，净化尾气经焚烧炉焚烧后排放大气，吸收了 H2S 的MDEA 经解析后返回尾气吸收塔 C-2622，解析后所得再生酸气返回制硫部分处理。1.3.3 H2S 在胺溶液中的吸收过程尾气中的 H2S 及部分 CO2 被 30甲基二乙醇胺溶液吸收。富液送至溶剂再生塔内加热汽提再生，再生后贫液返回尾气吸收塔（C-2622）循环使用。同时，脱出的 H2S 及 CO2 从再生塔顶返回到克劳斯系
10、统。溶有 H2S 及 CO2 的水是一种弱酸，它能与胺（弱碱）发生反应生成一种盐，这种盐在高温时发生分解。在吸收过程中，酸性气分子从气相通过气液界面进入液相中。1.3.4 尾气燃烧反应吸收后的净化尾气采用热焚烧将剩余的硫化合物转化为 SO2，经由烟囱排放到大气； 经尾气处理后，总硫回收率最高可达 99.8。尾气燃烧器中燃料气及尾气组份的反应就是所有的烃的氧化/燃烧反应及以下反应：S + O2 SO 2 (19)H2S + 1.5O2 SO 2 + H2O (20)COS + 1.5O2 CO 2 + SO2 (21)CS2 + 3O2 CO 2 + 2SO2 (22)H2 + 0.5O2 H
11、2O (23)CO + 0.5O2 CO 2 (24)SO2 + 0.5O2 SO 3 (25)尾气的燃烧是在一个特别的燃烧器里进行的。燃料气燃烧所产生的烟气与尾气混合，在混合温硫磺酸性水联合装置操作规程- 4 -度达 670时尾气氧化反应就发生了。燃烧产物在焚烧炉燃烧室里停留一定的时间以使反应完全；然后通过烟囱排向大气中。2、工艺流程2.1 酸性水汽提部分自装置外来的混合酸性水，进入原料水脱气罐（D-2511） ，脱出的轻油气送至系统管网。脱气后的酸性水进入原料水罐（D-2512/1,2 ）沉降脱油，脱出的轻污油自流至地下污油罐（D-2516 ） ，经污油泵（P-2512）间断送出污油罐区。
12、除油后的酸性水，经原料水进料泵（P-2511/1,2）加压后经原料水净化水换热（E-2512/1,2） ，换热至 100后，进入主汽提塔（C-2511） 。塔底用 1.0MPa 蒸汽通过重沸器（E-2511）加热，以保证塔底温度 131。汽提塔底净化水与原料水换热后，经净化水加压泵（P-2514/1,2）加压后，一部分送至装置外回用，其余经净化水冷却器（E-2513/1,2）冷却至 40排至含油污水管网。汽提塔顶酸性气经塔顶空冷器（A-2511/1,2）由 113.2冷凝冷却到85后流入塔顶回流罐（D-2517） 。分出的酸性气为防止氨盐结晶，酸性气采用蒸汽伴热，以保持酸性气的温度 85送至硫
13、磺回收部分回收硫磺；分凝液经塔顶回流泵（P-2513/1,2）返塔作为回流。原料水罐顶部设置水封罐（D-2514/1,2 ） ，以密闭有毒有害气体的泄放，减轻对操作环境的污染。2.2 溶剂再生部分自焦化装置和硫磺回收部分来的混合富液，经富液过滤器（SR-2631/1,2）过滤后，经过闪蒸前贫富液换热器（E-2632/1,2）管程，与从闪蒸后贫富胺液换热器（E-2632/3,4）出来的高温贫胺液换热至 70，进入富液闪蒸罐（D-2633 ） ，闪蒸出大部分轻烃送至尾气焚烧炉（F-2621）焚烧，富胺液由 D-2633 底部引出经闪蒸后富胺液泵（P-2631/1,2）加压，进入闪蒸后贫富胺液换热器
14、（E-2632/3,4）管程，与从溶剂再生塔（ C-2631）底出来的高温贫胺液换热至 94左右，进入溶剂再生塔（C-2631）上部第 23 板，经过塔板自上而下的热交换和质交换过程，塔底获得的贫胺液经再生塔底贫液泵（P-2635/1,2）升压后，先后经闪蒸后贫富液换热器（E-2632/3,4）和闪蒸前贫富液换热器（E-2632/1,2 ）壳程降温至 66， 再经贫液空冷器（A-2632/1,2）和贫液水冷器（E-2633/1,2）冷却至约 40，进入贫液贮罐（D-2634 ）储存，D-2634 内贫胺液经贫液泵（P-2633/1,2）升压后送至硫磺回收尾气吸收部分和其它装置脱硫部分，一小部分
15、贫胺液经过贫胺液过滤器（SR-2632）去除杂质后打循环。再生塔底部的胺液进入再生塔底重沸器（E-2631） ，用 0.3Mpa 蒸汽进行加热，为溶剂再生提供热源;(E-2631)产生的凝结水进入凝结水罐(D-2632)，通过调节阀控制液面后送往装置凝结水管网。再生塔顶部含 H2S 的蒸汽经过再生塔顶空冷器（A-2631/1,2）和再生塔顶水冷器（E-2634 ）冷凝冷却至 40，进入再生塔顶回流罐（D-2631 ） ，凝液经再生塔顶回流泵（P-2632/1,2）返回再生塔（C-2631）顶作回流，再生塔顶回流罐（D-2631）顶的气相 -酸性气送至硫磺回收单元作原料。2.3 硫磺回收部分2.
16、3.1 制硫部分硫磺酸性水联合装置操作规程- 5 -自溶剂再生装置来酸性气经酸性气缓冲罐（D-2611）脱液，自酸性水汽提装置来的含氨酸性气经含氨酸性气分液罐(D-2610)脱液后，混合进入制硫燃烧炉（F-2611）进行高温转化反应， 根据制硫反应需氧量，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 65(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-2611/1,2）供给。自 F-2611 排出的高温过程气一小部分通过高温掺合阀（TV-6110 ）调节一级转化器（R-2611）的入口温度， 其余部分进
17、入制 硫 余 热 锅 炉 （ ER-2611） 冷 却 至 约 235，制 硫 余 热 锅 炉 壳 程 发 生 1.0MPa 饱 和 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 （ ER-2611） ， 过 程 气 被 冷 却 至 140， 一 、 二 、 三 级 冷 凝 冷 却 器 壳 程 发 生0.3MPa 低 压 蒸 汽 ， 在 ER-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 器 （ D-2613/1） ， 顶 部 出 来 的 过 程 气 经
18、 高 温 掺 合 阀 调 节 至 约 230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 ， 再 进 入 二 级 冷 凝 冷 却 器 （ E-2612） 被 冷 却 至 140， 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 器 （ D-2613/2） ， 顶 部
19、出 来 的 过 程 气 再 经 过 程 气 换 热 器 （ E-2614） 壳 程 加 热 至210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 240被 冷 却 至 140， 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-2613/3
20、） ， 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 （ 池 -2611） ， 液 硫 中 的有 毒 气 体 送 至 尾 气 焚 烧 炉 焚 烧 。 脱 气 后 的 液 硫 用 液 硫 提 升 泵 （ P-2612/1,2） 送 至 液 硫 成 型 部分 ， 进 行 造 粒 成 型 包 装 出 厂 。2.3.2 尾气处理部分尾气自 D-2612 顶部出来，进入尾气加热器（ E-2621），与蒸汽过热器（E-2623 ）出口的高温
21、烟气换热，温度升到 300，混氢后进入加氢反应器（R-2621），在加氢催化剂的作用下进行加氢、水解反应，使尾气中的 SO2、S 2、COS 、CS 2 还原、水解为 H2S。反应后的高温气体经蒸汽发生器（E-2622）后进入尾气急冷塔（C-2621）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，用急冷水循环泵(P-2621/1,2) 自 C-2621 底部抽出，经急冷水冷却器（E-2624）冷却至 40后返 C-2621 循环使用，为了防止设备腐蚀，需在急冷水中注入 NH3，以调节其 pH 值保持在 78。急冷降温后的尾气自急冷塔顶出来进入尾气吸收塔（C-2622）。自溶
22、剂再生系统来的MDEA 贫胺液（30的 MDEA 液）进入尾气吸收塔（C-2622）上部，与尾气急冷塔来的尾气逆流接触，尾气中的 H2S 被吸收。吸收 H2S 后的 MDEA 富液，经富液泵（P-2622/1,2 ）送返溶剂再生系统进行再生。自吸收塔顶出来的净化尾气（总硫300ppm）进入尾气焚烧炉（F-2621），在 600左右高温下，将净化尾气中残留的硫化物焚烧生成 SO2，焚烧后的高温烟气进入蒸汽过热器（E-2623）中回收余热，使来自制硫余热锅炉（ER-2611）的 1.0Mpa 蒸汽过热至 250，出口烟气温度硫磺酸性水联合装置操作规程- 6 -降至约 514，再进入尾气加热器（E-
23、2621）加热制硫尾气，出口烟气温度降至 374，掺入冷空气使温度降至 360以下，由烟囱（S-2621）排入大气。第三节 装置的物料平衡及能耗1、装置的物料平衡1.1 酸性水汽提部分项 目 名 称 Wt Kg/h 104t/a酸 性 水 进 装 置 100 50000 40进料 合 计 100 50000 40净 化 水 出 装 置 98.5 49250 39.4酸 性 气 出 装 置 1.5 750 0.6出料合 计 100 50000 401.2 溶剂再生部分项 目 名 称 Wt kg/h 104t/a硫 磺 来 富 液 25.91 25174 20.139其 它 装 置 来 富 液 7
24、4.09 71984 57.587进料合 计 100 97158 77.726去 硫 磺 贫 液 25.73 25000 20.000去 其 它 装 置 贫 液 72.05 70000 56.000去 硫 磺 酸 性 气 2.22 2158 1.726出料合 计 100 97158 77.7261.3 硫磺回收部分 项 目 名 称 Wt kg/h 104t/a进 装 置 酸 性 气 36.11 2908 2.32626.79 2158 1.726其 中 再 生 酸 性 气含 氨 酸 性 气 9.32 750 0.600制 硫 用 空 气 63.89 5146 4.117进料合 计 100 80
25、54 6.443硫 磺 23.71 1910 1.528制 硫 尾 气 76.29 6144 4.915出料合 计 100 8054 6.443硫磺酸性水联合装置操作规程- 7 -2、装置综合能耗2.1 酸性水汽提部分年 消 耗 量 能 耗 系 数 能 耗序号名 称单 位 数 量 单 位 系 数 104MJ1 循 环 冷 水 104t 80 MJ/t 4.19 335.22 电 104kWh 72.08 MJ/kWh 11.84 853.433 1.0MPa(g)蒸 汽 104t 6.8 MJ/t 3182 21637.64 凝 结 水 104t 6.8 MJ/t 152.8 -1039.04
26、5 净 化 风 104Nm3 24 MJ/Nm3 1.59 38.166 氮 气 104Nm3 28.8 MJ/Nm3 6.28 180.86合 计 22006.21酸 性 水 汽 提 装 置 ： 全 年 能 耗 ： 22006.21104 MJ全 年 酸 性 水 处 理 量 :40104 t单 位 计 算 能 耗 ： 550.16MJ/t 酸 性 水2.2 溶剂再生部分年 消 耗 量 能 耗 系 数 能 耗序号名 称单 位 数 量 单 位 系 数 104MJ1 循 环 冷 水 104t 97.6 MJ/t 4.19 408.942 除 盐 水 104t 0.08 MJ/t 90.30 7.233 电 104kWh 93.35 MJ/kWh 11.84 1105.264 0.3MPa(g)蒸 汽 104t 9.2 MJ/t 2763 25419.65 凝 结 水 104t -9.2 MJ/t 320.3 -2946.766 净 化 风 104Nm3 24 MJ/Nm3 1.59 38.167 氮 气 104Nm3 57.6 MJ/Nm3 6.28 361.73合 计 24394.16溶 剂 再 生 单 元 ： 全 年 能 耗 ： 24394.16104 MJ全 年 再 生 胺 液 量 ： 80104 t
