硫磺装置流程.doc

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1、一、装置规模装置建成后为连续生产，年开工按8000小时计。硫磺回收单元设计规模为年回收硫磺2×104t/a，操作弹性：60～110％；胺液再生单元设计规模为140t/h,操作弹性：60～110％。1、硫磺回收装置原料为再生酸性气和含氨酸性气，其中再生酸性气来自本装置胺液再生单元；含氨酸性气来自酸性气汽提装置，其中再生酸性气组成见表2-1；酸性水汽提含氨酸性气组成见表2-2。表2-1再生酸性气组成组成烃类H2SCO2H2O合计V％＜277.5917.524.89100表2-2含氨酸性气组成组成H2SNH3H2O合计V％36.4644.9618.

2、58100表2-3硫磺产品指标项目纯度Ar灰分酸度（H2SO4）水分有机物Fe含量％（wt）≥99.50≤0.01≤0.10≤0.005≤2.0≤0.30≤0.005表2-4排放尾气组成组成ArO2N2CO2SO2H2O合计V％1.043.3180.685.210.029.741002、装置物料平衡制硫部分物料平衡项目名称WtKg/h104t/a进料进装置酸性气36.184074.513.26再生酸性气28.193174.512.54含氨酸性气7.99900.000.72制硫用空气63.827187.795.75合计10011262.309.

3、01出料硫磺22.432526.672.02制硫尾气77.578735.636.99合计10011262.309.01尾气处理部分物料平衡表项目名称Wt％Kg/h104t/a进料制硫尾气20.228735.636.990空气6.732906.312.330燃料气0.2192.210.070MDEA（30％贫液）71.0930715.9424.570氢气0.028.080.006冷却用空气1.73750.100.600合计10043208.2734.566出料排放废气24.1210422.978.340MDEA（富液）71.7631005.96

4、24.804急冷水（至污水汽提）4.121779.341.422合计10043208.2734.566表2-9溶剂再生部分物料平衡表项目名称Wt％Kg/h104t/a进硫磺来自富液22.1631005.9624.804其它装置来富液77.84108884.4987.108料合计100139890.45111.912出料去硫磺贫液21.9630715.9424.572去其它装置贫液75.77106000.0084.800去硫磺酸性气2.273174.512.540合计100139890.45111.912MDEA（甲基二乙醇胺）一、流程简述1、

5、制硫部分自胺液再生装置来酸性气经酸性气缓冲罐（D-2411）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-2410）脱液后，混合进入制硫燃烧炉（F-2411）进行高温转化反应，根据制硫反应需要氧量，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SO2，燃烧时所需空气由制硫炉鼓风机（K-2411/1、2）供给。自F-2411排出的高温过程气一小部分通过高温掺合阀（TV-4110）调节一级转化器（R-2411）的入口温度，其余部分进入制硫余热锅

6、炉（ER-2411）冷却至约350℃，制硫余热锅炉壳程发生1.1MPa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（E-2411），过程气被冷却至160℃，一、二、三级冷凝冷却器壳程发生0.4MPa低压蒸汽，在E-2411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-2413）,顶部出来的过程气经过高温掺合阀调节至277℃进入一级转化器（R-2411），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-2414）管程回收部分余热，温度降至270℃，再进入

7、二级冷凝冷却器（E-2412）被冷却至160℃，E-2412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-2413）,顶部出来的过程气再经过程气换热器（E-2414）壳程加热至230℃进入二级转化器（R-2412）,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-2413）,过程气温度自253℃被冷却至160℃，在E-2413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-2413），顶部出来的制硫尾气进入制硫尾气分液罐（D-241

8、2）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（T-2411），在NH3气的作用下，液硫中的有毒气体被分出，送至尾气焚烧炉焚烧。脱气后的液硫用液