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1、XXXX炼油化工有限公司XX炼化续建项目总体设计共 12 册 第 2 册6万吨/年硫磺回收和溶剂再生装置档案号：BZXXX-1-2.12XX石化工程建设公司XXXX年2月25日说明书编号: BZXXX-1-2.12/A1修改:第 1 页 共 47 页项目号680302F地址XX省洋浦经济技术开发区项目名称XXXX炼油化工有限公司主项硫磺回收和溶剂再生装置设计阶段总体设计编 制 校 对 审 核 审 定修改012345678日期编制校核审核说明书编号: BZ0303-1-2.12/A1修改:第 8 页 共 47 页目 录1 概述(3)1.1 装置概况(3)1.2 装置组成(3)1.3 工艺流程简述
2、(3)2 原料、产品及化学药剂的技术规格(27)2.1 原料来源及性质(27)2.2 产品性质(27)2.3 催化剂和化学药剂(27)3 消耗定额和消耗量(29)3.1 消耗定额及消耗量(29)3.2 主要节能措施(29)4 界区条件(29)5 自动控制(32)6 设备(34)7 建筑及结构(37)8 环境保护(38)9 劳动安全卫生(39)10 其他(41)11 装置技术经济指标(42)附图1(43)附图2(44)附图3(45)附图4(46)附图5(47)1概述1.1装置概况 本装置硫磺回收单元的公称设计规模为6万吨/年硫磺产品，溶剂再生单元的设计规模为480吨/小时，装置年开工时数按840
3、0小时计算，为连续生产，实行四班三倒制。硫磺回收单元采用部分燃烧法两级Claus制硫工艺及齐鲁石化胜利炼油设计院的SSR尾气处理工艺。溶剂再生单元采用常规汽提再生工艺，溶剂为复合型MDEA脱硫剂。除关键的国内不能生产或质量不过关的设备、仪表国外进口外，其他设备均国产化。本装置与150吨/时酸性水汽提装置组成一套联合装置1.2装置组成本装置的组成主要有硫磺回收单元和溶剂再生单元。硫磺回收单元由制硫、尾气处理、液硫脱气、尾气焚烧及液硫成型5部分组成，制硫部分为两列设置。溶剂再生单元由一套192吨/小时和一套288吨/小时溶剂再生部分组成。1.3工艺流程简述1.3.1 工艺技术特点 本装置设计的主要
4、工艺特点归纳如下： a）制硫部分采用部分燃烧法两级Claus工艺。为提高硫回收率，采取以下措施：在制硫尾气线上设置在线比值分析仪严格控制燃烧炉的配风以尽可能提高制硫转化率；制硫燃烧炉采用烧氨设计，并选用烧氨火嘴；过程气再热采用一级高温掺合，二级气/气换热的再热方式；采用制硫催化剂复合装填，提高有机硫的水解能力和硫的转化率。 b）尾气处理部分采用SSR工艺。与传统的SCOT工艺比较，取消了在线加热炉设备，使用外供氢作氢源，装置设备规模、台数、控制回路均有所减少，具有投资省、能耗低、占地小的特点。c）为了避免液硫中溶解的少量硫化氢在成型包装过程中会对环境造成污染，并损害操作人员的健康，采用循环脱气
5、法将液硫中的H2S脱除，废气用蒸汽喷射泵抽出至尾气焚烧炉中焚烧。d）尾气焚烧采用热焚烧工艺,将尾气中微量的H2S和其它硫化物氧化成SO2后排放以减少对环境的污染，焚烧后的烟气回收热量后，经烟囱排放。e）采用全厂脱硫溶剂的集中再生，可以方便管理、节省投资和占地面积，同时又为硫磺回收单元提供了稳定的酸性气来源，对硫磺回收装置的平稳操作带来很大好处。溶剂再生单元，采用常规汽提再生工艺，溶剂采用复合型MDEA脱硫剂，再生塔底重沸器热源采用低压水蒸汽，该方案是被普遍采用的工艺方案，其技术成熟，投资少，能耗低，操作简单，设备及溶剂可全部国产化。由于各个装置对贫液的质量要求不一样，同时考虑到全厂互为备用的问
6、题，因此将溶剂再生单元分为两个部分，分别处理来自加氢装置和干气、液化气脱硫装置的富液，硫磺回收单元的富液一部分送回溶剂再生部分进行再生，另一部分作为半贫液送至干气、液化气脱硫装置。1.3.2 物料平衡 根据全厂工艺总流程，硫磺回收单元的实际规模为4.9万吨/年。考虑到XX炼厂的地理位置，加工原油的变化，本装置制硫部分按两系列设置，每系列的公称处理能力为3万吨/年。 a）硫磺回收单元物料平衡 (年开工按8400小时)序号物料名称%（重）公斤/小时吨/天万吨/年进料1酸性气26.1513107.1314.5711.002空气72.3536266.5870.4030.463燃料气1.5075018.
7、000.63合计10050123.61202.9742.09出料1硫磺14.267149.0171.586.002烟道气74.4337305.1895.3231.333酸性水11.315669.5136.074.76合计10050123.61202.9742.09 b）溶剂再生单元物料平衡 (年开工按8400小时)序号物料名称%（重）公斤/小时吨/天万吨/年进料1干气、液化气脱硫装置富液28.62137400.03297.60115.422ARDS装置富液45.00216000.05184.00181.44 3柴油加氢循环氢脱硫塔15.0072000.01728.0060.48 4尾气处理部分
8、富液11.3854600.01310.4045.86合计100480000.011520.00403.20出料1干气、液化气脱硫装置贫液12.1458270.81398.5048.952ARDS装置贫液43.722098805037.11176.303柴油加氢循环氢脱硫塔贫液14.8871403.61713.6959.984尾气处理部分贫液27.33131192.43148.62110.205酸性气1.939253.2222.087.77合计10048000011520.00403.201.3.3主要操作条件 a）硫磺回收单元 1) 制硫燃烧炉 过程气出炉温度： 1250 酸性气入炉压力： 0
9、.05MPa(g) 2) 制硫燃烧炉废热锅炉 过程气出口温度： 350 产生蒸汽压力： 4.0MPa(g) 3) 第一、二、三级硫冷凝器 过程气出口温度： 160 产生蒸汽压力： 0.45MPa(g) 4) 一级转化器 过程气进口/出口温度: 245/305 5) 过程气换热器 管程过程气进口/出口温度: 305/240 壳程过程气进口/出口温度: 160/225 6) 二级转化器 过程气出口温度: 240 7) 尾气加热器 管程烟气入口/出口温度： 440/300 壳程尾气入口/出口温度： 160/300 8) 加氢反应器 过程气进口/出口温度: 300/330 9) 蒸汽发生器 过程气出口
10、温度 ： 170 蒸汽出口压力： 0.45MPa(g) 10) 蒸汽过热器 壳程蒸汽入口/出口温度： 250/420 11) 急冷塔 尾气进塔/出塔温度： 170/40 12) 吸收塔 胺液进塔/出塔温度： 40/42 13) 尾气焚烧炉 炉膛温度： 700 b）溶剂再生单元 1）再生塔 塔顶/塔底操作温度： 109/123 塔顶/塔底操作压力： 0.1/0.15Mpa(g)1.3.4 工艺流程说明 a) 硫磺回收单元（工艺流程图见附图3、4、5）溶剂再生单元来的富H2S酸性气和酸性水汽提装置来的含氨酸性气进入各自的富H2S酸性气分液罐和富NH3酸性气分液罐，将酸性气中所带凝液分离，然后分别进
11、入两列流程相同的制硫部分的制硫燃烧炉内。根据Claus反应需氧量，通过比值调节和H2S/ SO2在线分析仪反馈数据严格控制进入制硫燃烧炉空气量，使进炉酸性气中的H2S约有65直接生成元素硫，过程气经制硫燃烧炉废热锅炉发生3.5MPa中压蒸汽回收余热，蒸汽经尾气焚烧炉后的蒸汽过热器过热至420并入系统管网。过程气再经第一硫冷凝器发生0.45MPa低压蒸汽，同时将过程气中的元素硫冷凝分出进入硫封罐。根据一级转化器的反应温度要求，第一硫冷凝器出来的过程气经高温掺合阀与制硫燃烧炉燃烧后的一部分高温气流混合升温后，进入一级转化器，在催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2进一步转化为元素硫。自一级转化器
12、出来的高温过程气进入过程气换热器，与自第二硫冷凝器出来的过程气换热后，再进入第二硫冷凝器，过程气经第二硫冷凝器发生0.45MPa蒸汽并使元素硫凝为液态，液硫捕集分离后进入硫封罐；由第二硫冷凝器出来的过程气再经过程气换热器加热后进入二级转化器，使过程气中剩余的H2S和SO2进一步发生催化转化，二级转化器出口过程气经第三硫冷凝器发生0.45MPa蒸汽并使元素硫凝为液态，液硫被捕集分离进入硫封罐，尾气经尾气分液罐分液后进入尾气处理部分。进入尾气处理部分的制硫尾气，经尾气加热器，与尾气焚烧炉后的高温烟气换热、混氢后进入加氢反应器。在加氢催化剂的作用下SO2及COS等硫化物被加氢水解，还原为H2S。进入加氢反应器的H2量是根据加氢反应器后的在线氢分析仪给出的H
