推荐 6万吨年硫磺回收和溶剂再生装置总体设计 精品Word文件下载.docx
- 文档编号:22218062
- 上传时间:2023-02-03
- 格式:DOCX
- 页数:71
- 大小:467.68KB
推荐 6万吨年硫磺回收和溶剂再生装置总体设计 精品Word文件下载.docx
《推荐 6万吨年硫磺回收和溶剂再生装置总体设计 精品Word文件下载.docx》由会员分享,可在线阅读,更多相关《推荐 6万吨年硫磺回收和溶剂再生装置总体设计 精品Word文件下载.docx(71页珍藏版)》请在冰豆网上搜索。
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
26.15
13107.1
314.57
11.00
2
空气
72.35
36266.5
870.40
30.46
3
燃料气
1.50
750
18.00
0.63
合计
100
50123.6
1202.97
42.09
出料
硫磺
14.26
7149.0
171.58
6.00
烟道气
74.43
37305.1
895.32
31.33
酸性水
11.31
5669.5
136.07
4.76
b)溶剂再生单元物料平衡(年开工按8400小时)
干气、液化气脱硫装置富液
28.62
137400.0
3297.60
115.42
ARDS装置富液
45.00
216000.0
5184.00
181.44
3
柴油加氢循环氢脱硫塔
15.00
72000.0
1728.00
60.48
4
尾气处理部分富液
11.38
54600.0
1310.40
45.86
480000.0
11520.00
403.20
干气、液化气脱硫装置贫液
12.14
58270.8
1398.50
48.95
ARDS装置贫液
43.72
209880
5037.11
176.30
柴油加氢循环氢脱硫塔贫液
14.88
71403.6
1713.69
59.98
4
尾气处理部分贫液
27.33
131192.4
3148.62
110.20
5
1.93
9253.2
222.08
7.77
480000
1.3.3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:
0.05MPa(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
160℃
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
300℃/330℃
9)蒸汽发生器
过程气出口温度:
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H2浓度信号进行调节的。
从加氢反应器出来的气流经蒸汽发生器发生0.45MPa蒸汽回收热量后进入急冷塔,与急冷水直接接触降温。
塔底急冷水经急冷水冷却器冷却后重新打入塔内循环使用,因尾气温度降低而凝析下来的、多余的急冷水送至酸性水汽提装置处理。
急冷降温后的尾气自塔顶出来进入吸收塔,与溶剂再生部分送来的胺溶液接触吸收其中的H2S,吸收塔顶出来的净化气则进入尾气焚烧部分。
在尾气焚烧炉内,净化气中残余的H2S被燃烧为SO2,烃类分解成CO2和H2O,高温烟气经蒸汽过热器和尾气加热器回收余热,后经烟囱排放。
尾气吸收塔使用后的富液由制硫富液泵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。
两套制硫部分的第一、二、三硫冷却器产出的液态硫磺经硫封罐,再自流进入液硫脱池。
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,在液硫池中注入少量的NH3作催化剂促使主要以多硫化物形式存在于液硫中的H2S分解,再通过液硫循环泵的循环喷洒过程使H2S逸入气相。
废气通过蒸汽喷射器抽出至尾气焚烧炉中焚烧。
脱气后的液硫通过液硫产品泵输送到成型部分成型包装。
b)溶剂再生单元(工艺流程图见附图1、2)
溶剂再生单元由两套溶剂再生部分组成,一套溶剂再生部分处理自ARDS装置和柴油加氢装置的富胺液,另一套溶剂再生部分处理自干气、液化气脱硫装置和尾气处理部分的富胺液。
下面以其中一套为例来进行流程说明。
由ARDS装置和柴油加氢装置来的富胺液进入富液闪蒸罐,闪蒸出所携带的烃类,闪蒸气自罐顶经压力控制送入火炬放空系统,闪蒸后的富液经富液泵升压后与来自再生塔底的高温贫液在贫富液换热器换热升温后,进入再生塔进行解吸。
再生塔所需热量由再生塔底重沸器提供。
再生后的贫液由塔底贫液泵抽出与富液换热,再流经贫液空冷器和贫液冷却器冷却到所需温度后进入溶剂储罐。
贫液经贫液输送泵抽出一部分送ARDS装置,另一部分送至柴油加氢装置。
再生塔顶部馏出的是解吸后的酸性气体,经再生塔顶空冷器冷凝及再生塔顶后冷器冷却后进入再生塔顶回流罐。
回流罐内液体经再生塔顶回流泵抽出打入塔顶做回流用,未冷凝的酸性气由罐顶经压控后送至硫磺回收单元。
1.3.5主要设备规格
a)硫磺回收单元工艺设备表(加热炉、反应器、塔、容器类)
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
总重
合金
钢重
厚度
(mm)
一
加热炉类
1203-F-301
1204-F-401
制硫燃烧炉
酸性气、空气
1250
0.055
φ3400×
8900(切)
内衬耐火材料
C.S.
1205-F-501
尾气焚烧炉
尾气、燃料气
700
0.005
φ2600×
5600(切)
小计
二
反应器类
1203-R-301
1204-R-401
一级转化器
过程气
305
0.045
14000(切)
(一体设备)
内衬隔热衬里
1203-R-302
1204-R-402
二级转化器
240
0.030
1205-R-501
加氢反应器
尾气、H2
330
0.020
9500(切)
续上表
三
塔类
1205-C-501
急冷塔
水、尾气
160
0.015
φ2600/φ2200×
28000(切)
重叠布置
C.S.+304复合板
1205-C-502
吸收塔
尾气、胺液
42
0.013
四
容器类
1203-D-301
富H2S酸性气分液罐
40
0.06
φ2400×
7000(切)
(立式)
1203-D-302
富NH3酸性气分液罐
90
φ1400×
4500(切)
1203-D-304
1204-D-404
尾气分液罐
尾气
0.025
φ1400/φ1600×
3900(切)(立式)
1203-D-303
酸性水压送罐
0.5
φ1000×
3000(切)
(卧式)
1203-D-307
燃料气分液罐
φ800×
6
1203-D-308
定期排污膨胀器
废水
0.1
φ1500×
2500(切)
7
1203-D-309
连续排污膨胀器
8
1203-D-310
净化空气罐
φ1200×
9
1203-D-311
非净化空气罐
10
1203-D-305/A-D
1204-D-405/A-D
硫封罐
液硫
170
0.05
φ1000/φ1200×
3800(切)(立式)
C.S
18
硫磺回收单元工艺设备表(管壳式冷换设备类)
数量
操作条件
金属重量(kg)
备注
温度
(℃)
压力
[MPa(G)]
管程
壳程
规格型号
材质
1203-B-301
1204-B-401
制硫燃烧炉废热锅炉
1200
蒸汽
φ1600/φ2100×
6500
(切)
1203-E-301
1204-E-401
第一硫冷凝器
350
0.041
过程气、液硫
φ2000/φ2800×
10000
1203-E-302
1204-E-402
第二硫冷凝器
0.033
1203-E-303
1204-E-403
第三硫冷凝器
0.027
1203-E-304
1204-E-404
过程气换热器
320
0.035
φ1300×
8000(切)
1205-B-501
蒸汽发生器
0.017
φ1600/φ2400×
10000(切)
1205-E-501
尾气加热器
440
φ1750×
6000(切)
低合金钢
1205-E-503
蒸汽过热器
3.5
5000×
2200×
2800
C.S.+
(L×
B×
H)
1205-E-502A/B
急冷水冷却器
70
0.45
水
BES1100-1.6-340-6/25-4
15
硫磺回收单元工艺设备表(泵类、鼓风机)
设备数量
选用泵
原动机
备用
流量
型号
轴功率
(kW)
电机功率
m3/h
℃
进口
出口
1205-P-501A/B
急冷水泵
急冷水
175
60
0.65
ZA100-250
45
YB2-250M-2WTH
55
1205-P-502A/B
制硫富液泵
富胺液
95
0.39
ZA80-160
14
YB2-160L-2WTH
18.5
- 配套讲稿:
如PPT文件的首页显示word图标,表示该PPT已包含配套word讲稿。双击word图标可打开word文档。
- 特殊限制:
部分文档作品中含有的国旗、国徽等图片,仅作为作品整体效果示例展示,禁止商用。设计者仅对作品中独创性部分享有著作权。
- 关 键 词:
- 推荐 6万吨年硫磺回收和溶剂再生装置总体设计 精品 万吨年 硫磺 回收 溶剂 再生 装置 总体 设计