齐鲁第四硫磺装置开工运行总结

波动易造成配风滞后，而配风滞后的直接后果是空气不足。
6 装置总硫回收率计算 6.1 总硫收率计算方法 6.1.1 硫磺潜含量的计算
硫磺的潜含量就是酸性气中的硫磺含量： 设酸气流量为 Q 酸：浓度为 a（a 百分数），则 H2S 的摩尔数为 Q 酸×a/22.4 摩尔； 因为 1 摩尔含有 32 克硫磺，所以每小时酸性气量中 H2S 中含硫量为：Q 酸×a×32/22.4 6.1.2 总硫回收率计算 硫磺收率＝1－吸收塔出口 H2S 折合元素硫量÷酸气潜硫含量 6.2 总硫回收率计算结果
4
用 2008 年 8 月 28 日实测数据对第四硫磺装置的硫磺收率进行了计算，详细计算结果如 表 5。
表 5 硫磺收率计算结果汇总
项目
单位
采集值
酸气流量
m3/h
9388
混合酸气 H2S 浓度（体积比）
%
88
硫磺的潜含量
t/h
11.802
吸收塔净化气流量 净化气中总硫
m3/h mg/m3
15736 9.9
能耗数据
单位 数量 单位 数量
t/t
MJ/h
MJ/y
循环冷水
t/h 649.5 MJ/t 242.79 57.99 2719.33 2284.24
除氧水
t/h 10.45 MJ/t 359.39 0.93 4025.17 3381.14
附设计值 ×104MJ
2900.15 2510.82
3
项目
消耗量 单位 数量
H2S
%(体积比) 4.0
COS
%(体积比) 0.20
SO2
%(体积比) 1.9
7.2.3 制硫反应炉运行情况结果 理论上认为，制硫反应炉的转化率在 65％左右，但本次计算转化率较高，可能与 ER401
出口采样分析不准确有一定的关系。另外，通常影响制硫炉 H2S 转化率的因素还有：①原料 气波动大。原料气流量和组分的频繁波动易造成配风滞后，而配风滞后的直接后果是空气不 足。②H2S/SO2 比率分析仪未投自动，造成 H2S/SO2 分子比在 2 附近波动。③生成较多的 COS。
关键词：物料平衡 能耗 硫磺收率 总硫排放 产品质量
1前 言 中石化齐鲁分公司胜利炼油厂是国内加工高硫高酸原油的主要炼油装置，建造大型制硫
装置对其全局生产来说，意义重大。胜利炼油厂第二套 80 kt/a 硫磺回收装置属于齐鲁石化 分公司重油深加工及安全隐患治理技术改造项目重点建设项目，该装置于 2008 年 4 月 2 日 实现中间交接，经过水洗、吹扫、气密、烘炉烘器及热态考核、装催化剂、炉子升温、系统 升温等步骤于 2008 年 5 月 14 日 14：30 引酸性气进装置进行投料试车，5 月 16 日全面正常。
吸收塔出口 H2S 含量
t/h
0.000155
硫磺收率
%
99.99
由上表可看出，第四硫磺装置的总硫收率较高。
7 制硫反应炉运行情况 7.1 制硫反应炉操作
混合酸性气与含氨酸性气分别经混合酸性气分液罐 D401A、含氨酸性气分液罐 D401B 脱 水后，分两路进入制硫燃烧炉 F401。在炉内通过控制配风量使约 65%（V）的 H2S 进行高温 Claus 反应转化生成单质硫，剩余 H2S 中又有 1/3 转化成 SO2，并将酸性气中的氨和烃类等杂 质全部氧化分解。 7.2 制硫反应炉转化率计算 7.2.1 制硫反应炉转化率计算公式
制硫炉转化率＝1－ER401 出口元素硫折合量÷酸气中潜硫量 7.2.2 制硫反应炉转化率计算结果
取 8 月 28 日数据作为制硫反应炉转化率计算结果，见表 6、表 7。
表 6 制硫反应炉运行数据汇总
炉膛温度
炉内压力
H2S 转化率
℃
MPa（绝压）
%
1278
0.144
77.80
表 7 制硫反应炉出口分析数据
能耗数据 单位 数量
单耗 t/t
能耗数据
MJ/h
MJ/y
附设计值 ×104MJ
除盐水
t/h 21.5 MJ/t 180.03 1.92 2016.37 1693.75
332.443
新鲜水
t/h
0
MJ/t
0
0
0
0.00
5.9808
电
kwh/h 853.32 MJ/t 829.39 76.189 9289.168 7802.90
项目
单位
采集值
酸气流量
m3/h
9388
酸气 H2S 浓度（体积比）
%
88
空气流量
m3/h
20046
硫磺的潜含量
t/h
11.802
加氢尾气体积量
m3/h
21967
加氢反应器出口 H2S 含量（体积比）
％
1.725
加氢反应器出口 H2S 折合元素硫量
t/h
0.541
H2S 转化率
%
95.42
由表 4 可以看出，计算结果 H2S 转化率略低，主要原因如下：原料气流量和组分的频繁
合计
－17423
－25608
5 制硫部分 H2S 转化率计算 5.1 H2S 转化率计算方法
H2S 转化率＝1－加氢尾气 H2S 折合元素硫量÷酸气潜硫量 5.2 H2S 转化率计算结果
用 2008 年 8 月 28 日测数据对第四硫磺装置的 H2S 转化率进行了计算，详细计算结果如 下。
表 4 H2S 转化率计算结果汇总表
制硫催化剂；二级反应器全部装填 LS-300 氧化铝基制硫催化剂；尾气加氢反应使用 LS-951T
新型 Claus 尾气加氢催化剂。
8.1 一级转化器的运行情况
一级转化器
R401，一般控制在 300~330℃。在转化器中，2H 2 S
组成 烟气 酸性水 返回酸气
合计
出方 千克/时 32040
吨/日 768
4605
111
855
21
吨/年 269136 38682 7182
37500
900
315000
4 装置能耗 装置能耗计算数据见表 3。
表 3 装置能耗 （按产量为 11.2t/h，每年生产 8400h 计算）
项目
消耗量
能耗数据
单耗
1
F401—酸气燃烧炉; ER401—制硫余热锅炉; E401—一级冷凝冷却器; E402—二级冷凝冷却器；E403—三级冷凝冷却器；E404—过程气换热器； R401—一级转化器; R402—二级转化器; D405—尾气分液罐
图1 制硫部分工艺流程图 2.2 尾气处理部分
制硫部分排出的硫磺尾气经过混氢，进入尾气加热器（E-501），与尾气焚烧炉（F-501） 出口的高温烟气换热，温度升到300℃后进入加氢反应器（R-501），在催化剂的作用下进行 加氢、水解反应，使尾气中的二氧化碳、元素硫、有机硫还原、水解为H2S。反应后的高温 气体，进入蒸汽发生器（E-502），产生0.3MPa(g)的饱和蒸汽，同时，高温气体被冷却至160℃。 再进入尾气急冷塔(C-501)下部，经于急冷水逆流接触，水洗冷却至40℃左右，再进入尾气 吸收塔(C-502)下部。尾气急冷塔使用的急冷水，用急冷水循环泵(P-501/A,B)自C-501底部 抽出，经急冷水冷却器(E-504/A.B)冷却至40℃后返C-501循环使用。
齐鲁第四硫磺装置开工运行总结
李勤树 齐鲁石化公司胜利炼油厂硫磺二车间
摘要：介绍齐鲁石化胜利炼油厂第二套 80 kt/a 硫磺回收装置的工艺流程；通过实测数据，对该装置 的硫磺收率、H2S 转化率等数据进行了计算；详细论述了该装置开工 3 个月后主要设备的运行情况；并提出 该装置存在的主要问题及下一步改进方向。目前该装置运行平稳，各项指标均达到设计要求，产品质量合 格率 100％，净化气排放合格。
制硫尾气
28931
694
243020
合计
40201
965 337687
合计
40201
965
337687
组成 制硫尾气 氢气 空气 燃料气 合计
入方
千克/时
吨/日
28931 8
694 0.192
8324200Fra bibliotek237
6
37500
900
表 2 尾气部分物料平衡
吨/年 243020
67 69922 1991 315000
P-503A、B—再生塔
顶回流泵
A-501—再生塔顶冷凝冷却器
图2 尾气处理部分工艺流程图
3 物料平衡
装置物料平衡数据见表 1、表 2。
表 1 制硫部分物料平衡
入方
出方
组成
千克/时 吨/日 吨/年
组成
千克/时
吨/日
吨/年
酸性气
14249
硫磺
342
119691
11270
271
94667
空气
25952
623 217996
装置的投产对优化原油加工、增产化工原料、保证安全清洁生产、全面提升技术指标和 经济效益有着非常重要的意义。本文以该装置运行 3 个多月后实测数据为基础，对该装置的 生产能力、物耗、能耗、尾气排放、H2S 转化率、硫磺收率和各设备运行情况进行论述。 2 工艺流程简述 2.1 制硫部分
原料气进入反应炉F401，配给压缩空气，经燃烧，将酸性气中的氨和烃类等有机物全部 分解。在炉内约65％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。自 酸气燃烧炉排出的高温过程气，一小部分通过高温掺合阀调节第一级转化器R401的入口温 度，其余部分进入制硫余热锅炉ER401冷却。从制硫余热锅炉ER401出来的过程气进入一级冷 凝冷却器E401。在一级冷凝冷却器E401末端，冷凝下来的液体硫磺与过程气分离，自底部流 出进入硫池；顶部出来的过程气经高温掺合阀调节至所需温度，进入一级转化器R401，在催 化剂的作用下进行反应。反应后的气体先经过过程气换热器E404管程与进二级转化器R402 的冷气流换热，然后进入二级冷凝冷却器E402。二级冷凝冷却器E402冷凝下来的液体硫磺， 在末端与过程气分离，自底部流出进入硫池，顶部出来的过程气经过程气换热器壳程与一级 转化器R401出口的高温气流换热后，进入二级转化器R402，过程气在催化剂的作用下继续进 行反应，反应后的过程气进入三级冷凝冷却器E403。在三级冷凝冷却器E403末端，被冷凝下 来的液体硫磺与过程气分离，自底部流出进入硫池；顶部出来的过程气经尾气分液罐D405 分离后，进入尾气处理部分。自E-401、402、403分出的液态硫进入液硫脱气池后，经注入 氮气，用抽空器将H2S气体抽出送至尾气焚烧炉F-501焚烧后排烟囱。
5
从实测数值来看，通过调整中段酸气的流量，F401 炉温可控在 1280℃左右，完全能满 足烧氨需要。
8 制硫一、二级转化器及加氢反应器运行情况
该装置制硫单元和尾气加氢单元均使用齐鲁分公司研究院开发的 LS 系列催化剂，其中，
一级转化器上部装填使用 1/3LS-971 脱氧保护型催化剂，下部装填 2/3 的 LS-300 氧化铝基
MDEA贫液自D-502经贫胺液泵(P-504)抽出送至尾气吸收塔(C-502)上部，在塔内尾气与 贫液逆流接触，其中的H2S被吸收。自塔顶出来的净化气，进入尾气焚烧炉(F-501)，在700℃ 高温下，将净化气中残留的硫化物焚烧生成SO2。焚烧后的高温烟气经过蒸汽过热器和尾气 加热器回收热量后，烟气温度降至329℃，最后经烟囱排入大气。吸收H2S后的MDEA富液，由 C-502塔底经富液泵(P-502/A、B)升压后，先经贫富液换热器（E-506/A，B，C,D）换热，温 度升至85℃进入溶剂再生塔（C-503）上部进行再生。C-503热源由再生塔底再沸器（E-505） 供给。塔底贫液经E-506/A、B，C,D温度由121℃降至79℃后再经贫液冷却器（E-507A、B） 用循环水冷却至40℃后进入溶剂储罐（D-502A、B）储存，供C-502循环使用。C-503顶气体 经再生塔顶冷凝冷却器（A-501），温度降至40℃进入再生塔顶回流罐（D-503）分液。液相 经再生塔顶回流泵（P-503A、B）打回C-503顶；气体为解析的酸性气，返回D-401制硫。
10689.98
1.0MPa(a)蒸汽 t/h 4.15 MJ/t 1085.95 0.37 12162.64 10216.62 17058.32
3.5MPa(a)蒸汽 t/h -21.4 MJ/t -7039.85 -1.91 -78846.32 -66230.91 -59106.096
燃料气
t/h 0.7 MJ/t 2485.91 0.06 27891.91 23429.20 22191.71
2
F-501—尾气焚烧炉
E-503—蒸汽过热器 E-501—尾气加热器 ST-501—烟囱
R-501—加氢反应器
E-502—蒸汽发生器 P-501A、B—急冷水泵 C-501—尾气急冷塔
P-502A、B—富胺液泵 P-504/A.B—贫胺液泵
C-502—尾气吸收塔 C-503—溶剂再
生塔、E-506A、B、C、D—贫液冷却器 D-503—再生塔顶回流罐