2万吨硫磺回收

2万吨/年硫磺及酸性水汽提装置

技术方案2万吨/年硫磺及酸性水汽提装置本装置为XX开发区化工园区的其他化工装置的配套项目，集中处置酸性水、含硫尾气，进行有尝加工，年回收硫磺20000吨，投资约3700万元.一、概述目前，国内炼厂的酸性气、酸性水处置设施的配置模式多种多样，每一个厂的情形都不相同，但归纳起来都有一起点：脱硫溶剂再生、酸性水汽提分散在主体装置内。酸性气多点输送，距硫磺回收装置较远。由于酸性水、酸性气的分散处置，在实际生产中已经暴露了许多问题,而酸性水和酸性气集中处置具有以下优势:知足生产需要和环境爱惜的要求。节省投资和占地。公用工程及溶剂消耗显著降低。系统流程简化。硫磺回收装置及系统靠得住性增加。不易发生HS泄露，工厂系统更平安。2两个系列互连、互备，增加生产灵活性。联合操作，车间即可统一和谐治理。本可研本着污染集中治理、节省投资与占地、综合利用、节能降耗、合理优化等原那么，全厂的脱硫富溶剂集中再生，全厂酸性水分类集中处置，与硫磺回收装置联合布置，统一治理、操作，实现全厂酸性气、酸性水处置的平安、稳固、优化、长效。气体脱硫与各工艺装置一体考虑，其吸收HS的富溶剂集中再生。2各工艺装置产生的含硫污水别离排出，分类集中处置。新建一套酸性水汽提装置，处置上游装置来的酸性水。溶剂集中再生、酸性水汽提装置与硫磺回收装置联合布置，统一治理、联合操作，形成酸性气、酸性水的集中处置装置区。硫磺装置处置全厂所有的酸性气。

二、酸性水汽提(一)概述本装置处置延迟焦扮装置、硫磺装置及原有装置等上游装置来的酸性水，考虑其它不确信因素及后续装置的建设，酸性水汽提装置的设计规模为60t/h.(二)原料及产品性质一、原料性质延迟焦化酸性水加氢改质酸性水常减压酸性水延迟焦化酸性水加氢改质酸性水常减压酸性水二、产品性质2NH-N2000~3000ppm3HS5000〜10000ppm2NH-N3000~5000ppm3HS500~1000ppm2净化水：HS2W50ppm,NH-N<100ppm3净化水：HS2W50ppm,NH-N<100ppm3(三)工艺技术选择国内酸性水汽提工艺要紧分为单塔加压汽提氨侧线抽出工艺、双塔加压汽提工艺及单塔低压汽提工艺。(1)单塔加压汽提氨侧线抽出工艺是在加压汽提塔中部抽出一股富氨气体，经三级冷却分凝后取得较高纯度的氨气，而H2s从汽提塔顶分出，从而使H2s及NH3分开。单塔加压汽提工艺事实上是将脱H2s塔与脱NH3塔合为一个塔，该工艺具有流程较复杂、能耗中等、操纵难度较高等特点。(2)双塔加压汽提工艺对原料的适应性强，对H2s及NH3含量高的酸性水尤其适用。酸性水中的H2s及NH3别离在两个塔中逐级脱出，操作上易于操纵，但流程较复杂，能耗较高，动工时刻较长。国内关于单塔加压汽提氨侧线抽出工艺、双塔加压汽提工艺副产的高纯度NH3大多通过脱硫精制及紧缩冷凝制成液氨加以回收，做到资源的充分利用，代价是工艺流程复杂、操作难度增加、投资较高、能耗高、占地多。单塔低压汽提工艺，能耗最低，投资最少，易操作。以往小型炼厂处置低浓度酸性水的装置其酸性气多送往火炬或燃烧炉燃烧，不能知足日趋严格的环保要求。

关于大中型炼厂，酸性水汽提装置采纳单塔低压汽提工艺，不设氨回收系统能够简化流程、节省投资及占地、降低能耗、方便操作，其含H2s及NH3酸性气可直接送至硫磺回收装置，硫磺回收装置制硫炉需配置特殊的火嘴。表1-1 技术方案比较方案项目单塔加压侧线抽出汽提双塔加压汽提单塔低压全吹出汽提1、技术成熟可靠程度可靠可靠可靠2、工艺流程较复杂复杂简单3、回收液氨回收回收不回收4、投资较高高低5、占地面积较大大小6、蒸汽单耗Kg/t酸性水160-200250〜280130〜1807、酸性气质量酸性气不含氨，酸性气压力高可满足远距离输送酸性气不含氨，酸性气压力高可满足远距离输送酸性气为硫化氢和氨的混合物，不宜远距离输送。8、净化水质量满足要求满足要求满足要求工艺技术方案选择：为降低工程投资，减少公用工程消耗和占地，解决工厂副产液氨无前途的问题，酸性水汽提工艺技术方案采纳单塔低压全吹出汽提工艺。采纳单塔常压汽提工艺，酸性水中的硫化氢和氨经蒸汽汽提，再经冷凝分液后，与溶剂再生装置的酸性气一并送往硫磺回收装置回收硫汽磺提；后的净化水可回用至各装置，多余的直接排入含油污水管网，知足污水处置场进水水质要求。要紧操作条件表1-2 要紧操作条件项 目单位数据项 目单位数据汽提塔顶压力MPa(g)汽提塔顶温度℃90汽提塔底压力MPa(g)汽提塔底温度℃130物料平稳表1-3 物料平稳表项 目Kg/h备注入酸性水60000出方1.净化水590402.酸性气960合 计60000工艺流程简述各装置来的酸性水进入酸性水脱气罐，脱出烃类气体。酸性水自流至酸性水除油器，脱油后的酸性水进入酸性水储罐，罐顶气体至水封罐经水洗后排至大气，酸性水由酸性水进料泵抽出，经酸性水—净化水换热器换至95℃左右，进入污水汽提塔中部。塔底用（g）蒸汽汽提，塔顶含氨酸性气经空冷冷至80℃左右，经塔顶分液罐分液后，作为塔顶回流。塔底净化水经酸性水—净化水换热器冷至50℃左右送出装置。自动操纵一、要紧操纵方案本装置除常规PID单回路和串级操纵外无复杂的操纵方案。二、仪表选型仪表选型原那么见第二章中第四节自动操纵水平中内容。3、DCS操纵系统配置TOC\o"1-5"\h\z①操纵回路数（包括复杂回路） 15个②检测点 28个③操作站 1个④DCS操纵柜（含平安栅柜、端子柜） 2个4、仪表供风本装置的仪表净化风压力按规定不小于（表）。本装置仪表最大耗气量为30标准立方米/时。要紧设备的选择酸性水汽提部份要紧设备约15台，其中:TOC\o"1-5"\h\z塔 器 1 台容 器 4 台冷换设备 2 台泵 8 台酸性水汽体装置中侵蚀介质主若是H2S、CO2、NH3、CN-等，和由它们之间的反映生成的NH4HS和NH4HCO3。设备选材应避免H2S、CN-等可能引发的应力侵蚀破坏和氢鼓泡。酸性水汽提塔：依照介质、温度情形，下部选用20R钢板加焊后排除应力热处置，上部采纳不锈钢，塔内件塔盘等采纳不锈钢。公用工程消耗表1-4 公用工程消耗表序号项目消耗量备注单位数量1蒸汽t/h2电kWh353循环水t/h1604净化风Nm3/h20三、溶剂再生（一）概述溶剂再生处置焦化干气液化气脱硫和硫磺回收装置尾气处置来的富液。总处置规模：〜140t/h。（二）原料及产品性质.原料性质富胺液HS含量22g/L2.产品性质贫胺液HS含量g/L2（三）装置物料平稳表1-5 物料平稳表项 目kg/ht/a入1.富胺液14204511363602.补充水95760方合计1421401137120出1.贫胺液14000011200002.酸性气210016800方3.闪蒸烃~40320合 计1421401137120（四）工艺技术选择采纳常规汽提再生法，再生塔底重沸器热源采纳低压蒸汽。MEA、DEA、DIPA、MDEA和复合MDEA都可用于干气及液化石油气脱硫处置.MEA是工业用醇胺中碱性最强的，它与酸性组分迅速反映，很容易使原料气硫化氢含量降到5mg/m3以下。即可脱CO2也可脱H2S，对二者无选择性。具有最大的酸性气负荷。侵蚀性强，溶剂损失量大。DEA是仲胺，和MEA的要紧区别是与COS及CS2的反映速度较慢，DEA对CO2和H2S也没有选择性，但侵蚀性较轻，降解物溶剂损失量较少。DIPA是仲胺，对HS有必然的选择性，其特点是有部份脱除有机硫的能力，侵蚀2性较小。MDEA是叔胺，尽管其与H2s的反映能力不及MEA，但在CO2和H2S共存时，对H2S有良好的选择性。具有节能、侵蚀性轻、不易降解变质的特点。复合型甲基二乙醇胺（MDEA）溶剂是最近几年来国内外研究、应用最快的溶剂，该溶剂是以MDEA为基础组分，加入适量添加剂改善胺溶液的脱硫选择性、抗降解和抗侵蚀能力，另外还加入微量辅助添加剂，以增加溶剂的抗氧化和抗发泡能力。到目前为止，我国已有30多套工业装置采纳复合型MDEA溶剂，普遍收到较好的利用成效。复合型甲基二乙醇胺（MDEA）溶剂与传统的其他醇胺脱硫剂（MEA、DEA、DIPA）相较要紧有以下特点：♦对HS有较高的选择吸收性能，溶剂再生后酸性气浓度能够达到70%（V）.2♦溶剂损失量小。其蒸汽压在几种醇胺中最低，而且化学性质稳固，溶剂降解物少。♦碱性在几种醇胺中最低，故侵蚀性最轻。装置能耗低。与H2S、CO2的反映热最小，同时利用浓度可达25-40%,溶剂循环量降低，故再生需要的蒸汽量大大降低。节省了投资。因其对HS选择性吸收高，溶剂循环量降低且利用浓度高，故降低2了设备体积，节省了投资。表1-6 脱硫剂的物化性质MEADEADIPAMDEA分子量密度，20℃,g/ml凝点℃2842粘度，20℃,mm/s380(30198(45101蒸汽压，20℃Pa28<<<沸点℃()()150167164水中溶解度20℃完全互溶87完全互溶反应热kJ/kg,H2S1905111911401050KJ/kg,CO21920151021801420综合以上分析，推荐采纳复合型甲基二乙醇胺溶剂作为脱硫剂。是先进靠得住而且是最经济的。富液采纳中温（60~65℃）低压闪蒸方式，稳固再生塔操作，降低酸性气带烃，闪蒸压力,停留时刻大于20分钟。设置完善的溶剂过滤系统。过滤是胺法净化系统减轻溶剂发泡、降低系统侵蚀产物的最有效手腕之一。本可研采纳机械（袋式）和活性炭两种过滤相结合的过滤形式。袋式过滤用于脱除致使发泡、侵蚀和不合格产品的颗粒物；活性炭采纳高碘值烟煤基活性炭，用于吸附夹带的烃类、胺降解产物、游离铁和热稳固盐类。再生塔底采纳低压蒸汽供热，幸免塔底重沸器管制壁温太高而产生的溶剂降解。（五）工艺流程说明自焦扮装置、油品改质装置和硫磺回收装置尾气处置来的含HS富溶剂混合进入2富液缓冲罐闪蒸出轻烃后，经富液泵与贫液换热后进入再生塔汽提再生，再生塔底由重沸器供热，塔顶酸性气经冷凝冷却后，酸性气送至硫磺回收装置，冷凝液经泵返回再生塔作为回流，塔底贫液经与富液换热并进一步冷却后，进入溶剂缓冲罐，贫溶剂由溶剂泵别离送至上述各装置循环利用。自动操纵一、要紧操纵方案本装置除常规PID单回路和串级操纵外无复杂的操纵方案。①操纵回路数 5个②检测点 18个二、仪表选型仪表选型原那么见第二章中第四节自动操纵水平中内容。3、仪表供风本装置的仪表净化风压力按规定不小于（表）。要紧设备选择一、再生塔：采纳25层浮阀塔盘。（八）消耗指标一、公用工程消耗表1-7 公用工程消耗表序号项目单位消耗量备注1循环冷水t/h500连续2新鲜水t/h10间断最大量3脱盐水t/h14电185380V5蒸汽t/h连续/间断6回收凝结水t/h连续7非净化压缩空气m3n/h30间断8净化压缩空气m3n/h30连续9氮气m3n/h15/120连续/间断二、化学药剂消耗量复合甲基二乙醇胺： 年用量30t。四、硫磺回收装置

（一）概述本装置包括硫磺回收、尾气处置、尾气燃烧、液硫脱气和液硫成型五个部份，处置溶剂再生和酸性水汽提来的酸性气。硫磺装置规模适当扩大,按最大生产硫磺2X104t/a的规模进行设备设计，实际生产硫磺义104t/a。（二）原料及产品性质一、原料性质本装置的原料为溶剂再生及酸性水汽提装置来酸性气，其组成见表表4-4-8。二、产品性质表1-9硫磺产品指标项目纯度砷含量灰份酸度（以H2sO4计）水份指标％（m/m）三WWWW（三）装置物料平稳（1）制硫部份表1-10制硫部份物料平稳表项目名称Wt%kg/h104t/a进料进装置酸性气3650制硫用空气7813合 计10011463出料硫磺3288制硫尾气8175合 计10011463（2）尾气处置部份表1-11表1-11尾气处置部份物料平稳表项目名称Wt%kg/h104t/a进料制硫尾气8175空气4607燃料气210MDEA（25%贫液）48420合 计10061412出料排放废气10800MDEA（富液）49074急冷水（至污水汽提）1538合 计10061412（四）工艺技术选择一、国内硫磺回收及尾气处置的现状我国自第一套从天然气中回收硫磺的装置1966年投产以来，随着加工含硫原油及天然气开采量的增加及环保要求的提高，硫磺回收装置的数量及规模迅速增加，最近几年来，国内硫磺回下班艺技术水平也有专门大提高，齐鲁石化公司和沪州天然气研究院接踵研制几种专门性能的催化剂，正在慢慢形成国产硫磺回收催化剂系列。目前国内硫磺回收装置已超过60套，单套规模最小的为300t/a,最大的为10X104t/a,绝大部份小于1X104t/a。三十连年来，我国自行设计与投产的装置约有四十多套，工艺方式除少数厂因处置低浓度酸性气采纳分流法外，其余都是采纳部份燃烧法，转化器级数大多采纳二级转化，进程气加热方式大多采纳外旁路掺合，硫磺尾气大多采纳热燃烧。二、工艺技术方案比较随着装置规模的扩大及环保标准日趋严格等诸多因素阻碍，尾气仅经热燃烧已不能知足要求，因此最近几年来前后从国外引进几种尾气处置技术。依照国外公司提供的有关资料，在过去十年进展最快的硫磺回收和尾气处置工艺要紧分为以下三类：低温克劳斯法：以MCRC、CBA和Sulfureen为代表。还原一吸收法：以SCOT、RAR为代表。选择性氧化法：以Superclaus和BSR/HI-Activity为代表。⑴还原—吸下班艺的大体进程是：硫磺尾气和氢气加热后与燃料气燃烧的高温烟气混合至300℃左右进入加氢反映器，在加氢催化剂作用下，使尾气中的硫及硫化物（S6,S8,COS,CS2）几乎全数转变成硫化氢，该进程气经冷却后进入脱硫吸收塔，几乎全数硫化氢及部份二氧化碳被溶剂吸收，使尾气中总硫小于300ppm，经尾气燃烧后排放。吸收了硫化氢、二氧化碳的富液进入再生塔，再生塔顶酸性气送至硫回收作为原料，再生后的贫液返回吸收塔循环利用。该工艺是利用酸性气尾气中的硫及硫化物加氢还原成硫化氢，并经醇胺溶剂吸收以达净化尾气的目的，净化度在各类尾气处置方式中是最高的，尾气中的总硫可降低至300ppm以下，硫的总回收率可达％。但该法工艺流程较复杂，设备投资及操作费用也居各类尾气处置方式之首，一样来讲，尾气处置的设备投资约和硫磺回收的设备投资相当，因此该工艺常经常使用于大规模且大气环境要求极严的地域。⑵MCRC工艺是一种将常规CLAUS进程和低温CLAUS进程结合在一路的工艺进程（转化级数通常采纳四级或三级），其效率相当于常规CLAUS进程和低温CLAUS进程联合的总效率，三级转化的MCRC工艺硫回收率为~99%。三级转化器中的一级转化器是常规^LAUS转化器，后两级转化器在亚硫露点下操作，依次进行再生，按期切换操作。三级转化MCR的qm个转化器起到了常规CLAUS加上尾气处置的一顶二作用，因此这种方式相对来讲流程简单、设备投资和操作费用较低，是一种竞争能力很强的尾气处置工艺。⑶Superclaus工艺是在硫磺回收后增加一台装有选择性氧化催化剂的反映器，现在硫磺回收采纳硫化氢过量操作，而不是常规操纵H2S/SO2=2的操作方法，使离开硫磺回收的末级反映器的尾气中含有~%（V）的硫化氢。采纳这种流程，选择性氧化反映器前为二级转化时，硫回收率为99%，假设为三级转化时，硫回收率为%。该工艺流程简单，操作靠得住，设备投资和操作费用低，是一种很有竞争力的工艺。⑷综合比较，硫回下班艺装置的技术经济比较表表1-12 技术经济比较表项目工艺类型克劳斯段硫回收率%全装置总硫回收率%相对投资%操作费用工艺特征Claus（二级）〜96〜9680低工艺简单，要求H2S/SO产2,有机硫水解完全Claus〜98〜98100低工艺简单，要求H2S/SO产2,须装填（三级）使用高活性系列化催化剂，有机硫水解完全MCRC9699100〜125较低二、三级过程气采用时间程序控制，周期性切换操作，要求使用高活性催化剂，有机硫水解完全，H2S/SO2^2比率控制非常严格。SuperClaus-99或>9599〜105〜120较低要求使用高活性催化剂，有机硫水解完全，采用选择性氧化催化剂，工艺简单，操作容易Claus（二级〕+SCOT（还原-吸收）>95三170〜200较高工艺复杂，投资消耗较高，不要求特别严格的HS/SO^2比率控制，2 2有机硫水解完全，尾气中硫化物被加氢还原为H2s并被吸收依照以上表中几种硫磺回收及尾气处置工艺方案技术经济的比较能够看出，在选择硫磺回下班艺类型时，需要在考虑装置规模、硫磺回收率的同时，还要结合装置的周围环境、气象及综合污染效应，在知足环保要求的社会效益前提下，尽可能降低装置投资及操作费用，提高经济效益。SuperClaus工艺和MCRC工艺因具有良好的技术经济性，不需要另加尾气处置装置而令人注视；还原—吸下班艺尽管投资和操作费用较高，但尾气净化程度高，SO2排放浓度＜300PPm,最低已可至10Ppm〜50PPm,环境和规模效益较好，因此仍然是最为成熟，靠得住、适于推行利用的工艺。3、工艺技术方案选择依照上述情形，选择硫磺回收及尾气处置工艺方案时的一样原那么是：当采纳常规CLAUS工艺，硫磺尾气经热燃烧不能知足排放要求时，第一考虑采纳流程较简单，投资较低的低温CLAUS工艺（如MCRC等）及最近几年开发的SUPERCLAUS工艺，如仍不能知足要求，且装置规模又较大时，才考虑采纳流程较复杂，操作费用较高，投资又较大的还原—吸下班艺。国家环保局提出了1997年1月1日开始实施的新标准，该标准除严格了烟囱高度和SO2排放量的关系外，还提出了5。2排放浓度需小于960mg/m3的要求；如此就要求所有的硫磺回收装置必需采纳还原—吸下班艺才能达到要求。依照现有酸性气的浓度及流量，结合工厂脱硫溶剂进行集中再生，并与该装置联合布置的特点，尾气处置不需配套单独的溶剂再生系统，尾气吸收溶剂进溶剂再生装置集中处置，降低尾气处置的投资，相应操作费用也有所降低，本可行性研究报告建议采纳部份燃烧法，外掺合两级转化的常规克劳斯制硫工艺，尾气处置采纳还原-吸下班艺。4、工艺技术特点⑴采纳部份燃烧法、外掺合两级转化Claus制硫工艺。⑵尾气处置采纳还原－吸下班艺。总硫回收率可达%以上。⑶尾气采纳热燃烧后经80米烟囱排空，排空烟气中SO量及浓度知足国家大气污2染物综合排放标准（GB16297-1996）的要求。⑷液硫脱气采纳循环和注氨结合的方式，将液硫中的HS降到最低，减轻操作环2境的污染。⑸尾气处置不设单独的再生系统，吸收溶剂送入溶剂再生装置，降低投资和消耗。要紧操作条件表1-13 要紧操作条件表项 目单位数据进装置酸性气温度℃40进装置酸性气压力MPa(g)制硫燃烧炉炉膛温度℃1300制硫余热锅炉汽包产生蒸汽压力MPa(g)冷凝器产生蒸汽压力MPa(g)尾气加氢反应器入口温度℃290〜300尾气急冷塔气流出口温度℃40尾气吸收塔胺液进口温度℃40尾气焚烧炉炉膛温度℃670工艺流程简述一、制硫部份自酸性水汽提及溶剂再生装置来的酸性气经酸性气分液罐分液后进入酸性气燃烧炉。酸性气分液罐排出的酸性液，自流至酸性液压送罐，经酸性水泵送到装置外（酸性水汽提装置）处置。在炉内，依照制硫反映需氧量，通过比值调剂严格操纵进炉空气量，使进炉酸性气中的HS约有65%直接生成元素硫，进程气经制硫余热锅炉发生（g）蒸汽回收余2热，再经一级冷凝器发生低压蒸汽，同时将进程气中的元素硫冷凝为液态并分出进入液硫池。依照反映温度要求，一级冷凝器后的进程气与制硫燃烧炉后的高温气流通太高温掺合阀，按要求混合后进入一级转化器，在催化剂的作用下，进程气中的HS和2SO2进一步转化为元素硫，自一转出来的高温进程气进入进程气换热器，与自二冷出来的进程气换热后，再进入二级冷凝器，进程气经二级冷凝器发生蒸汽并使元素硫凝为液态，液硫捕集分离后进入液硫池；由二级冷凝器出来的进程气再经进程气换热器加热后进入二级转化器，使进程气中剩余的H2S和SO2进一步发生催化转化，二转出口进程气经三级冷凝器发生蒸汽并使元素硫凝为液态，液硫被捕集分离进入液硫池，尾气经尾气分液罐分液后进入尾气处置部份。液硫池的液硫，经脱气处置，液硫中的有毒气体被分出，送至尾气燃烧炉燃烧。脱气后的液硫用泵送至液硫成型或至液硫装车。二、尾气处置部份以焦化干气作燃料，在还原炉的燃烧室内进行次化学当量燃烧，产生还原性气体（H2、CO）,自制硫尾气分液罐出来的制硫尾气，与该还原气在混合室内混合，被加热到300℃左右进入加氢反映器，在加氢催化剂的作用下进行加氢水解反映，将SO2、SX、CS2、COS等还原为H2S。从尾气加氢反映器出来的气流经蒸汽发生器发生蒸汽回收热量后进入尾气急冷塔，与急冷水直接接触降温。塔底污水经急冷水冷却器冷却后从头打入塔内循环利用，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单元处置。为了避免设备侵蚀，需在急冷水中注入NH3，以调剂其pH值。急冷降温后的尾气自塔顶出来进入尾气吸收塔，用上游再生系统送来的甲基二乙醇胺溶液吸收其中的HS,尾气吸收塔顶出来的净化气进入尾气燃烧炉燃烧，在尾气燃烧炉内，净化气中残2余的H2s被燃为SO2,烃类分解成CO2和4。，高温烟气经蒸汽过热器和尾气加热器与制硫尾气换热回收余热，再与掺入的冷空气混合降温后由烟囱排放。尾气吸收塔利用后的富液用富液泵送返上游溶剂再生设施进行溶剂再生。（七）自动操纵水平一、生产装置对仪表和自动化水平的要求（1）本装置是以清洁酸性气和含氨酸性气为原料，产品为液体硫磺和固体硫磺，净化尾气达标排放。本装置操作温度较高，工艺介质粘稠、易结晶，易燃易爆，且含有硫化氢有毒介质，故对自控设备选型、防爆要求严格。（2）为知足工艺进程的要求，确保装置长周期、满负荷、优质、平安、平稳运行；本装置采纳分散操纵系统（DCS）。（3）为确保装置平安生产和人身平安，对可能泄漏或聚集硫化氢和可燃气体的地址，按规定设硫化氢有毒气体检测器及可燃气体检测器，信号送至DCS进行指示、报警、记录。（4）对进出装置的酸性气、循环水、新鲜水、蒸汽等按不同要求设置了流量指示积存。二、要紧操纵方案自动操纵均选用成熟的，经实践证明是靠得住的操纵方案，除常规PID单回路和串级操纵外，装置内还采纳了以下一些较为复杂的操纵方案。（1）进程气换热器、尾气加热器出口温度采纳两分程操纵，两分程操纵系统全数采纳DCS内电分程（两路4-20mA输出）。（2）制硫燃烧炉的燃料气配风及酸性气配风、尾气燃烧炉的燃料气配风均采纳比值操纵系统。（3）制硫燃烧炉燃料气与蒸汽及风的双重配比操纵。（4）所有泵的运行状态在DCS上设有状态运行指示。（5）平安联锁、顺序操纵和关联变量条件操纵3、仪表选型凡属爆炸危险区安装的电动仪表，必需符合该区的防爆要求，优先选用本质平安型仪表，部份仪表用隔爆型。4、DCS操纵系统配置TOC\o"1-5"\h\z①操纵回路数（包括复杂回路） 65个②检测点 98个③操作站 2个④DCS操纵柜（含平安栅柜、端子柜） 3个⑤报警报表打印机 2台五、仪表供电、供风（1）仪表供电仪表用电供给机柜室为220VAC50Hz单相电源，由不中断电源UPS供给，容量为10KVA。（2）仪表供风本装置的仪表净化风压力按规定不小于（表）。本装置仪表最大耗气量为150标准立方米/时。（八）要紧设备选择硫磺回收装置共有要紧设备约32台，其中:TOC\o"1-5"\h\z塔器 2 台加热炉 3 台反映器 3 台容器 7 台冷换设备 9 台泵 8 台一、工业炉：该装置含酸性气燃烧炉，还原炉及尾气燃烧炉各一台。酸性气燃烧炉是Claus反映的要紧设备，它对全装置长周期稳固运行起决定作用。由于酸性气燃烧炉操作时，炉膛温度转变幅度较大，酸性气燃烧炉实际操作温度最高达到1450℃，而正常操温度为1300℃。为确保酸性气燃烧炉的平安，设计时考虑炉体内衬的最高利用温度，宜采纳新型衬里材料和结构。二、反映器：反映器采纳耐酸衬里，并采纳外保温。3、冷凝冷却器：一、二、三级冷凝冷却器为同壳结构。4、碳钢类设备采纳较大的侵蚀裕量。五、部份设备需进行整体热处置。（九）装置消耗指标1、给排水水量表表1-14 给排水水量表序号使用地点供水（t/h）排水（t/h）备注循环冷新鲜除氧水循环热生产废生活污含硫1制硫余热锅炉水水水水水污水

2一、二、三级冷凝冷却器3锅炉排污冷却器664蒸汽发生器5尾气废热锅炉6急冷水冷却器1291297生活用水及冲洗用间断8尾气急冷塔9成型机3030间断合 计1651651、用电量表1-15 用电量表序号使用地点电压数量（台）容量（kW）轴功年运年用电备注操作备用操作备用率时转数量104lWh1制硫炉鼓风机3801117517580002尾气炉鼓风机3801175754880003液硫脱气泵380180004液硫提升泵3801180005急冷水循环泵38011111188006成型机循环水泵3801180007酸性水泵380114480008富液泵38011303080009硫磺成型机3801800010产品自动包装称380110108000812仪表用电22010108000813照明用电2205540002合计3、蒸汽产耗及回收凝结水量表1-16蒸汽产耗及回收凝结水量表表1-16蒸汽产耗及回收凝结水量表序号使用地点消耗蒸汽（t/h）自产蒸汽（t/h）凝结水备注(g)(g)(g)(g)(g)1一、二、三级冷凝冷却器2制硫余热锅炉3蒸汽发生器4尾气废热锅炉5设备及管线夹套用汽〜1(3)6蒸汽喷射器用汽7消防用汽间断8开停工用汽间断合计1〜1(3)4、燃料气耗量表1-17 燃料气耗量表序号使用地点kg/ht/a备注1制硫燃烧炉〜300烘炉用2尾气焚烧炉1503加氢还原炉60合计5、化学药剂消耗表1-18化学药剂消耗表序号名称单位数量备注1克劳斯催化剂m3一次投入量，寿命3年2加氢催化剂m3一次投入量，寿命5年3填料m3一次投入量，寿命3〜4年4瓷球m37一次投入量，寿命3〜4年5液氨瓶2一次投入量六、净化风耗量表1-19净化风耗量见表

序号使用地点Nm3/minNm3/h104Nm3/a备注1仪表112096合计967、氮气耗量表1-20 氮气耗量见表序号使用地点Nm3/minNm3/h104Nm3/a备注1吹扫用气30间断2液硫脱气池用气8064合计8064八、装置能耗及能耗指标表1-21装置能耗及能耗指标表序号名 称年消耗量能耗系数能耗X104MJ单位数量单位系数1循环冷水104t132MJ/t2新鲜水104tMJ/t3除氧水104tMJ/t4电104kWhMJ/kWh5(g)蒸汽104tMJ/t31826(g)蒸汽104tMJ/t27637凝结水104tMJ/t8净化风104Nm396MJ/Nm39燃料气104tMJ/t4186810氮气104Nm364MJ/Nm3合 计(十)装置“三废”排放1、废水本装置生产进程中排出的废水有含硫污水少、量地面冲洗水及锅炉排污，详细情形见表1-22。表1-22废水排放表废水名称排放源排放规律排放量平均排放水质排放去向

(t/h)(mg/l)地面冲洗水间断油：20； 悬浮物：200；COD:200；PH:7污水处理厂围堰雨水间断COD:200；悬浮物：100;油：50； PH:7〜污水处理厂生产污水锅炉及冷凝器加污连续COD<50mg/l;PH:7〜明沟含硫污水尾气急冷塔连续硫化物：〜600ppmwt氨氮：〜1400ppmwtPH=6〜8污水汽提装置(1)生产污水生产污水是锅炉、冷凝冷却器和蒸汽发生器的不按期排污，排入装置边明沟排放。(2)含硫污水含硫污水来自尾气急冷塔循环用水中不平稳部份，其中含有硫化物、氨氮、COD等污染物，PH值在6〜8之间。由泵出口管道送至污水汽提装置统一处置。废水处置方法装置排出的污水数量较少，装置内不设废水预处置设施，含硫污水用泵送往酸性水汽提装置处置；含油污水通过下水井经全厂含油污水管网送往污水处置场统一处置；锅炉不按期排污，经冷却降温后直接排入装置边明沟排放。2、废气本装置在正常生产时，废气要紧为尾气燃烧炉排放的烟气，详细情形见表4-4-27。排放烟气中SO2的总量为h,浓度为810mg/Nm3,采纳排气筒高度为80米，国标环保标准烟气中SO2的许诺排放总量为170kg/h,SO2许诺排放浓度小于850mg/Nm3。表1-23 废气排放表废 气排气筒排放去向排放点排放规律排放量kg/h温度℃组成高度m直径mm烟囱连续12842300SO2,CO2,N2,H2O,02Ar.80800大气废气处置方法本装置除烟气外，不排放其它废气。设计中通过对制硫尾气深度处置，提高装置总硫回收率，减少烟气中SO2排放量和排放浓度，使本装置烟气中SO2的排放量及排放浓度均低于国家规定的排放标准。3、废渣(1)本装置的废渣是按期改换下来的废催化剂，经太长期运行后，转化器及反映器的催化剂要失活，依照预期寿命或失活情形按期改换。(2)废渣处置方法本装置按期改换下来的废催化剂，由有关部门统一回收或送废渣处置场集中填埋。表1-24废渣排放表名称排放点排放规律排放量吨/次废 渣性质状态比重化学组成%(w)废催化剂一级、二级转化器3年/次①4〜6球状〜A12O3>93SiO<2Fe203VNaO<2灼减废催化剂尾气加氢反应器3年/次03X5三叶草条状Mo03 10〜11CoO〜4、噪声(1)本装置的要紧噪声源为鼓风机、蒸汽放空等，噪声级W5dBA。(2)噪声治理设计当选用低噪声的离心鼓风机，并在入口设消音器，同时蒸汽放空设置消音器减少噪声危害，使装置的工业噪声符合GB12348-90《工业企业厂界噪声标准》。五、装置“三废”排放硫磺回收装置“三废”排放包括硫磺回收部份、酸性水汽提部份及胺液再生部份的“三废”排放。(一)、污水排放依照水质的不同，装置排放废水分为：含硫污水、含油污水、生活污水和生产废水。采取不同的方式处置。一、含硫污水要紧来自装置各塔顶油水分离器，水中含有较高浓度的HS,具有必然的臭味，2经酸性水汽提装置处置后，可回用于电脱盐注水或焦化冷焦水切焦水补水。二、含油污水排放点要紧为工艺设备用水，泵冷却水及地面冲洗水等，送污水处置场处置。酸性水汽提净化后的污水30t/h,回用常减压装置电脱盐、焦化冷焦水、切焦水补水，其余排污水处置场，最大按30t/h计。（二）、废气排放本装置废气污染物要紧为无组织排放源。本装置无组织排放源为装置在加工进程中的跑、冒、滴漏等，要紧污染物为烃类。3、废渣本装置的废渣是按期改换下来的废催化剂，由有关部门统一回收或送废渣处置场集中填埋。其他具体数据、装置“三废”排放、对周围环境的阻碍和治理方法详见环保章。六、装置设备平面布置（一）、遵守的标准和标准《石油化工企业设计防火标准》（1999年局部修订） GB50160-92《爆炸和火灾危险环境电力装置设计标准》 GB50058-92《建筑设计防火标准》（1997版） GBJ16-87《石油化工企业工艺装置设备布置设计通那么》 SH3011-2000（二）、装置布置概况依照总平面计划，硫磺装置、酸性水汽提、溶剂再生系统联合布置。。七、定员联合装置定员按四班三倒制考虑，定员共28人，见表1-25。表1-25 联合装置定员表序号岗位名称操作操作定员班数人/班小计1班长4142内操人员4283外操人员4312

小计724八、建厂地域条件和厂址选择一、厂址地理位置、区域位置及气象条件厂址地理位置、地形、地貌概况（1）地理位置XX处于XX省的西南部，位于东经115°14，〜115°46,，北纬36°03，〜35°28，。与苏、豫、皖三省交界，属中国的中西部平原地域。