Swsr-8加压硫回收工艺的制作方法
【专利摘要】本发明属于硫回收领域，具体涉及一种SWSR?8加压硫回收工艺。酸性气进入制硫炉中，H2S进行高温克劳斯反应转化为硫，再进入两级转化器进行两级催化转化回收硫磺；制硫尾气进入加氢反应器，在加氢催化剂的作用下SO2及COS被加氢水解还原为H2S，还原的H2S气体用MDEA溶液吸收，净化尾气经焚烧回收热量后，烟气由烟囱排放大气；其中：进入制硫炉中的酸性气压力为90～120kPa(g)，制硫炉的压力为90～120kPa(g)。制硫余热锅炉、一、二、三级硫冷凝器、蒸汽发生器、尾气余热锅炉等冷换设备的压力均比现有技术高，总传热系数提高，占地面积减少，有利于催化和吸收反应进行，硫回收率提高，SO2排放减少。
【专利说明】
SWSR-8加压硫回收工艺
技术领域
[0001]本发明属于硫回收领域，具体涉及一种SWSR-8加压硫回收工艺。
【背景技术】
[0002]目前国内的硫磺回收及尾气处理工艺技术采用高温热反应和两级催化反应的克劳斯(Claus)硫回收工艺，制硫尾气中含有少量的H2S、S02、C0S、Sx等有害物质，直接焚烧后排放达不到国家规定的环保要求。硫磺回收尾气处理方法主要有低温克劳斯法、选择氧化法、还原吸收法。加氢还原吸收工艺是将硫回收尾气中的元素S、S02、⑶S和CS等，在很小的氢分压和极低的操作压力下(约0.0lMPa?0.06MPa)，用特殊的尾气处理专用加氢催化剂，将其还原或水解为H2S，再用醇胺溶液吸收，再生后的醇胺溶液循环使用。吸收了 H2S的富液经再生处理，富含H2S气体返回上游单元，经吸收处理后的净化气中的总硫<100ppm。
[0003]采用克劳斯硫回收和加氢还原吸收工艺的装置，在设计时按整个装置压降为40?50kPa确定各个设备及过程气管道规格，为适应低压降的要求，设备及管道规格较大，而一般上游装置可提供的酸性气压力为90?120kPa(g)，酸性气压力未得到充分利用，装置投资及占地面积相应增加。
【发明内容】
[0004]针对现有技术的不足，本发明的目的是提供一种SWSR-8加压硫回收工艺，充分利用进硫回收装置酸性气的压力，提高总传热系数，减小设备规格，减少装置占地面积，更有利于催化和吸收反应的进彳丁，提尚硫回收率，减少S02的排放。
[0005]本发明所述的SWSR-8加压硫回收工艺，酸性气进入制硫炉中，H2S进行高温克劳斯反应转化为硫，再进入两级转化器进行两级催化转化回收硫磺;制硫尾气进入加氢反应器，在加氢催化剂的作用下S02&C0S被加氢水解还原为H2S，还原的H2S气体用MDEA溶液吸收，净化尾气经焚烧回收热量后，烟气由烟囱排放大气;其中:进入制硫炉中的酸性气压力为90?120kPa(g)，制硫炉的压力为90?120kPa(g)。
[0006]现有技术中进入制硫炉中的酸性气压力为40?50kPa(g)，制硫炉的压力为40?50kPa(g)。上游装置可提供的酸性气压力为90?120kPa(g)，本发明将酸性气压力充分利用。
[0007]本发明所述的SWSR-8加压硫回收工艺所用的装置包括制硫燃烧炉、克劳斯反应系统、尾气加氢还原吸收系统、尾气焚烧炉、烟气余热回收系统。
[0008]本发明所述的SWSR-8加压硫回收工艺，包括以下步骤:酸性气进入进入制硫炉中，在制硫炉内部分H2S进行高温克劳斯反应转化为硫，余下的H2S部分转化为SO2;
[0009]自制硫燃烧炉排出的过程气经制硫余热锅炉发生饱和蒸汽，部分降温后进入一级硫冷凝器冷却，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，过程气经一级加热器加热后进入一级转化器，在催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2转化为元素硫，反应后的气体进入二级硫冷凝器，液体硫磺与过程气分离，过程气再通过二级加热器加热后进入二级转化器，在催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2转化为元素硫，进入三级硫冷凝器，冷凝下来的液体硫磺进入硫封罐，顶部出来的制硫尾气经尾气分液罐分液后进入尾气处理部分；
[0010]由尾气分液罐出来的制硫尾气经尾气加热器加热后混氢进入尾气加氢反应器，在加氢催化剂的作用下S02&C0S被加氢水解还原为H2S，从尾气加氢反应器出来的气流经蒸汽发生器回收热量后进入尾气急冷塔下部，与急冷水直接接触降温，急冷降温后的尾气自塔顶出来进入尾气吸收塔，用MDEA溶液吸收其中的!125，尾气吸收塔顶出来的净化气进入尾气焚烧炉燃烧，在尾气焚烧炉内，净化气中残余的H2S被燃烧为SO2，高温烟气先经蒸汽过热器过热蒸汽，再经尾气余热锅炉用余热发生饱和蒸汽，烟气温度降温后进入烟气脱硫塔吸收，吸收剂经脱硫液循环栗进入脱硫塔内的吸收段，与烟气充分混合，烟气中的二氧化硫被吸收，烟气得到净化，脱硫后烟气经气液分离后经脱硫塔上部排气筒排入大气。
[0011]其中:
[0012]本发明制硫余热锅炉操作压力为96±5kPa(g)，现有制硫余热锅炉操作压力为47±2kPa(g)。
[0013]本发明一级硫冷凝器操作压力为90±5kPa(g)，现有一级硫冷凝器操作压力为45±2kPa(g);本发明一级加热器操作压力为84±5kPa(g)，现有一级加热器操作压力为43 土2kPa(g);本发明一级转化器操作压力为80±5kPa(g)，现有一级转化器操作压力为41 土2kPa(g)ο
[0014]本发明二级硫冷凝器操作压力为74±5kPa(g)，现有二级硫冷凝器操作压力为39±2kPa(g);本发明二级加热器操作压力为68±5kPa(g)，现有二级加热器操作压力为36土2kPa(g);本发明二级转化器操作压力由为62±5kPa(g)，现有二级转化器操作压力为33土2kPa(g)ο
[0015]本发明三级硫冷凝器操作压力为56±5kPa(g)，现有三级硫冷凝器操作压力为30±2kPa(g)。
[0016]本发明尾气加热器操作压力为50±5kPa(g)，现有尾气加热器操作压力为27土2kPa(g);本发明尾气加氢反应器操作压力为46±5kPa(g)，现有尾气加氢反应器操作压力为24±2kPa(g);本发明蒸汽发生器操作压力为40±5kPa(g)，现有蒸汽发生器操作压力为21±2kPa(g)。
[0017]本发明尾气急冷塔操作压力为34±5kPa(g)，现有尾气急冷塔操作压力为18土2kPa(g);本发明尾气吸收塔操作压力为28±5kPa(g)，现有尾气吸收塔操作压力为14±2kPa(g);本发明尾气焚烧炉操作压力为22±5kPa(g)，现有尾气焚烧炉操作压力为10±2kPa(g)，过程气体积量减少10%，炉膛体积减少10%。
[0018]本发明蒸汽过热器操作压力为18±5kPa(g)，现有蒸汽过热器操作压力为7±2kPa(g);本发明尾气余热锅炉操作压力为12±5kPa(g)，现有尾气余热锅炉操作压力为5±2kPa(区)；本发明烟气脱硫塔操作压力为6±51^&(8)，现有烟气脱硫塔操作压力为3±21^&(8)。
[0019]与现有技术相比，一、二级转化器催化剂在更高的压力下操作，更有利于克劳斯反应的进行，装填较少的催化剂就可以达到更好的转化效果，同时一、二级转化器设备规格更小;与现有技术相比，本发明加氢反应器催化剂在更高的压力下操作，更有利于尾气加氢反应的进行，装填较少的加氢催化剂就可以达到更好的加氢效果，同时加氢反应器设备规格更小；与现有技术相比，尾气吸收塔在更高的压力下操作，更有利于MDEA溶剂吸收!123，净化尾气中H2S含量更低，净化尾气焚烧后烟气中SO2含量更低。
[0020]与现有技术相比，本发明具有以下优点:
[0021](I)本发明首次提出充分利用进硫回收装置酸性气的压力进行加压操作的硫磺回收及尾气处理新工艺，属于国际首创；
[0022](2)本发明采用SWSR-8加压硫回收工艺，设备及管道规格减小30%?40%，装置投资减少30%以上，同时减少装置占地面积，更有利于催化和吸收反应的进行，提高硫回收率，减少SO2的排放。
[0023](3)本发明采用SWSR-8加压硫回收工艺，更有利于催化反应的进行，装填较少的催化剂就可以达到更好的转化效果，同时减少催化剂使用量；
[0024](4)本发明采用的加压硫回收工艺，更有利于H2S的吸收，减少净化尾气中H2S含量，有利于装置达标排放。
[0025](5)本发明充分利用进硫回收装置酸性气的压力，一般上游装置可提供的酸性气压力为90?120kPa(g)，传统硫回收技术设计的硫回收装置总压降为40?50kPa，压力未得到充分利用。
[0026](6)本发明是一种加压硫磺回收及尾气处理新工艺，减少设备投入、节约占地、提高硫回收率，并使处理后烟气中的SO2含量降到最低。
[0027](7)本发明各个设备的压降均大于传统硫回收装置相应的设备压降；传统硫回收装置平均每个设备压降约为2?3kPa，本发明加压硫回收装置平均每个设备压降为4?6kPa，因此制硫余热锅炉、一、二、三级硫冷凝器、蒸汽发生器、尾气余热锅炉等冷换设备时，气体流速提高，冷换设备的总传热系数相应提高，冷换设备面积减少，设备规格更小。
[0028](8)本发明制硫余热锅炉、一、二、三级冷凝冷却器、蒸汽发生器、尾气余热锅炉等冷换设备压降提高，过程气流速增加40%?50%，总传热系数提高，达到同样换热效果，换热面积减少40%。
【具体实施方式】
[0029]下面结合实施例对本发明做进一步说明。
[0030]实施例
[0031]一种SWSR-8加压硫回收工艺，包括以下步骤:
[0032]酸性气进入制硫炉，在制硫炉内经燃烧，在炉内约68%(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供给。
[0033]自制硫燃烧炉排出的高温过程气，经制硫余热锅炉发生4.5MPa饱和蒸汽，温度降至350°C进入一级硫冷凝器冷至160°C，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。根据反应温度要求，过程气经一级加热器加热至240°C左右进入一级转化器，在催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2转化为元素硫。反应后的气体温度约为300°C，进入二级硫冷凝器，过程气冷却至160°C，液体硫磺与过程气分离，过程气通过二级加热器加热至225°C左右进入二级转化器，在催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2转化为元素硫，冷凝下来的液体硫磺进入硫封罐。分离后的过程气进入三级硫冷凝器，温度从230 °C左右被冷却至160°C，冷凝下来的液体硫磺进入硫封罐。顶部出来的制硫尾气经尾气分液罐分液后进入尾气处理部分。
[0034]由尾气分液罐出来的制硫尾气经尾气加热器加热后混氢进入加氢反应器，在加氢催化剂的作用下S02&C0S等被加氢水解，还原SH2S。从加氢反应器出来的气流经蒸汽发生器发生0.35MPa(g)蒸汽回收热量后进入尾气急冷塔下部，与急冷水直接接触降温。急冷降温后的尾气自塔顶出来进入尾气吸收塔，用甲基二乙醇胺溶液吸收其中的H2S，尾气吸收塔顶出来的净化气进入尾气焚烧炉燃烧，在尾气焚烧炉内，净化气中残余的H2S被燃烧为SO2，高温烟气先经蒸汽过热器过热3.5MPa(g)蒸汽，再经尾气余热锅炉用余热发生0.35MPa饱和蒸汽，烟气温度降至170°C左右进入烟气脱硫塔，在尾气脱硫塔入口处有一段较长的烟道，除盐水通过喷嘴雾化后，与进口的烟气同方向接触，使烟气中的水分达到饱和，同时温度急冷至56°C。吸收剂经脱硫液循环栗进入脱硫塔内的吸收段，与烟气充分混合，烟气中的二氧化硫被吸收，烟气得到净化，脱硫后烟气经气液分离后经脱硫塔上部排气筒排入大气。
[0035]其中:进入制硫炉中的酸性气压力为100kPa(g)，制硫炉的压力为100kPa(g)。制硫余热锅炉操作压力为96±5kPa(g)。一级硫冷凝器操作压力为90±5kPa(g);—级加热器操作压力为84±5kPa(g); —级转化器操作压力为80±5kPa(g)。二级硫冷凝器操作压力为74±5kPa(g); 二级加热器操作压力为68±5kPa(g); 二级转化器操作压力由为62±5kPa(g)。三级硫冷凝器操作压力为56±5kPa(g)。尾气加热器操作压力为50±5kPa(g);尾气加氢反应器操作压力为46±5kPa(g);蒸汽发生器操作压力为40±5kPa(g)。尾气急冷塔操作压力为34±5kPa(g);尾气吸收塔操作压力为28±5kPa(g);尾气焚烧炉操作压力为22±5kPa(g)。蒸汽过热器操作压力为18±5kPa(g);尾气余热锅炉操作压力为12±5kPa(g);烟气脱硫塔操作压力为6±5kPa(g)。
[0036]对比例
[0037]一种SWSR-8加压硫回收工艺，工艺与实施例相同，唯一的不同在于:进入制硫炉中的酸性气压力为50kPa(g)，制硫炉的压力为50kPa(g)。制硫余热锅炉操作压力为47±2kPa(g)。一级硫冷凝器操作压力为45±2kPa(g)级加热器操作压力为43±2kPa(g);—级转化器操作压力为41±2kPa(g)。二级硫冷凝器操作压力为39±2kPa(g); 二级加热器操作压力为36±2kPa(g); 二级转化器操作压力为33±2kPa(g)。三级硫冷凝器操作压力为30 土2kPa(g)。加热器操作压力为27±2kPa(g);尾气加氢反应器操作压力为24±2kPa(g);蒸汽发生器操作压力为21±2kPa(g)。尾气急冷塔操作压力为18±2kPa(g);尾气吸收塔操作压力为14±2kPa(g);尾气焚烧炉操作压力为10±2kPa(g);蒸汽过热器操作压力为7±2kPa(区)；尾气余热锅炉操作压力为5±2砂&(8);烟气脱硫塔操作压力为3±21^^(8)。
[0038]分别采用实施例和对比例工艺进行处理，并进行测试，测试结果为:采用本实施例的加压硫回收工艺，与对比例相比，一级转化器转化率提高约0.52%，一级转化器转化率提高约0.29 %，装置硫回收率提高约0.37%；尾气加氢消耗氢气量减少约11.3%;尾气吸收塔净化气中H2S含量由98ppm降低至Ij81ppm，装置总硫收率由99.92%提高到99.98%。
【主权项】
1.一种SWSR-8加压硫回收工艺，其特征在于:酸性气进入制硫炉中，H2S进行高温克劳斯反应转化为硫，再进入两级转化器进行两级催化转化回收硫磺;制硫尾气进入加氢反应器，在加氢催化剂的作用下S02&C0S被加氢水解还原为H2S，还原的H2S气体用MDEA溶液吸收，净化尾气经焚烧回收热量后，烟气由烟囱排放大气;其中:进入制硫炉中的酸性气压力为90?120kPa(g)，制硫炉的压力为90?120kPa(g)。2.根据权利要求1所述的SWSR-8加压硫回收工艺，其特征在于:酸性气进入进入制硫炉中，在制硫炉内部分H2S进行高温克劳斯反应转化为硫，余下的H2S部分转化为SO2; 自制硫燃烧炉排出的过程气经制硫余热锅炉发生饱和蒸汽，部分降温后进入一级硫冷凝器冷却，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，过程气经一级加热器加热后进入一级转化器，在催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2转化为元素硫，反应后的气体进入二级硫冷凝器，液体硫磺与过程气分离，过程气再通过二级加热器加热后进入二级转化器，在催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2转化为元素硫，进入三级硫冷凝器，冷凝下来的液体硫磺进入硫封罐，顶部出来的制硫尾气经尾气分液罐分液后进入尾气处理部分； 由尾气分液罐出来的制硫尾气经尾气加热器加热后混氢进入尾气加氢反应器，在加氢催化剂的作用下S02&C0S被加氢水解还原为H2S,从尾气加氢反应器出来的气流经蒸汽发生器回收热量后进入尾气急冷塔下部，与急冷水直接接触降温，急冷降温后的尾气自塔顶出来进入尾气吸收塔，用MDEA溶液吸收其中的!125，尾气吸收塔顶出来的净化气进入尾气焚烧炉燃烧，在尾气焚烧炉内，净化气中残余的H2S被燃烧为SO2，高温烟气先经蒸汽过热器过热蒸汽，再经尾气余热锅炉用余热发生饱和蒸汽，烟气温度降温后进入烟气脱硫塔吸收，吸收剂经脱硫液循环栗进入脱硫塔内的吸收段，与烟气充分混合，烟气中的二氧化硫被吸收，烟气得到净化，脱硫后烟气经气液分离后经脱硫塔上部排气筒排入大气。3.根据权利要求2所述的SWSR-8加压硫回收工艺，其特征在于:制硫余热锅炉操作压力为 96±5kPa(g)。4.根据权利要求2所述的SWSR-8加压硫回收工艺，其特征在于:一级硫冷凝器操作压力为90±5kPa(g); —级加热器操作压力为84±5kPa(g); —级转化器操作压力为80±5kPa(g) O5.根据权利要求2所述的SWSR-8加压硫回收工艺，其特征在于:二级硫冷凝器操作压力为74土 5kPa(g) ； 二级加热器操作压力为68 土5kPa(g) ； 二级转化器操作压力由为62 土 5kPa(g) ο6.根据权利要求2所述的SWSR-8加压硫回收工艺，其特征在于:三级硫冷凝器操作压力为 56±5kPa(g)。7.根据权利要求2所述的SWSR-8加压硫回收工艺，其特征在于:尾气加热器操作压力为50土 5kPa(g);尾气加氢反应器操作压力为46土 5kPa(g);蒸汽发生器操作压力为40 土 5kPa(g) O8.根据权利要求2所述的SWSR-8加压硫回收工艺，其特征在于:尾气急冷塔操作压力为34±5kPa(g);尾气吸收塔操作压力为28±5kPa(g);尾气焚烧炉操作压力为22±5kPa(g)。9.根据权利要求2所述的SWSR-8加压硫回收工艺，其特征在于:蒸汽过热器操作压力为18±51^&(8);尾气余热锅炉操作压力为12±5砂&(8);烟气脱硫塔操作压力为6±5砂&(8)。
【文档编号】C01B17/04GK105947992SQ201610383117
【公开日】2016年9月21日
【申请日】2016年6月2日
【发明人】高炬
【申请人】山东三维石化工程股份有限公司