发布时间 : 星期六 文章硫磺回收联合装置操作规程（广石化）更新完毕开始阅读
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H2S在水中的电离常数Ks也受温度影响，但与KA不同，温度对Ks的影响有两种情况：温度低于125℃时，Ks随温度升高而升高，温度高于125℃时，Ks随温度升高而降低，且Ks值比KA还小，所以H2S 在水中几乎全部以游离的H2S分子存在。
（4）当NH3和H2S同时存在水中时，则生成NH4HS,它是弱酸和弱碱生成的盐。在水中被大量水解
又重新生成游离的NH3和H2S分子，即： NH4+＋HS-←→(NH3＋H2S)液 ③
在液相的游离NH3和H2S分子又与气相中的NH3和H2S相平衡。
(NH3＋H2S)液←→(NH3＋H2S)气 ④
综合②、③、④反应式可写成：
NH4+＋HS- (即NH4HS)←→(NH3＋H2S)液←→(NH3＋H2S)气 ⑤
也可以用如下示意图表示：
汽相 ＮＨ3 Ｈ2Ｓ ＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿↑＿＿＿＿↑＿＿＿＿＿＿ ↓ ↓ ＮＨ4 + ＋ ＨＳ ←→ ＮＨ3 ＋ Ｈ2Ｓ －＿＿＿＿＿＿＿ ↑＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿＿ ↓ 液相 ＮＨ4ＨＳ (H2S-NH3-H2O)三元体系示意图
在汽提操作条件下，上图中的汽相H2S和NH3是分子态的，液相中的H2S 和NH3离子和分子两种状态，离子不能挥发可称为固定态，分子可以挥发可称为自由态或游离态。NH3和H2S在水中主要是以离子态，还是以分子态存在，与温度、压力及其在水中的浓度有关。
NH4HS在水中进行如③的水解反应其水解常数KH同样受温度影响， 温度升高，KH增加，温度降低，KH减小。当温度降低时，反应式③的反应相左移动，故溶液中的NH4+、HS-离子浓度增加。因此，在低温段，以电离反应为主。
当温度升高时，KH增加，此时NH4HS不断水解，溶液中游离的H2S和NH3 分子逐渐增加，相应汽
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相中的H2S和NH3分压也随之升高，在高温段的界限约为125℃。低于110℃时，温度对KH的影响不大，KH值较低。温度高于125℃时，KH 随温度升高迅速增加。由此可知，要将酸性水中的H2S和NH3脱除，温度应该大于125℃。酸水汽提开工时，一般规定塔底温度大于140℃后开始排放净化水，以及正常生产时，考虑氰化物水解，塔底温度应控制在160℃左右。
（5）NH3和H2S在水中的溶解度随温度升高而降低，随压力增加而增高。NH3在水中的溶解度远大于H2S在水中的溶解度，但是若在NH3水溶液中通入H2S，则H2S的溶解度就大大地提高，在约38℃和0.45MPa时，由于氨的存在，H2S在水中的溶解度可增加17倍以上。
（6）H2S的溶解度远小于NH3，且饱和汽压比同温度下的氨大的多，故其相对挥发度也就比氨大，因此，只要溶液中有一定数量的游离H2S分子存在，则与之呈平衡状态的气相中的H2S浓度就很可观。正是由于氨的溶解度比硫化氢大的多，而硫化氢的相对挥发度比氨大的多，所以本装置H2S 汽提塔顶部在较低的温度下可以获得含NH3很少的酸性气体。
（7）酸性水中有一定量的CO2，它也能溶解于水，但溶解度比H2S更小，在同样温度下，它的蒸汽压也比H2S大，所以它比NH3和H2S更容易汽提出来。因此对污水净化而言，CO2的存在并无影响，但是值得指出的是，由于CO2的存在，特别是在低温条件下，会与氨作用生成氨基甲酸铵。 2NH3(g) ＋ CO2(g) ＝ NH2CO2NH4(S) ⑥
它是一种白色固体，难溶的盐，会造成管道和阀门堵塞，加速设备腐蚀。因此除了保证NH3纯度外，还有一个重要目的就是要避免生成氨基甲酸铵，结晶堵塞，保证安全生产。
2.1.2工艺过程
自加氢裂化、加氢处理、加氢精制（一）、加氢精制（二）、加氢精制（三）、硫磺回收尾气处理等单元来的酸性水在装置外合并后进入原料水脱气罐（V7101），脱出的轻油气送至工厂火炬系统。脱气后的酸性水进入原料水罐（V7102A）沉降除油，再经原料水增压泵（P7101AB）加压进入原料水除油器（V7103AB）进一步除油, 然后进入原料水罐（V7102B）；除油器脱出的轻污油返回原料水罐（V7102A），自原料水罐脱出的轻污油自流至地下污油罐（V7105），经地下污油泵（P7104）间断送出装置。除油后的酸性水经原料水泵（P7102A,B）加压后分为两路：一路进入主汽提塔(T7101)顶作为冷进料，必要时经冷进料冷却器(E7101AB)冷却；另一路经原料水-净化水一级换热器(E7103)、一级冷凝冷却器(E7105)及原料水-净化水二级换热器(E7104A～F)，分别与净化水、侧线气换热至150℃后，进入主汽提塔(T7101)的第1层塔盘作为热进料。塔底用0.9MPa蒸汽通过重沸器(E7109)加热汽提。侧线气由主汽提塔第17层塔盘抽出，经过三级冷凝冷却（第一级为与原料水换热冷却、第二级为循环水冷却、第三级为循环水冷却、氨冷）和三级分凝后，得到浓度高于99%(V)的粗氨气，送至氨精制系统；一、二级分凝液经一、二级分凝液冷却器（E7108）冷却后，与三级分凝液合并返回原料水罐（V7102B）；
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汽提塔底净化水与原料水换热后，经净化水空冷器(E7110A～D)和净化水冷却器（E7111A,B）冷却至40℃并经净化水泵（P7103A,B）加压，送至上游装置回用，剩余部分排至含油污水管网；汽提塔顶酸性气经酸性气冷凝冷却器（E7102）冷却、酸性气分液罐（V7104）分液后送至硫磺回收部分。
自三级分凝器（V7108）来的粗氨气，进入氨精制塔(T7102)，氨精制塔温度由液氨贮罐(V7115A～C)来的液氨进行蒸发降温，以维持-10～0℃的操作温度，以脱除氨气中的硫化氢，含硫氨水间断排入原料水罐（V7102B），塔顶氨气经分液后进入脱硫吸附器(V7117A,B)进一步精脱硫，再经氨气过滤罐(V7111 A,B)进入氨压机(C7101A,B)。压缩机出口的氨气经氨油分离器(V7112)分油后，再经氨冷凝器(E7112)冷凝，液氨自流进入液氨贮罐(V7115A～C)贮存，产品液氨定期用液氨泵（P7105A,B）在装置边界处进行装车外送。
2.2 溶剂再生部分 2.2.1工艺原理
MDEA是一种弱碱，其碱性随温度下降而增强，因此，在较低的温度下，MDEA可以与H2S、CO2等酸性物质起中和反应生成胺盐，在较高的温度下，胺盐可以分解，析出酸性气，MDEA得以再生从而循环使用。
其化学反应方程式如下：
25～50℃
2CH3NR2+H2S (CH3NHR2)2S+Q
60～120℃
2.2.2工艺过程
溶剂再生（Ⅰ）、（Ⅱ）两套工艺流程相同，本设计仅以（Ⅰ）套为例进行说明。 自加氢裂化、加氢处理、加氢精制（三）脱硫单元来的混合富溶剂，进入装置经富液过滤器（FI7201）过滤后，与贫液经贫富液二级换热器（E7202AB）换热至60℃，进入富液闪蒸罐（V7201），闪蒸出大部分溶解烃，再经富溶剂泵（P7202AB）加压，并经贫富液一级换热器（E7201AB）换热至98℃，进入再生塔（T7201），塔底由重沸器（E7205AB）供热，进行间接蒸汽加热。塔顶气体经酸性气空气冷却器（E7207A～F）和酸性气水冷却器（E7204）冷凝冷却、酸性气分液罐（V7202）分液后，酸性气送至硫磺回收部分，冷凝液经再生塔顶回流泵（P7203AB）返塔作为回流。塔底贫液经贫富液一级换热器（E7201AB）换热后经溶剂循环泵（P7201AB）加压，经贫富液二级换热器（E7202AB）换热，经贫液空气冷却器（E7206A～D）和贫液冷却器（E7203AB）冷却至40℃后送至溶剂缓冲罐（V7203）经溶剂输送泵(P7206AB)送至加氢裂化、加氢处理、加氢精制（三）等脱硫单元循环使用。
为了减少溶剂损失，设计中采用以下措施：
（1）再生塔底重沸器（E7205AB）热源由0.9MPa蒸汽减温减压至0.3MPa（143℃）的饱和蒸汽提供，以防止重沸器管束壁温过高，造成溶剂的热降解。
（2）蒸汽减温器（V7204）用水、溶剂系统补水均采用凝结水，溶剂缓冲罐设有氮气保护系统，避免溶剂氧化变质。
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（3）在溶剂缓冲罐（V7203）进口设置贫液过滤装置（FI7202），过滤10～15%的贫溶剂，以除去溶剂中的降解物质及各种机械杂质，避免溶剂发泡。
2.3 硫磺回收部分 2.3.1 工艺原理
硫磺回收装置主要由克劳斯硫磺回收系统、尾气净化系统及尾气焚烧三部分组成。下面分别说明其反应原理。
2.3.1.1克劳斯正常操作
酸性气运行方案为装置正常运行操作，以H2S与氧不充分燃烧（H2S/SO2比率为2）为基础。目的是为了使进入RAR部分的尾气中H2S/SO2之比达到2：1，使H2S最大限度的转化为硫磺，混合酸性气进料与适当的空气配比后进入主燃烧炉，不需要瓦斯助燃。
该阶段由四个不同转化步骤和一个硫物理状态转变阶段及一个溶剂吸收阶段组成。即： ――――克劳斯热转化 ――――克劳斯催化转化 ――――产品硫液化 ――――产品硫脱气 ――――尾气加氢还原
――――胺溶液中的H2S吸收与再生 （1）克劳斯热转化阶段的反应
酸性气在主燃烧炉前端的燃烧器中发生的燃烧反应，所有的可燃成分按以下反应燃烧。 CH4 + 1.5 O2 → CO + 2H2O + 5538Kcal/Nm3 CH4 C2H6 + 2.5 O2 → 2CO + 3H2O + 9190Kcal/Nm3 C2H6 C3H8 + 3.5 O2 → 3CO + 4H2O + 12743Kcal/Nm3 C3H8 n-C4H10+ 4.5 O2 → 4CO + 5H2O + 16355Kcal/Nm3 n-C4H10 i-C4H10+ 4.5 O2 → 4CO + 5H2O + 16282Kcal/Nm3 i-C4H10