硫磺回收工艺流程
硫磺回收工艺流程主要是将含有硫磺的废气或废水进行处理，将其中的硫磺分离出来，以减少环境污染并实现资源的回收利用。下面是一个具体的硫磺回收工艺流程的简要介绍。
首先，硫磺回收工艺的第一步是收集含有硫磺的废气或废水。这些废气通常是工业生产过程中产生的尾气，而废水则是工厂或化工厂排放出来的废水。这些废气或废水经过合适的收集系统进行收集，并送入下一步的处理过程。
第二步是对废气或废水进行预处理。预处理的目的是去除废气或废水中的杂质和污染物，使其更适合后续的硫磺分离过程。预处理可以采用各种方法，如过滤、沉淀、吸附等。
接下来的第三步是硫磺分离。这一步通常采用蒸馏或溶剂萃取的方法。在蒸馏过程中，废气或废水中的硫磺在高温下蒸发，然后通过冷凝，使其凝结回到液体状态。而溶剂萃取则是用一种溶剂将硫磺从废气或废水中提取出来。
第四步是对硫磺进行精制处理。在这一步中，硫磺经过过滤、洗涤等处理，去除其中的杂质，得到纯净的硫磺。这些纯净的硫磺可以用于再生利用或者销售给其他行业。
最后一步是对废气或废水进行尾气处理。在处理完硫磺后，剩下的废气或废水中可能还存在一些有害污染物，需要进行进一步的处理以符合环保标准。尾气处理可以采用各种方法，如吸附、催化、洗涤等，以去除废气或废水中的有害物质，使其达
到环保要求。
以上就是一个典型的硫磺回收工艺流程的简要介绍。在实际应用中，硫磺回收工艺可以根据具体情况进行调整和优化，以提高回收效率和降低成本。硫磺回收工艺的应用可以减少硫磺资源的浪费，减轻环境污染，同时也有经济效益和社会效益。
硫回收工艺流程叙述及简要说明 一、酸性水汽提部分 （一）流程简述 自装置外来的混合酸性水，进入原料水脱气罐（V23401）进行脱气，脱出的轻油气送至火炬管网。脱气后的酸性水先后进入原料水罐（23403）沉降脱油，再经原料水加压泵（P23401）加压后进入原料水除油器（V23408AB）进一步脱油，脱出的轻污油间断自流至污油罐（V23402），经污油泵（P23402）间断送至工厂污油罐区。除油后的酸性水进入原料水缓冲罐（V23404），经原料水进料泵（P23403AB）加压，一部分原料水经冷进料冷却器（E23401）冷却后作为汽提塔的冷进料，其余原料水经原料水-净化水一级换热器（E23402），一级冷凝冷却器（E23403），原料水-净化水二级换热器（E23404A-F）后作为汽提塔（T23401）的热进料进入汽提塔。塔底用汽提重沸器（E23405）间接加热汽提，以保证塔底温度160℃。汽提塔底净化水与原料水换热后，送至装置外。汽提塔顶酸性气送至硫磺回收部分。 侧线提出的粗氨气经过一级冷凝冷却器（E23403）冷却，一级分凝器（V23405）分离冷凝液，二级冷凝冷却器（E23407）冷却，二级分凝器（V23406）分离冷凝液，三级冷凝冷却器（E23408）冷却，三级分凝器（V23407）分离冷凝液后配制成氨水或送往硫磺回收装置尾气焚烧炉烧掉。 二、硫磺回收部分 （一）流程简述 自酸性水汽提来的汽提酸性水经酸性水分液罐（V23502）分液，自溶剂再生来的再生酸性气经酸性气分液罐（V23501）分液后，经酸性气预热器（E23503）加热到160℃。两股酸性气混合进入硫磺回收酸性气燃烧炉（F23501）燃烧。两股酸性气分液罐分出的酸性液经酸性液压送罐（V23503）由氮气间断送至酸性水汽提部分进行处理。 由燃烧炉鼓风机（C23501AB）来的空气经空气预热器（E23502）用蒸汽预热至160℃后，进入酸性气燃烧炉。酸性气燃烧配风量按烃类完全燃烧和1/3硫化氢生成二氧化硫来控制80%的风量和按CLAUS尾气中H2S/SO2=2控制20%的风量。 燃烧产生的高温过程气进入余热锅炉（E23501）冷却至350℃并发生1.0 MPa蒸汽，液硫从余热锅炉底部经液液硫封罐（V23505A）进入硫池（V23506），过程气进入一级冷凝器（E23504A），在一级冷凝冷却器冷却至170℃并经除雾后，液硫从一级冷凝冷却器底部经液液硫封罐（V23505B）进入硫池（V23506）。除雾后的过程气经一级掺合阀与F23501炉内高温气流掺混至240℃进入一级反应器（R23501），在CLAUS 催化剂作用下，硫化氢与二氧化硫发生反应，生成硫磺。温度为287℃的反应过程气经二级冷凝冷却器（E23504B）冷却至160℃并经除雾后，液硫从二级冷凝冷却器底部经液液硫封罐（V23505C）进入硫池。过程气经二级掺合阀与F23501炉内高温气流掺混至220℃后进入二级反应器（R23502），在CLAUS催化剂作用下，硫化气和二氧化硫继续发生反应，生成硫磺。235.6℃的过程气经三级冷凝冷却器（E23505）冷却至130℃并经除雾后，液硫从三级冷凝冷却器底部经液液硫封罐（V23505D）进入硫池。尾气再经捕集器（V23504）进一步捕集硫雾后，进入尾气处理系统。 在捕集器（V23504）出口尾气管线上设置尾气在线分析仪，分析尾气中H2S/SO2的值，反馈调节进酸性气燃烧炉20%的空气量，以保证过程气中H2S/SO2为2：1，使CLAUS反应转化率达到最高，同时提高硫回收率，减少硫损失。 在硫池中利用液硫脱气泵（P23503AB）进行液硫循环脱气，释放出的少量H2S用蒸汽喷射器（EJ23501AB）抽送到尾气焚烧炉（F23502）。产品液硫用液硫泵（P23502AB）从硫池抽出,装车送出装置。 经捕集硫雾后的CLAUS尾气在气气换热器（E23508）中与尾气焚烧后的烟气进行换热升温，CLAUS尾气被加热至300℃与PSA制氢装置提纯后的氢气混合后进入加氢反应器（R23503）。CLAUS尾气在加氢催化剂的作用下，SO2、COS、CS2及液硫、气态硫等均被转化H2S，加氢反应为放热反应，离开反应器温度为362.2℃的过程气直接进入急冷塔（T23501）。
一、制硫工艺原理 硫磺回收系统的操作要求和工艺指标 Claus制硫总的反应可以表示为： 2H2S+02/X S x+2H20 在反应炉内，上述反应是部分燃烧法的主要反应，反应比率随炉温变化而变化，炉温越高平衡转化率越高；除上述反应外，还进行以下主反应： 2H2S+3O2=2SO2+2H2O 在转化器中发生以下主反应： 2H2S+SO23/XS x+2H2O 由于复杂的酸性气组成，反应炉内可能发生以下副反应： 2S+2CO2COS+CO+SO2 2CO2+3S=2COS+SO2 CO+S=COS 在转化器中，在300摄氏度以上还发生CS2和COS的水解反应： COS+H2O=H2S+CO2 二、流程描述 来自上游的酸性气进入制硫燃烧炉的火嘴；根据制硫反应需氧量，通过比值 调节严格控制进炉空气量，经燃烧，在制硫燃烧炉内约65％(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。制硫燃烧炉的配风量是关键，并根据分析数据调节供风管道上的调节阀，使过程气中的H2S/SO2比率始终趋近2：1，从而获得最高的Claus转化率。 自制硫炉排出的高温过程气，小部分通过高温掺合阀调节一、二级转化器的 入口温度，其余部分进入一级冷凝冷却器冷至160℃，在一级冷凝冷却器管程出 口，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。 一级冷凝冷却器管程出口160℃的过程气，通过高温掺合阀与高温过程气混合后，温度达到261℃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。反应后的气体温度为323℃，进入二级冷凝冷却器；过程气冷却至160℃，二级冷凝冷却器冷凝下来的液体硫磺，在管程出口与过程气分离，自底部流出进入硫封罐。分离后的过程气通过高温掺合阀与高温过程气混合后温度达到225℃进入二级转化器。在催化剂作用下，过程气中剩余的H2S和SO2进一步转化为元素硫。 反应后的过程气进入三级冷凝冷却器，温度从246℃被冷却至1．60~C。三级 冷凝冷却器冷凝下来的液体硫磺，在管程出口与过程气分离，自底部流出进入硫 封罐。顶部出来的尾气自烟囱排放。 三、开车操作规程 1、系统升温 条件确认：制硫炉和一、二、三级冷凝冷却器达到使用条件：一、二、三级 冷凝冷却器内引入除氧水至正常液位；按程序对制硫炉点火；按升温曲线对制硫 炉升温；流程：制硫炉烘炉烟气一废热锅炉一一级冷凝冷却器一高温掺合阀一一 级转化器一二级冷凝冷却器一高温掺合阀一二级转化器一三级冷凝冷却器一为 其扑集器一烟囱；一、二级转化器升温至200~C，废热锅炉蒸汽压力0.04—0.045mpa，冷凝
目录 第一章总论 (3) 1.1项目背景 (3) 1.2硫磺性质及用途 (4) 第二章工艺技术选择 (4) 2.1克劳斯工艺 (4) 2.1.1MCRC 工艺 (4) 2.1.2CPS硫横回收工艺沈 (5) 2.1.3超级克劳斯工艺 (6) 2.1.4三级克劳斯工艺軒止 (9) 2.2尾气处理工艺 (9) 2.2.1碱洗尾气处理工艺 (9) 2.2.2加氢还原吸收工艺 (13) 2.3尾气焚烧部分 (13) 2.4液硫脱气 (14) 第三章超级克劳斯硫磺回收工艺 (15) 3.1工艺方案 (15) 3.2工艺技术特点 (15) 3.3工艺流程叙述 (15) 3.3.1制硫部分 (15) 3.3.2催化反应段 (15) 3.3.3部分氧化反应段 (16) 3.3.4碱洗尾气处理工艺 (17) 3.3.5工艺流程图 (17) 3.4反应原理 (18) 3.4.2制硫部分一、二级转化器内发生的反应： (18) 3.4.3尾气处理系统中萨蒔 (18)
3.5物料平衡 (19) 3.6 克劳斯催化剂 (19) 3.6.1 催化剂的发展 (19) 3.6.2 催化剂的选择 (21) 3.7 主要设备 (21) 3.7.1 反应器 (21) 3.7.2 硫冷凝器 (21) 3.7.3 主火嘴及反应炉 (22) 3.7.4 焚烧炉 (22) 3.7.5 废热锅炉 (22) 3.7.6 酸性气分液罐 (22) 3.8 影响Claus 硫磺回收装置操作的主要因素 (23) 3.9 影响克劳斯反应的因素 (24) 第四章工艺过程中出现的故障及措施 (26) 4.1 酸性气含烃超标 (26) 4.2 系统压降升高 (27) 4.3 阀门易坏 (28) 4.4 设备腐蚀严重 (28)
目录 第一章总论 (2) 1.1项目背景 (2) 1.2硫磺性质及用途 (2) 第二章工艺技术选择 (2) 2.1克劳斯工艺 (2) 2.1.1MCRC工艺 (2) 2.1.2CPS硫横回收工艺 (2) 2.1.3超级克劳斯工艺 (2) 2.1.4三级克劳斯工艺 (2) 2.2尾气处理工艺 (2) 2.2.1碱洗尾气处理工艺 (2) 2.2.2加氢还原吸收工艺 (2) 2.3尾气焚烧部分 (2) 2.4液硫脱气 (2) 第三章超级克劳斯硫磺回收工艺 (2) 3.1工艺方案 (2) 3.2工艺技术特点 (2) 3.3工艺流程叙述 (2) 3.3.1制硫部分 (2) 3.3.2催化反应段 (2) 3.3.3部分氧化反应段 (2) 3.3.4碱洗尾气处理工艺 (2) 3.3.5工艺流程图 (2) 3.4反应原理 (2) 3.4.2制硫部分一、二级转化器发生的反应: (2) 3.4.3尾气处理系统中 (2) 3.5物料平衡 (2)
3.6克劳斯催化剂 (2) 3.6.1催化剂的发展 (2) 3.6.2催化剂的选择 (2) 3.7主要设备 (2) 3.7.1反应器 (2) 3.7.2硫冷凝器 (2) 3.7.3主火嘴及反应炉 (2) 3.7.4焚烧炉 (2) 3.7.5废热锅炉 (2) 3.7.6酸性气分液罐 (2) 3.8影响Claus硫磺回收装置操作的主要因素 (2) 3.9影响克劳斯反应的因素 (2) 第四章工艺过程中出现的故障及措施 (2) 4.1酸性气含烃超标 (2) 4.2系统压降升高 (2) 4.3阀门易坏 (2) 4.4设备腐蚀严重 (2)
第一章总论 1.1项目背景 自从本世纪30年代改良克劳斯法实现工业化以后，以含H2S酸性气为原料的回收硫生产得到了迅速发展，特别是50年代以来开采和加工了大量的含硫原油和天然气，工业上普遍采用克劳斯过程回收元素硫。经近半个世纪的演变，克劳斯法在催化剂研制、自控仪表应用、材质和防腐技术改善等方面取得了很大的进展，但在工艺技术方面，基本设计变化不大，普遍采用的仍然是直流式或分流式工艺。 由于受反应温度下化学反应平衡的限制，即使在设备和操作条件良好的情况下，使用活性好的催化剂和三级转化工艺，克劳斯法硫的回收率最高也只能达到97%左右，其余的H2S、气态硫和硫化物即相当于装置处理量的3%～4%的硫，最后都以SO 的形式排入大气，严重地污染了环境。 2 随着社会经济的不断发展，世界可供原油正在重质化，高含硫、高含金属原油所占份额也越来越大，迫使炼油厂商不断地开发新的技术，对重质原油进行深度加工。然而原油的深度加工和生产低硫油品必然会使炼油厂副产大量 H2S气体。传统上含H2S的酸性气都采用克劳斯法回收硫磺，随着各国对环境保护日益重视，制定了更加严格的环保法规，迫使炼油工作者不断改进工艺，提高装置效能，降低尾气排硫量。 因此硫回收技术发展很快，近十几年来出现了许多新工艺、新技术，使硫回收技术提高到一个新水平。
硫磺回收工艺 硫磺回收装置包括硫磺回收、尾气处理、尾气焚烧、液硫脱气和液硫成型五个部分，处理溶剂再生和酸性水汽提来的酸性气。 1、制硫部分 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）处理。 在炉内，根据制硫反应需氧量，通过比值调节严格控制进炉空气量，使进炉酸性气中的H2S约有65％直接生成元素硫，过程气经制硫余热锅炉发生1.2MPa（g）蒸汽回收余热，再经一级冷凝器发生0.4MPa低压蒸汽，同时将过程气中的元素硫冷凝为液态并分出进入液硫池。根据反应温度要求，一级冷凝器后的过程气与制硫燃烧炉后的高温气流通过高温掺合阀，按要求混合后进入一级转化器，在催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2进一步转化为元素硫，自一转出来的高温过程气进入过程气换热器，与自二冷出来的过程气换热后，再进入二级冷凝器，过程气经二级冷凝器发生0.4MPa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，二转出口过程气经三级冷凝器发生0.4MPa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理部分。液硫池的液硫，经脱气处理，液硫中的有毒气体被分出，送至尾气焚烧炉焚烧。脱气后的液硫用泵送至液硫成型或至液硫装车。 2、尾气处理部分 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
久泰能源内蒙古有限公司甲醇部硫回收岗位 操作规程 编写： 审核： 审定： 批准：
目录 1.本工段任务‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥2 2.生产方法、流程特点‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥2 3.基本原理‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥2 4.生产流程简述‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥3 4.1热反应阶段‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥3 4.2克劳斯反应阶段‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥4 4.3尾气加氢处理阶段‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥4 4.4热焚烧反应阶段‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥5 5.主要控制指标‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥5 6.主要设备介绍‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥7 7.岗位生产操作法‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥14 7.1开工前的准备‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥14 7.2克劳斯硫回收部分‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥15 7.3尾气加氢部分‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥19 7.4紧急事故处理原则‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥22 8.附件：‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥24 安全阀数据一览表‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥24 硫回收工段试压方案‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥24 克劳斯、加氢催化剂的装填方案‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥26 点火烘炉方案‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥27 点炉升温‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥28 加氢加热炉的点火烘炉‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥30 系统升温及系统保温‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥30 引酸性气入系统‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥32 装置停工‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥‥39
硫磺回收装置工艺流程描述 1、制硫部分 自溶剂再生装置来酸性气经分液罐脱液、酸性气预热器加温后，与来自酸性水汽提装置的含氨酸性气混合，进入制硫燃烧炉进行高温转化反应。在炉内，酸性气中的烃类等有机物全部分解，约65％(v)的H2S进行高温克劳斯反应，生成单质硫。 燃烧时所需空气由制硫炉鼓风机供给。 自燃烧炉排出的高温过程气一小部分通过高温掺合阀调节一级二级转化器的入口温度，其余部分进入制硫余热锅炉冷却至约350℃；制硫余热锅炉壳程用来发生1.0MPa饱和蒸汽。 从制硫余热锅炉出来的过程气进入一级冷凝冷却器，被冷却至170℃，冷凝下来的液体硫磺自底部进入硫封器A,顶部出来的过程气经高温掺合阀调节至约240℃进入一级转化器。在一级转换器催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2进一步进行克劳斯反应，产生单质硫，进入二级冷凝冷却器，被冷却至160℃，冷凝下来的液体硫磺自底部流出进入硫封器B，冷凝器顶部出来的过程气再经高温掺合阀加热至220℃，进入二级转化器。 在二级转换器催化剂的作用下，过程气中剩余的H2S和SO2进一步发生催化转化，反应后的气体进入三级冷凝冷却器，自236℃被冷却至158℃，被冷凝下来的液硫自底部流出进入硫封罐C，冷凝器顶部出来的尾气进入硫雾捕集器。硫雾捕集器底部分离出携带的液硫，进入硫封罐D，顶部气相进入尾气处理部分。 汇入硫封罐的液硫自流进入液硫池，液硫中的有毒气体被蒸汽喷射器送至尾气焚烧炉焚烧。脱气后的液硫用液硫提升泵送至液硫成型部分，进行造粒成型包装出厂。 2、尾气处理部分 尾气自捕集器顶部出来，进入尾气加热器、电加热器，混氢后进入加氢反应器，在加氢催化剂的作用下进行加氢、水解反应，使尾气中的SO2、COS、CS2还原、水解为H2S。 反应后的高温气体经降温后进入急冷塔下部，与急冷水逆流接触、水洗冷却至40℃。尾气急冷塔使用的急冷水，用急冷水循环泵自急冷塔底部抽出，经急冷水冷却器冷却至40℃，然后循环使用。为了防止设备腐蚀，需在急冷水中注入NH3，以调节其pH值保持在7～8。急冷降温后的尾气自急冷塔顶出来进入尾气吸收塔。 自溶剂再生系统来的MDEA贫胺液（30％的MDEA液）进入尾气吸收塔上部，与尾气急冷塔来的尾气逆流接触，尾气中的H2S被吸收。吸收H2S后的MDEA富液，经富液泵送返溶剂再生系统进行再生。 自吸收塔顶出来的净化尾气进入尾气焚烧炉，在700℃左右高温下，尾气中残留的硫化物焚烧生成SO2，高温烟气进入余热锅炉产出1.0Mpa蒸汽，同时烟气温度降至约350℃，由烟囱排入大气。
硫磺回收联合装置的工艺流程选择 联合装置包括三部分：硫磺回收、溶剂再生、酸性水汽提。 1、酸性水汽提 酸性水汽提工艺主要有单塔加压侧线抽出汽提、单塔低压全吹出汽提、双塔加压汽提及双塔高低压汽提四种工艺流程。国内普遍应用的有单塔加压侧线抽出汽提、单塔低压全吹出汽提及双塔加压汽提三种工艺。 1）单塔加压侧线抽出汽提工艺 单塔加压汽提侧线抽氨工艺是在加压状态下采用单塔处理酸性水，侧线抽出富氨气并进一步精制回收液氨。即原料酸性水经脱气除油后，分冷热进料分别进入汽提塔的顶部和中上部，塔底用1.0兆帕蒸汽加热汽提，塔底净化水冷却后送至上游装置回用；塔顶酸性气排至硫磺回收部分回收硫磺，富氨气自塔的中部抽出，经三级分凝后采用浓氨水洗涤和脱硫剂进一步精制后，通过压缩、冷凝后得到副产品液氨。 该工艺流程简单，蒸汽耗量低，投资及占地较低，对酸性水中硫化氢及氨浓度有很宽的适用性，副产氨气质量可以达到国家合格品标准。该工艺已广泛用于国内石化行业，形成了我国独特的污水汽提技术路线，是化工冶金等行业处理含硫污水较为理想的工艺。适于处理量较大，对于副产氨厂内可以回用或有出路的工厂。 2）双塔加压汽提工艺 双塔加压汽提工艺是在加压状态下，采用双塔分别汽提酸性水中的H2S和NH3。即原料酸性水经脱气除油后，首先进入硫化氢汽提塔上部，塔底用 1.0兆帕蒸汽加热汽提，塔顶酸性气送至硫磺回收部分回收硫磺，塔底含氨污水送至氨汽提塔进一步处理；氨汽提塔底用1.0兆帕蒸汽加热汽提，塔底净化水冷却后送至上游装置回用，塔顶富氨气经两级分凝后得到富氨气，采用浓氨水洗涤和脱硫剂进一步精制后，通过压缩、冷凝后得到副产品液氨。 该工艺流程复杂，蒸汽耗量较高，投资及占地较高，但可以处理硫化氢及氨浓度都很高的酸性水，其副产氨气质量也可以达到国标合格品标准。适于处理量较大，硫化氢及氨浓度都很高，副产氨厂内回用或有出路的工厂。 3）单塔低压全吹出汽提工艺 单塔常压汽提工艺是在低压状态下单塔处理酸性水，硫化氢及氨同时被汽提，酸性气为硫化氢及氨的混合气。原料酸性水经脱气除油后，进入汽提塔的顶部，塔底用1.0兆帕蒸汽加热汽提，酸性水中的硫化氢、氨同时被汽提，自塔顶经冷凝、分液后，酸性气送至硫磺回收部分回收硫磺，塔底即得到合格的净化水。 该工艺流程最简单，蒸汽耗量较低，硫磺回收装置仅需要设置烧氨火嘴，在1300℃以上的高温下，氨即可分解完全，较好的解决了石化富产氨无出路所带来的污染，而且投资及占地最省。 拟建的酸性水汽提与硫磺回收为联合装置，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出路的问题，酸性水汽提工艺技术方案仍采用单塔低压全吹出汽提工艺。 采用单塔低压汽提工艺，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磺；汽提后的净化水可直接排入含油污水管网，满足污水处理场进水水质要求。 2、溶剂再生 溶剂再生部分采用常规蒸汽汽提再生工艺。 溶剂选用复合型MDEA溶剂，目前国内炼厂气体脱硫所用的脱硫溶剂主要是醇胺类，常用的脱硫溶剂有单乙醇胺（MEA）、二乙醇胺（DEA）、二乙丙醇胺（DIPA）、N－甲基二乙醇胺（MDEA）和复合型MDEA。 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）相比主要有以下特点： 1）对H2S有较高的选择吸收性能，溶剂再生后酸性气中H2S浓度可以达到70%（V）以上。
制硫磺工艺技术 制硫磺是一项重要的化工工艺技术，广泛应用于化工、冶金、电力等行业。下面将介绍一种常用的制硫磺工艺技术。 该工艺技术主要分为以下几个步骤： 1. 原料准备：硫矿石是制硫磺的主要原料，一般选择含硫量较高的矿石作为原料。矿石经过破碎、磨矿等处理，得到适宜的粒度，以便后续反应。 2. 预处理：将经过处理的硫矿石放入转炉或炉膛，加热至适宜的反应温度。同时，向反应系统中注入适量的空气或氧气，使硫矿石与空气进行氧化反应，生成二氧化硫。 3. 催化反应：将生成的二氧化硫与催化剂接触，进行反应。常用的催化剂有铜、硅石灰土等。催化剂能够加速二氧化硫的氧化反应，提高反应速率和反应效果。 4. 硫磺回收：经过催化反应后，气相中生成的三氧化硫与空气混合，在冷却器或冷凝器中进行冷却，使三氧化硫变为液态。液态硫磺经过过滤、干燥等处理，得到颗粒状的硫磺产品。 5. 尾气处理：制硫磺过程中产生的尾气中含有大量的二氧化硫和其他颗粒物。常用的尾气处理方法包括湿法洗涤、吸收和干法脱硫等，以去除有害物质并减少对环境的影响。 该工艺技术具有以下特点和优势：
1. 可控性强：制硫磺工艺技术中的每个步骤都可以通过调整操作参数来控制反应过程，使得反应达到预期的效果。 2. 高效节能：制硫磺工艺技术中通过催化反应和尾气处理等措施，能够提高反应效率和产品质量，同时减少能源消耗和环境污染。 3. 产品质量稳定：经过工艺技术的优化和控制，制得的硫磺产品质量稳定，可以满足不同行业对硫磺的要求。 4. 操作简便：该工艺技术采用成熟的设备和工艺流程，操作简便，易于实施和维护。 制硫磺工艺技术广泛应用于化学工业生产的各个领域，如化肥、制酸、燃料添加剂等。制硫磺的产品具有重要的工业用途，例如用作合成硫酸、生产硫磺酸、化学分析试剂等。 总之，制硫磺工艺技术是一项重要的化工技术，在多个行业中有广泛应用。通过对原料的处理、催化反应和尾气处理等步骤，可以高效地制得优质的硫磺产品。该工艺技术具有操作简单、产品质量稳定、节能减排等优点，对于提高工业化学品生产的效率和环保意识具有积极意义。
硫磺回收工艺介绍 硫磺是一种重要的化学物质，广泛应用于化工、冶金、农业等行业。 然而，随着社会的快速发展，硫磺资源正逐渐枯竭，因此，硫磺回收工艺 成为了当今社会亟待解决的问题之一、本文将介绍几种常见的硫磺回收工艺。 第一种工艺是烟气脱硫法。该工艺主要应用于燃煤等含硫燃料的烟气 处理过程中。通过在烟气中喷射脱硫剂，使脱硫剂与烟气中的二氧化硫发 生反应，生成可回收的硫磺。同时，在反应过程中，还可以发生一系列的 化学反应，如氧化、还原等。这种方法具有投资成本低、操作简便等优点，但同时也存在脱硫剂的选择、后处理等问题。 第二种工艺是湿法脱硫工艺。该工艺主要应用于燃气、工业废气等含 硫废气的处理过程中。该工艺的基本原理是将含硫废气与喷射脱硫剂进行 接触反应，使硫磺转化为可回收的硫磺。该工艺具有高效脱硫、回收利用 率高等优点，但同时也存在设备占地面积大、维护成本高等问题。 第三种工艺是硫磺分馏回收工艺。该工艺主要应用于硫磺精炼和混合 硫炼制工艺中。其基本原理是将含硫的原料加热蒸馏，使硫磺转化为气体，进而冷凝析出可回收利用的硫磺。该工艺具有回收率高、工艺流程简单等 优点，但同时也存在能耗高、设备投资大等问题。 第四种工艺是生物法回收硫磺。该工艺主要应用于含硫废水和废液的 处理过程中。通过引入硫氧化细菌、硫还原细菌等微生物群体，使废水中 的硫化物转化为硫酸盐，再通过酸碱反应生成硫磺。该工艺具有资源利用 率高、环保无污染等优点，但同时也存在微生物群体培养、工艺控制等问题。
综上所述，硫磺回收工艺具有多种方法和途径，每一种工艺都有其适用的场景和优缺点。在实际应用中，需要根据具体情况选择相应的工艺，以实现硫磺资源的高效回收利用。同时，随着技术的不断发展，相信会有更多更先进的硫磺回收工艺出现，为我国硫磺资源的保护和利用做出更大的贡献。
净化专业 硫回收操作规程 编制： 审核： 审定： 批准：
一、引言3 二、工艺描述：3 三、操作及控制描述9 四、试车18 五、首次开车29 六、停车36 七、安全42 八、故障排除47 九、维护55 十、正常操作指标：58十一：联锁报警值：62十二：联锁逻辑图：67
一、引言 硫磺回收装置的设计旨在对上游装置产生的酸气中的硫进行回收。其工艺设计基于超优克劳斯和超级克劳斯工艺，从含H 2 S的气流中回收元素硫。此工艺是传统克劳斯工艺与JNL工艺的结合，通过选择性地氧化硫化氢来得到硫（即通常 所说的超级克劳斯工艺），及减少SO 2生成 H 2 S及硫蒸汽的产生（即通常所说的 超优克劳斯工艺）。 硫磺回收装置由一个热反应段组成。在此过程中，部分H 2 S在空气中燃烧；接下来是两个克劳斯催化阶段以及一个超优克劳斯催化阶段和一个超级克劳斯催化阶段。最后阶段的尾气被输送到焚烧炉。液硫池可存储3天的硫磺产品。 二、工艺描述： 1、化学过程： 1.1热反应段 本手册采用的硫磺回收工艺，即通常所说的EUROCLAUS®工艺，是基于硫化氢（H2S）与受控比率的99.6%纯氧气流进行的部分燃烧。氧气流自动维持，以实现酸性原料气中所有碳氢化合物的完全氧化。同时，在EUROCLAUS®催化阶段的出口获得0.5 % vol. 的H2S。在传统Claus工艺中，氧气（空气）与酸气的比率应能保证催化废气中的H2S与SO2的比率刚好为2/1。这个H2S与SO2的比率是Claus反应的最佳比率。而EUROCLAUS®工艺的操作则是基于不同的原理。在此工艺中，氧气与酸气的比率将调整，以便在SUPERCLAUS®催化阶段的入口处获得H2S浓度。为适应此要求，前端燃烧步骤要在非Claus比率（H2S与SO2的比率高于2/1）下进行。 换言之，前端燃烧步骤的操作是基于对H2S反馈的控制，而非传统的对 H2S/SO2反馈比率的控制。过程气分析器将测量EUROCLAUS®阶段所产生的废气流中的H2S浓度。分析控制器将调整通往燃烧器的氧气流来获得理想的H2S浓度。总的来说，此控制原理可以归纳如下： (1) 如果进入SUPERCLAUS阶段的H2S的浓度太高，需要向主燃烧器供给更多的氧气。 (2) 如果进入SUPERCLAUS阶段的H2S的浓度太低，需要向主燃烧器供给相对较少的氧气。 主燃烧器和反应炉中发生的主要反应如下： H2S + 3/2 O2 → SO2 + H2O + heat 根据平衡反应，剩余H2S中的大部分将与SO2燃烧并生成硫 2 H2S + SO2 → 3/2 S2 + 2 H2O - heat 通过这个反应，即通常所说的Claus反应，在主燃烧器和反应炉中生成气相的硫。 有些硫磺是在主烧嘴火焰中通过H2S的自动分解反应直接形成的，并形成氢气。
CPS硫磺回收工艺[29]与脱硫装置相匹配，由CPE西南分公司负责设计，采用具有国内自主知识产权的CPS工艺。硫磺回收率达99.25%，尾气SO2总排放量簇71 kg/h, 日产硫磺56~112 t。装置除燃烧器、二通切换阀、三通切换阀、风机等关键设备和催化剂从国外引进，其余均为国产。 该装置由一个热反应段、一个常规Claus反应段和三个后续的低温Claus反应段组成。燃烧炉起到一个非催化转化段(热转化段)的作用，在热转化段转化总硫量的68%。催化转化段由一个Claus反应段加三个低温Claus反应段（三个CPS 反应器)组成。常规Claus反应器转化总硫的20%，其余部分在后续的低温克匆斯反应段完成回收(由于循环的特性，难以分配转化百分比)。 CPS工艺是一个循环工艺，采用与Claus工艺相同的催化剂，但其操作温度更低以便更高效地生成硫磺并吸附至催化剂表面，在催化剂失活前以“‘再生”方式恢复其活性。再生是通过尾气烟气加热Claus冷凝器的出口过程气，从而形成热气流流过CPS主反应器以加热催化剂、脱附(蒸发)催化剂上的硫磺来实现的。随后主反应器出口过程气中的硫磺在CPS冷凝器中冷凝。 该工艺采用三级CPS反应器和三级CPS冷凝器。其中，两级反应器作为低温CPS反应器一直处于运行状态，将硫磺吸附至催化剂之上，另一级反应器处于再生状态，并于再生后进行冷却以备转换用作低温反应器。再生和初始冷却均在CPS主反应器进行，经过一定的时间CPS主反应器需从主位移至最终后位进行最终冷却时，通过三只两通阀和三只三通阀的自动开关使气体转向，从而改变过程气穿越CPS段的流径，实现三级CPS反应器和三级CPS冷凝器循环。通过调整循环周期内的时间可适应不同的进料速度、组分和温度。 当主反应器为再生时，从Claus冷凝器出口的气体经二级过程气再热器加热至344℃后，直接输送至CPS主反应器。约经过7小时18分钟的时间，CPS主反应器出口温度将达到344℃，主反应器中的催化剂已完全再生。此时，进人CPS主反应器的流体发生切换，从Claus冷凝器出口来的气体直接进入CPS主反应器，CPS主反应器开始预冷。约经过3h的预冷，进人CPS段流体发生切换，CPS主反应器成为后反应器，进人冷却阶段，而后反应器则成为主反应器并进行
硫回收工艺总结（流程图在第二页） 1、克劳斯脱硫工艺简介 1)硫化氢三分之一氧化成二氧化硫，与未氧化的硫化氢进行催化转化。 2)为部分燃烧，通入燃烧炉的空气需严格控制，这是克劳斯法的操作关键。 3)燃烧炉的温度1200℃，燃烧产物中除二氧化硫、水和氮外，还有少量由硫化 氢直接分解而生成的元素硫。 4)为回收热量，燃烧产物在进入转化器之前先经废热锅炉发生蒸汽。 5)固定床反应器，内装有氧化铝催化剂，入口220～240℃。放热反应，出口温 度为270～300℃。 6)冷凝冷却器，液态硫磺流至硫磺罐。 7)为达到较高的硫回收率，关键是要控制H2S/SO2的摩尔比,使之保持为2,同 时要使用性能较好的氧化铝催化剂。 8)采用两级转化时，硫的回收率可达93％～95％，三级转化时可达94％～96％， 四级转化时可达95％～97％。 9)尾气中二氧化硫（8000～18000ppm）。还需将尾气进行处理。 2、公用工程消耗及产出表（100%负荷） 序号名称及规格单位 数量 备注正常最大 消耗 1 电V=380伏kW/h 99.3 109.23 2 蒸汽P=1.2Mpa(G)饱和kg /h 1723.67 1896.0 3 副产 3 蒸汽P=0.6Mpa(G)饱和kg /h 771.42 848.56 副产 4 约P=0.15Mpa(G)饱和蒸汽kg /h 213.56 234.92 至低压除氧器 5 锅炉给水6.0Mpa(G) kg /h 1356.51 1492.16 6 锅炉给水2.0Mpa(G) kg /h 2517.76 2769.54 7 仪表空气Nm3/h 50 55 8 燃料气Nm3/h 246.40 271.04 不包括烘炉 9 氮气Nm3/h 300 330 开工用 10 循环水kg /h 12250 13475 11 消防水kg /h 2000 2200 12 蒸汽P=4.2Mpa(G)过热kg /h / 650.88 备用 产出 1 硫磺t /h 0.811 0.89 第1 页共1 页
硫磺回收工艺介绍
目录 第一章总论............................................................................ 错误!未定义书签。 1.1项目背景.............................................................. 错误!未定义书签。 1.2硫磺性质及用途 .................................................... 错误!未定义书签。第二章工艺技术选择 ............................................................... 错误!未定义书签。 2.1克劳斯工艺........................................................... 错误!未定义书签。 2.1.1MCRC工艺 ............................................... 错误!未定义书签。 2.1.2CPS硫横回收工艺 (7) 2.1.3超级克劳斯工艺 (8) 2.1.4三级克劳斯工艺 (10) 2.2尾气处理工艺 (11) 2.2.1碱洗尾气处理工艺 (11) 2.2.2加氢还原吸收工艺 (15) 2.3尾气焚烧部分 (15) 2.4液硫脱气 (16) 第三章超级克劳斯硫磺回收工艺 (17) 3.1工艺方案 (17) 3.2工艺技术特点 (17) 3.3工艺流程叙述 (17) 3.3.1制硫部分 (17) 3.3.2催化反应段 (17) 3.3.3部分氧化反应段 (18) 3.3.4碱洗尾气处理工艺 (19) 3.3.5工艺流程图 (19) 3.4反应原理 (20) 3.4.2制硫部分一、二级转化器内发生的反应: (20) 3.4.3尾气处理系统中 (21)
克劳斯硫回收操作规程 (一)硫回收工段工艺流程叙述 来自上游甲醇洗工段的酸性气温度为37.2℃，压力为0.22MPaG，经进料管分离罐(V1301)分出挟带液后，按一定比例分成两股，其 中一股去H S 燃烧炉(F1301)。该流股经过控制阀后压力降为0.06 2 MPaG 进入H S 燃烧炉(F1301)，在H S 燃烧炉(F1301)中，酸性 2 2 气和一定比例的反应空气发生燃烧反应，反应生成SO 的和燃烧反应 2 剩余的H S 进一步发生部份克劳斯反应，反应后的酸性气体温度可达2 800℃以上。高温酸性气随后进入H S 余热回收器(E1301)回收器 2 废热并副产蒸汽，同时将反应生成的单质硫部份冷凝。H S 余热回收 2 器(E1301)一共有四程换热管(PASS1~4)回收本工序工艺气的废热，高温酸性气废热的回收是通过其中的第一、二换热管(PASS1、PASS2)进行的。高温酸性气全部通过PASS1 后温度降为600℃，然后分成两股，其中一股流经PASS2 温度进一步降至185℃，然后和未经过PASS2 的流股混和。通过调整两个流股的比例可使混合后的温度控制在约300℃。混合后的酸性气流股和进料器分离罐(V1301) 后未进入H S 燃烧炉(F1301)的旁路酸性气体混合后温度降至230℃、2 压力0.04MPaG 进入克劳斯反应器(R1301)一段。在该段床层酸性 气中的H S 和SO 在催化剂LS-971 和LS－300 的作用下发生克劳斯 2 2 反应生成单质硫，H S 的转化率为80％~85％。流出反应器的酸性气 2 体温度约为340℃，经过H S 余热回收器PASS3 回收器废热后，温度 2 降为175℃，同时绝大部份的单质硫被冷凝下来。位达到克劳斯反应
3万吨/年硫磺回收装置工艺操作规程 1.岗位任务本岗位负责处理炼油厂干气、液化气脱硫装置和酸性水汽提装置产生含高浓度硫化氢的酸性气，酸性气经克劳斯工段回收大部分硫，尾气经焚烧炉完全燃烧，使装置既回收了资源又保护了环境，达到了化害为利的目的。 2.岗位管辖范围本岗位管辖范围为：酸性气预处理、克劳斯制硫、尾气焚烧、液硫脱气和输送、以及公用工程系统的所有工艺设备和仪表的操作和维护工作。 3. 工艺操作指标3.1克劳斯工段 1、脱硫酸性气入装置压力：30～50KPa，酸性气脱液罐D-8101液位30-80%，脱硫酸性气流量160～1823Kg/h，空气/脱硫酸性气重量比例：1.45-1.85，污水汽提酸性气流量50～334Kg/h，空气/污水酸性气重量比例：1.85～2.05。 2、反应炉F-8101微调空气流量：350-850Kg/h，主空气流量：505～2862 Kg/h。反映炉前空气压力:不大于0.035MPa。 3、反应炉F-8101燃料气流量16～48 Kg/h，燃料气压力：0.27～0.33MPa，空气/燃料气重量配比：12.0～14.0，燃料气脱液罐D-8102液位30～80%。 4、反应炉F-8101 炉膛温度：1100～1250℃。 5、反应炉废热锅炉ER-8101液位：40～70%。 6、第一级克劳斯反应器R-8101入口温度：225～250℃，床层温度：不大于350℃。 7、硫磺冷凝器E-8101/8102/8103 液位：40～70%。 8、第二级克劳斯反应器R-8102入口温度205～220℃，床层温度：不大于350℃。 9、克劳斯尾气浓度：H2S-2S02：-1～1%（V）。 10、液硫池T-8101空气流量75～160Kg/h,废气总流量105～200Kg/h。液硫温度130～155℃，气相温度：不大于170℃。 11、低压蒸汽压力：0.33～0.42MPa，低压蒸汽温度：152-165℃。 12、焚烧炉F-8102第一空气流量：284～2026Kg/h,瓦斯压力：0.25～0.33MPa,空气/瓦斯重量比例15～25，瓦斯流量：14.0～140Kg/h,炉膛温度675～725℃，烟道气氧含量：1%～5%（v）。 3.2公用工程 1、脱氧水：温度不大于35℃，压力1.6～2.0MPa。