硫磺回收装置工艺技术规程.docx

硫磺回收装置工艺技术规程1装置概况1.1 硫磺回收装置简介硫磺回收装置于XXXX年XX月建成，设计处理炼厂干气10万吨/年，同时生产硫磺3000吨/年，属联合装置。包括两个生产装置和一个生产单元，由10万吨/年气体脱硫装置、3000吨/年硫磺回收装置及硫磺回收尾气处理单元三部分组成，XXXX年XX月试车后，对装置进行了消缺改造。XXXX年XX月为配合炼厂加工XXXXX原油，针对硫含量增高，现有装置设计能力不能满足加工量增大的要求进行了改扩建。改造后规模为处理炼厂干气10万吨/年，同时生产硫磺4000吨/年。XXXX年XX月XX日中哈原油管线贯通进油，XXXX年XX月底首批管输哈油进入XX,含硫原油加工量大幅增加。在满足产品质量和烟气达标排放的前提下，现有干气脱硫单元和硫磺回收及尾气处理单元的现有设计能力不能满足高含硫加工的要求。此外，自装置开工以来酸性气废热锅炉（F-202）因结构设计不合理发生4次泄漏及尾气焚烧炉因火嘴结构不合理而导致燃烧不稳定，致使装置不能长周期安稳运行。并且自2004年以来干气脱硫塔（CTOD操作“发泡”现象严重，降低了装置处理量和气体净化度，乂增加了溶剂损耗。因此需对装置挖潜改造，使其能最大程度地处理含硫干气和回收硫磺，满足老区炼厂各装置加热炉烟气达标排放，同时还要解决目前装置生产中存在的问题，保证装置长周期安稳运行。本次扩能改造的主要内容是：（1）塔现有干气脱硫塔（CToI）塔径、板间距和降液管面积不变，用高效塔板替换现有塔盘。（2）现有溶剂再生塔（CTo2）塔径塔径、板间距和降液管面积不变，用高效塔板替换现有塔盘，同时再生塔下段122.降液管底隙高度需由现有50mm改为100mm。（3）新增1台IOonl'溶剂储罐（V-104B）,提高溶剂存储能力。（4）新增1台ET04B与现有并联操作，保证富液再生能力。（5）酸性气废热锅炉（F-202）更换，汽包利旧，满足装置长周期运行。（6）新增1台酸性气分液罐（V-213）和1台酸性液压送罐（V-214）,用于分离酸性气中的夹带液，并将酸性液体用氮气压送至污水汽提装置。（7）新增1台以色列AMlAD生产的CTF-S45型全自动清洗贫溶剂过滤器（SRTO5）,过滤精度25m,实现本装置贫溶剂的过滤和自动反冲洗，逐渐降低胺液系统机杂的含量。（8）新增1台酸性气焚烧炉（F-203）,立式结构。酸性气焚烧炉的火嘴为自然通风式，配长明灯。新增1台烟囱（S-201）用来使酸性气焚烧炉燃烧的烟气高空排放，采用烟囱外扶塔架支撑。（9）尾气焚烧炉（F-301）火嘴更换，使所有尾气能通过火嘴燃烧。（10）更换1台性能可靠的离心式空气鼓风机组（J-201B）,改善操作环境，满足装置长周期运转。（11）R-201/202催化剂更换为成都能特科技公司生产的CT6-2BCT6-4Bo本次扩能改造后,催化干气脱后硫化氢含量不大于50mgm3,硫磺成品达到一级品水平，年加工干气能力10万吨，年产硫磺4000吨。XXXX年进行改造，本次改造新、老区硫磺装置间铺设了2根DN150mm总长度约为25km的贫、富液管道,内装脱硫剂量1601,即新增脱硫剂量160t<.100O万吨/年炼油开工期间，原油硫含量增高，老区炼油应平衡硫L092万吨/年，老区硫磺生产能力按0.5万吨/年计，届时将有0.59万吨/年剩余硫的不能进行回收，造成大气严重污染，不符合相关环保要求。因此需要对老区硫磺装置进行改造，本次改造将老区硫磺装置干气脱硫部分富胺液自压至新区二联溶剂再生装置,再生后的贫胺液送回老区炼油厂硫磺装置循环使用。改造后老区炼油厂硫化氢总量为0511万吨/年，目前老区硫磺装置0.5万吨/年的生产能力可满足改造后的硫回收负荷要求。通过核算需要对干气脱硫塔（CTol）进行改造，干气脱硫塔（CTOl）核算后的数据得出：气相量减少L5倍，液相量增大1.28倍；现有塔盘开孔率11.2%,若维持之，泄漏量远远超出规定值，过多的泄漏引起返混，使板效率下降，严重影响干气净化度。通过塔盘水力学计算得出开孔率为5%,开孔率减少了55%,若对现有塔盘堵孔，则浮阀间距过大远远超出规定要求，易使鼓泡不连续，降低气液接触率，降低传质效率，大大影响干气净化度，故更换塔盘。现有老区硫磺装置干气脱硫塔（C-IOl）塔径中140Onlnb20层导向高效浮阀塔盘，筒体利旧、板间距及降液管面积不变；更换塔盘（塔盘材质为316）,塔盘开孔率由11.2%降至5%；将原有降液管底隙由50un改为65mm。本次改造后，老区硫磺装置净化干气中HzS含量WlOOnIg/nt'、贫胺液含量W20mgm）干气脱硫塔C-IOl操作弹性范围达到液相量50%120%.汽相量80%160%oXXXX年硫磺回收装置一级硫冷器E-201蒸汽改去乏汽冷却器E-204,硫磺回收装置在大负荷生产的条件下，由于废热锅炉F-202以及一级硫冷器E-201换热效果有所降低，影响了硫磺回收装置大负荷生产，为保证硫磺回收装置大负荷生产，需要降低一级硫冷器E-201发汽压力及出口温度，提高冷却效果。通过一级硫冷器E-201压力控制阀前手阀与三级硫冷器E-203压力控制阀后手阀增加管线连接后一同去乏汽冷却器E-204冷却，冷却后，排入下水系统。XXXX年增加硫磺回收装置至单塔装置凝缩油管线。硫磺回收装置凝缩油罐V-107凝缩油在焦化车间停工前送往焦化处理,焦化车间停工后硫磺回收装置V-107凝缩油无法输送出去，本次改造主要解决凝缩油去向的问题，本次改造利用焦化至北罐区部分汽油线，并连接到单塔气提装置凝缩油605#罐，并新增两根伴热线。XXXX年硫磺回收装置至汽油加氢装置新增贫富液管线。本次改造主要是在硫磺回收装置至汽油加氢装置之间新增两根贫富液线，硫磺回收装置向汽油加氢装置提供贫液，并回收再生其富液，循环使用。XXXX年增加硫磺回收装置循环水罐V-210自动控制。造粒系统循环水外送只有现场玻璃板液面计，由造粒人员现场巡检时，调节循环水外送泵P-002出M阀门开度来控制循环水罐V-210液面，全靠人员及时巡检、手动控制循环水罐V-210液面，很不方便，且容易造成灌满溢出或机泵抽空，对节能、设备正常运行不利，因此，增加液面计、控制阀，实现自动控制，减轻职工劳动强度。XXXX年大修硫磺回收装置对一级转化器R-201催化剂更换为程度能特科技公司生产的CT6-4B和CT6-8；对二级转化器R-202催化剂更换为程度能特科技公司生产的CT6-4B和CT6-2B；对加氢反应器R-301催化剂更换为程度能特科技公司生产的低温加氢催化剂CT6-11XXXX年增加硫磺回收装置至一二催化装置凝缩油管线以及凝缩油泵，装置凝缩油送往一二催化装置回炼处理。XXXX年增加硫磺回收装置尾气焚烧炉F-301出口增设烟气连续排放监测系统(Continuousemissionmonitoringsystems)简称CEMS,测定烟气污染物浓度或排放速率所需的全部设备。XXXX年炼油厂新建80万汽油加氢装置，硫磺装置系统贫富胺液线在二火炬南侧增加甩头，系统高压瓦斯线在重整处增加瓦斯线甩头。1.2 一火炬简介一火炬建成于XXXX年，火炬的排放高度60米，火炬筒体直径630亳米，火炬的排放能力96306kgh,火炬承担排放装置为老区炼油厂16套装置分别为一套催化装置、二丙烷装置、气分装置、烷基化装置、一丙烷装置、球罐装置、硫磺回收装置、延迟焦化装置、重整加氢装置、芳燃抽提装置、二套催化装置、三蒸储装置、加氢裂化装置、单塔汽提装置、碳九装置、液化气充装站。保证这些装置在事故状态下能正常排放瓦斯。目前，部分装置停工，一火炬主要承担南厂区一催化、气分装置等火炬排放。一火炬的结构包括：火炬头、筒体、气、液分离部分。火炬头采用蒸汽消烟型火炬头，消烟蒸汽由地面分为三路蒸汽管线沿火炬筒体至火炬头。三路蒸汽分别是：中心蒸汽、顶部蒸汽、梅花蒸汽。中心蒸汽由火炬头底部进入火炬头内部中心位置，蒸汽从中心蒸汽喷射器向火炬头出口方向喷出。顶部蒸汽在火炬头外部设蒸汽环管和喷嘴，蒸汽环管内的蒸汽从喷嘴喷出，引射周围空气进入蒸汽一空气引射管束，蒸汽和空气在引射管束内均匀混和后，从火炬头顶部喷出。梅花蒸汽由火炬头底部进入火炬头内部，分为四路蒸汽，这四路蒸汽从梅花蒸汽喷射器向火炬头出口方向喷出。火炬头一侧设有长明灯和点火器。一火炬自动点火系统包括地面点火器及高空点火器。当火炬气压力增高至水封压力时，点火系统自动启动高空点火器点火，如果自动点火系统故障不点火，则改为手动操作模式进行手动操作点火，若仍然不点火，就必须使用地面爆燃式点火器点火。爆燃式手动电打火：为爆燃式点火方式，瓦斯和空气在混合腔中按照一定比例混合，达到爆燃条件后，通过电打火高压火花发生器引爆。1.3 工艺原理1.3.1 3.1干气脱硫单元工艺原理MDEA是FlUor公司最早开发的脱硫剂，在腐蚀性、溶解降解及发泡等问题上有较强的优越性，XX年代我国开始使用，90年代世界各大炼油厂广泛使用。MDEA从本身结构来说是叔胺脱硫剂，而且碱性较弱，与二氧化碳的结合力较弱，在二氧化碳与硫化氢共存时，可以对硫化氢进行有选择的吸收，从而可以降低溶剂再生的负荷，降低装置能耗。MDEA吸收原理为：(HOCH2CH2)2NCH3+H2S(HOCH2CH2)2NHTH3+HS(瞬间反应)由于叔胺分子氮原子上没有氢原子不能和COz直接反应，必须通过下列过程：CO2+H2OH+HCO3(慢反应)H+(HOCH2CH2)2NCH3(HoCH2CH2)2NH+CH3(瞬间反应)(3)CO2+H2O+(HOCH2CH2)2NCH3(HOCH2CH2)2NH+CH3+HCO3由于反应速度极慢，所以MDEA对H2S具有较高的选择性。1.3.2 硫磺回收单元工艺原理采用部分燃烧的ClaUS工艺，部分燃烧工艺是把所有酸性气送进燃烧炉内，通过控制配风量使烟气中1/3硫化氢燃烧生成二氧化硫,剩下的2/3硫化氢在克劳斯反应器内在催化剂作用下与生成的二氧化硫反应生成硫磺。反应原理如下：2H2S+O2 2H2O+2XSx J（瞬间反应） （1）H2S+32O2H2O+SO2（瞬间反应）（2）2H2S+SO22H2O+3XSxJ（可逆反应）（3）2H2S+SO22H2O+3S（催化剂作用下的克劳斯反应）（4）CS2+H2OCOS+H2S（催化剂作用下的水解反应）（5）COS+H2OCO2+H2S（催化剂作用下的水解反应）（6）反应（1）、（2）和（3）发生在酸气燃烧炉内高温烟气（120（TC）的环境中；反应（4）、（5）和（6）发生在克劳斯一、二级转化器催化剂上低温烟气（210320C）的环境中。1.3.3 尾气加氢处理单元工艺原理硫磺回收处理单元采用RAR工艺，在催化剂作用下，在低压力（0.025MPa表压）和260温度条件下，硫及硫化物和氢气发生加氢反应，还原成硫化氢。还原的硫化氢通过气体脱硫装置来的脱硫溶剂再吸收，使硫磺回收尾气达标排放，含硫化氢的脱硫富液进入气体脱硫装置再生塔再生，生成的硫化氢再进入硫磺回收装置。反应原理如下：SO2+3H22H2O+H2S（瞬间反应）（1）COS+H2OCO2+H2S（可逆反应）（2）反应（1）、（2）发生在加氢催化剂上温度300的条件下。1.3.4 一火炬工艺原理一火炬和老区炼油厂系统低压瓦斯管网相连，一火炬通过瓦斯分液罐、水封罐和系统低压瓦斯管网隔离，当系统低压瓦斯管网压力升高时，并大于水封罐水封压力时，低压瓦斯会突破水封压力进入一火炬燃烧。1.3工艺流程说明1.3.1 生产过程示意图见下:1.3.2 工艺流程说明1.3.2.1干气脱硫单元【、II套催化干气、瓦斯回收装置干气自系统进装置干气分液罐(V-IOl),分液后的凝液进凝缩油罐(VTo7)。分液后的催化干气经过滤器(S100)过滤、聚结分离器(A100)分液后进干气脱硫塔(C-101),与脱硫溶剂逆向接触，脱除干气中的硫化氢。净化干气从干气脱硫塔顶经沉降段分液，净化干气分液罐(V100)分液后送出装置去系统。从干气脱硫塔(CToD底出来的脱硫富液和从硫磺回收尾气处理单元、气分装置液化气脱硫及加氢裂化低分气、液态燃及液化气脱硫装置来的富液汇合后经减压进贫富液换热器(E-IOlAZB)管程，与再生塔(CTO2)底出来的脱硫贫液换热至83.4C,进入富液脱气罐(VTO2)。脱出的含燃气排向低压瓦斯系统，脱燃后的脱硫富液自压至溶剂再生塔(C-102)上部，经底部再生塔底重沸器(ETO4、E-104/B)加热至120C进行再生。再生出的酸性气经再生塔顶冷凝器(E-103B)冷却至40后进再生塔顶回流罐(V-103)分出液相，酸性气去硫磺回收酸性气燃烧炉(F-201)；底部凝液用再生塔顶回流泵(P-104A/B)全部回流至再生塔顶。再生塔底的再沸器(E-104、ET04/B)以0.3MPa蒸汽作为热源，使脱硫富液经与塔内上升蒸汽接触脱出酸性气。再生塔底出来的脱硫贫液经贫液泵(P-103A/B)送至贫富液换热器(E-IOlAZB)壳程换热至84后，进贫液冷却器(E-102A/B)冷却至40C进溶剂储罐(V-104,VT04/B)。由脱硫贫液泵(PToIA/B/C)抽出分两路,一路经贫液过滤器(SRTO5)过滤后分别送至干气脱硫塔，富液闪蒸罐和硫磺回收尾气处理单元；另一路经贫液过滤器(SRTOl/102/103)过滤后送至气分、加氢裂化、汽油加氢装置循环使用。贫液过滤器反冲的胺液经胺液沉降罐(VT19)沉降后回收至溶剂配置回收罐(V-106),装置内设置溶剂配置回收罐(V-IO6)、溶剂储罐(VTO4、V-104/B)和凝缩油罐(V-107),用于装置内溶剂补充、循环和凝缩油回收等操作。1.3.2.2硫磺回收单元从干气脱硫装置来的自产酸性气进入酸性气分液罐(V-201),从污水汽提装置来的酸性气一路进入酸性气分液罐(V-201),当V-201压力高于0.07MPa时，进入另一路酸性气脱液罐(V-213),经分液后进入酸性气焚烧炉(F-203)o分液后的酸性气从罐顶出经过UV-205B进入酸性气燃烧炉(F-201),在事故状态下通过UV-205A改往酸性气焚烧炉(F-203)。燃料气从净化干气管网引进燃料气分液罐(V-202),经过分液后从罐顶进入酸性气燃烧炉(F-201)尾气焚烧炉(F-30D和酸性气焚烧炉(F-203)o空气从空气鼓风机(J-201A/B)出口经两路调节后进酸性气燃烧炉，一路空气用酸性气管线上的酸性气流量(FIC-206)和测定的硫化氢浓度调节，另一路空气用捕集器出口过程气管线上的硫化氢/二氧化硫比例分析仪(AlC-200)调节。酸性气和空气在燃烧炉按比例燃烧，配入的风量使燃类完全燃烧，1/3的硫化氢燃烧生成二氧化硫。从酸性气燃烧炉出来的1250C高温过程气一小部分通过高温掺和阀(X-201、X-202)调节一、二级转化器的入口温度，其余高温烟气经废热锅炉(F-202)冷却，壳程通过顶部蒸发器(V-203)发生1.OMPa蒸汽自用，废热锅炉出来的400过程气进一级硫冷凝器(E-201)冷却至170后，底部分出液硫进入硫封罐(V-207),壳程发生0.3MPa蒸汽并入管网自用。从一级硫冷器管程出来的过程气在酸性气燃烧炉与1250。C高温过程气掺合后温度升至240C进入一级转化器(R-201),在催化剂床层上发生克劳斯反应，使过程气中的4S与S02被催化剂转化为元素硫，反应后的温度升至300C左右，进入二级硫冷凝器(E-202),冷却至160后，底部分出液硫进入硫封罐(V-207),壳程发生0.3MPa蒸汽自用。从二级硫冷器管程出来的过程气在酸性气燃烧炉与1250C高温过程气掺合后温度升至220进二级转化器(R-202),在催化剂床层上继续进行克劳斯反应，温度升至265°C左右，进入三级硫冷凝器(E-203)冷却至145°C后，底部分出液硫进入硫封罐(V-207),壳程发生0.13MPa乏汽，经乏汽冷凝冷却器(E-204)冷却至40去凝结水罐(V-004)：管程出口的过程气进入捕集器(V-209)分出液硫进入硫封罐(V-207),从捕集器顶部出来的制硫尾气进尾气处理单元。从一、二、三级硫冷器及捕集器底部分出来的液硫进入硫封罐(V-07)后，从硫封罐自流进入液硫罐(V-208)o液硫用液硫抽出泵(P-201A/B)送至硫磺成型机(MG-201),造粒、称重、包装后即为产品硫磺。从捕集器出来的制硫尾气进入尾气加热器(E-302)与F-301的放空尾气换热至230C后与从系统来的氢气混合进加氢反应器，尾气在催化剂床层上发生加氢反应温度升至245,进入尾气冷却器(E-301),壳程产生0.3MPa蒸汽自用，管程尾气冷却至150左右后进急冷塔(C-301)o在急冷塔内尾气与急冷水逆向接触使尾气急冷降温至45。C自塔顶进入吸收塔(C-302)o急冷水通过塔底急冷水循环泵(P-301A/B)送至急冷水过滤器(SR-301A/B)过滤，脱出杂质后进急冷水冷却器(E-303)冷却至45C进急冷塔循环使用，富余含硫污水送至单塔汽提装置。自急冷塔顶来的尾气在吸收塔内和脱硫贫液溶剂逆向接触，脱出尾气中的H2S气体后，尾气自塔顶进入尾气焚烧炉(F-301),在700C高温下，将尾气中的硫化物焚烧成SO?和压0,剩余的山和烧类燃烧成ca和H2O,焚烧后的高温烟气和由炉体外掺入的冷空气混合降温至550C进入尾气加热器(E-302)回收热量后，温度降至W450C由烟囱(S-301)排入大气。吸收塔底出来的脱硫富液通过富液泵循环泵(P-302A/B)送至气体脱硫装置再生系统。1.3.2.4一火炬系统低压瓦斯经过DN500线进入低压瓦斯分液罐R-3/1,再由低压瓦斯分液罐R-3/1进入水封罐R-5/1,被水封罐R-5/1水封阻隔，当系统低压瓦斯压力增高至水封罐R-5/1水封压力时，一火炬点火系统自动启动高空点火器点火，对排入火炬的低压瓦斯进行点火燃烧。1.3.3其它辅助系统流程1.3.3.1新水装置新水由系统供给，分别用于急冷塔C-301新水补充，生活用水和绿化用水以及一火炬水封罐。消防水由系统供给，用于装置消防栓及消防水炮。1.3.3.2循环水装置循环水由系统供给，分别用于ETo2、E-103、E-204、E-303和凝结水泵P-001A/B.P-103A/B.液硫泵P-201A/B.离心鼓风机J-201/B冷却后汇合，进入系统循环水回水线；用于VT08水封，排入地漏；造粒机用于冷却后的循环水经泵P-202打入循环水回水线。1.3.3.3脱盐水装置脱盐水由系统提供，分别用于减温减压器温度控制；废热锅炉汽包、硫冷凝器、尾气冷却器液面控制；也为VTO4、V-104/B、V-Io6、V-IO3、VTo2提供脱盐水;同时还用于贫液过滤器及VT19的反冲洗，以及为V-004降温供水。1.3.3.4凝结水凝结水为装置自产：经重沸器E-104产生的凝结水经凝结水罐（VT05）进入凝结水扩容罐V-004,装置伴热线冷却的凝结水也进入V-004,经凝结水泵P-001A/B打入系统脱盐水线，同时在装置内与脱盐水线相连，也可供装置自用。1.3.3.5LOMPa蒸汽1.OMPa蒸汽由系统和装置废热锅炉产生，分别作为减温减压器压力控制、装置伴热、装置消防蒸汽和管线及设备吹扫蒸汽用。一火炬LOMPa蒸汽由系统产生。1.3.3.60.3MPa蒸汽0.3MPa自产蒸汽由两部分供给，一部分由减温减压器产生，一部分由一、二级硫冷凝器E-201/E-202和尾气冷却器E-301产生。0.3MPa蒸汽除供给再生塔底重沸器作为热源外，还作为装置伴热和夹套伴热热源。1.3.3.7风装置由空压站供给净化风与非净化风，净化风进入装置后经过净化风缓冲罐（V-002）后分别为各自控阀和在线分析仪提供仪表风。非净化风进入装置后分别至炉区、构-1、构-2、脱硫区、泵房和造粒机房。1.3.3.8氮气氮气由系统供给，分别为VTO4、V-106,V-119的保护气；F-201、F-301、F-203的视镜保护和吹扫气;VTO7、V-IO2、VTO3、V-213、V-214的充压和吹扫；V-208及造粒机头的吹扫；R-201/202、R-301的反飞温线以及尾气加氢单元的开、停工吹扫介质。1. 3.3.9瓦斯瓦斯（开工瓦斯）由一、二催化干气供给，也可由净化干气供给，经瓦斯分液罐V-202分液后进入F-201、F-301、F-203作为开工升温的能源,也作为F-203和F-301焚烧的能源。1.4原则流程图（见附图）2工艺指标（数据采取设计值）以下指标均为设计值，装置实际运行工艺指标执行现场最新版工艺卡片1.1 原料指标1.1.1 贫胺液HzS含量要求H2S含量1.2gl2.L2N一甲基二乙醇胺（MDEA）技术指标序号项目名称单位数量1外观无色或微黄色透明液体2密度g/cm31.0001.0553沸点C2532554凝点-205粘度(20C)Pas0.102(或90115)6纯度(MDEA)重量有效组分含量295%7折光率（20）1.4600-1.47008溶解性与水完全互溶注：以上数据仅供参考，以厂家提供的合格证为准1.1.3 催化剂技术要求型号CT6-2BCT6-4B安装位置R-202下层R-201下层R-202上层主要化学组成A12O3A12O3颜色及形状白色小球红褐色小球外形尺寸4646比表面积，m2g>230>200比孔容，ml/g>0.30堆积密度，g/ml0.66-0.760.75-0.85抗压碎力，牛/颗160150磨耗率，%（mm）<0.50.6型号CT6-8安装位置R-202下层外观浅灰色条形直径，mm624堆积密度，kg/L0.801.00平均压碎强度，N/cm38磨耗率，W,%3.0比表面积*,m2g2100孔容积，ml/g20.30型号CT6-11安装位置R-301抗压碎力，150N/颗堆积密度,g/cm30.70-0.80磨耗率%1.0比表面积,m2g180尾气中除硫化氢外的硫含量，×10-6(vv)<200注：以上数据仅供参考，以厂家提供的合格证为准1.2 半成品、成品指标1.2.1 硫磺质量标准分析庙铲一级二级三级硫磺纯度先299.9299.9298.5灰分0.040.20.4酸度H2SO4计0.0050.Ol0.03种0.OOl0.020.05铁%0.003WO.005不规定有机物%0.050.30.8水份%0.10.512.2.2净化干气产品质量H2S含量80mgm3223烟气环保要求名称项目单位取样位号指标尾气焚烧炉烟囱S-3O1烟气氮氧化物mgm3-240林格曼黑度级-1烟尘mgm3一120SO2含量mgm3-960下水总排硫化物mg/1-20CODmg/1-1000尾气焚烧炉F-301进口总硫含量mgm3-1000I火炬林格曼黑度级-12.3公用工程指标序号名称状态温度压力MPa(g)备注1循环冷水液态20-280.40.6连续2循环回水液态35400.20.4连续3凝结水液态953.0连续4无盐水液态402.5连续5新水液态180.7连续61.OMPa蒸汽气态2002501.01.3连续7燃料气气态400.5连续8氮气气态ATM0.20.6连续9净化风气态ATM0.50.6连续10非净化风气态ATM0.50.6连续11电380V3相50HZ连续2. 4主要操作条件(1)干气脱硫单元项目操作值备注干气脱硫塔(C-IOl)塔顶/塔底温度C40.0/44.1塔顶/塔底压力MPa(g)0.65/0.68贫溶剂量kg/h25201.5N-甲基二乙醇胺溶液浓度20%(w)溶剂再生塔(C-102)塔顶/塔底温度109.4/123塔顶/塔底操作压力MPa(g)0.08/0.11富溶剂量kg/h63081.4(2)硫磺同收及尾气处理单元温度压力MPa(g)备注制硫燃烧炉(F-201)100012000.05-0.06尾气焚烧炉(F-301)7008000.0018烟囱(S-301)250T450酸性气焚烧炉(F-203)700800(事故状态I)-20Pa(g)8001300(事故状态H)600700(热备状态)烟囱(S-201)260T500过程气入/出口温度C蒸汽出口压力MPa(g)酸性气废热锅炉(F-202)1000-1200/4001.0一级硫冷凝器(E-201)350/1700.4二级硫冷凝器(E-202)300/1600.4三级硫冷凝器(E-203)265/1450.13蒸汽发生器(E-301)1870.4过程气入口温度°C过程气出口温度C一级转化器(R-201)240300二级转化器(R-202)225265加氢反应器(R-301)285329加氢反应器混氢量：10.99kg/h管程烟气入/出口温度C壳程尾气入/出口温度C尾气加热器(E-302)471/350145/300项目操作值备注急冷塔尾气进塔/出塔温度eC188/40(C-301)急冷水流量kg/h13328尾气吸收塔(C-302)尾气出塔温度C43尾气出塔压力MPa(g)0.013贫液入口量kg/h13367出塔净化尾气中的总硫×10-6(vv)3003. 5技术指标及能耗指标。2.5.1技术指标(1)再生前后贫富胺液中H2S、C02含量见表2.2-4：表224再生前后贫富胺液中H2S、CO2含量H2Sg/LC02g/L贫胺液18.0富胺液1017(2)运行初期制硫部分转化率：94.39%(W)运行初期制硫部分硫磺收率：93.79%(W)运行初期全装置总硫磺收率：98.00%(W)2.5.2能耗指标。序号项目单位耗量能耗指标总耗耗×104单位能耗单位数量单位数量MJ/aMJ/t1循环水t/t37.66MJ/t4.191641.012污水t/t0.02MJ/t33.495.363凝结水t/t-0.37MJ/t96.30-366.904电kWh/t23.14MJkW.h11.842849.755净化压缩空气m3t5.38MJm31.5989.046非净化风m3t0.26MJm31.172.677氮气m3t0.77MJm36.2850.248燃料t/t0.008MJ/t418683349.4491.OMPa蒸汽t/t0.52MJ/t318217157.3410新鲜水t/t1.60MJ/t7.124.5611无盐水t/t0.02MJ/t96.3017.72合计24800.677696.08