直接氧化法硫磺回收裝置技術的升級改造

王巖軍，董迎召

（濮陽龍宇化工有限責任公司，河南 濮陽 457000）

直接氧化法硫磺回收裝置技術的升級改造

王巖軍，董迎召

（濮陽龍宇化工有限責任公司，河南 濮陽 457000）

對200 kt/a甲醇項目直接氧化法硫回收裝置工藝技術改造升級進行了總結，分析了技改后存在的問題，提出了解決方案。對系統伴熱蒸汽放空進行了改造回收利用，對2臺預熱器蒸汽冷凝液進行了改造回收利用，對硫氣分離器排硫管位置進行改造。對系統伴熱蒸汽氣源進行改造，對系統尾氣外排路線進行改造。投入運行后，反應后H2S的質量分數（第1反應器）為0.5%左右，第2反應器出口H2S的質量分數達到0.1%～0.3%，裝置尾氣經洗滌后達標排放，硫磺日產量達到2.1 t。洗滌系統穩定，可充分滿足處理低含量H2S酸性氣的工藝需求，整套裝置符合環保達標排放指標要求。

硫磺回收；直接氧化法；總結；問題；分析

克勞斯法是目前硫磺回收采用的主要工藝。但是傳統的克勞斯法技術存在很大缺陷，即無法達到處理貧酸性氣（H2S體積分數為1%～20%）的要求。近年來，直接氧化法硫磺回收工藝的發展引起了業內的高度重視。直接氧化法中，貧酸性氣與空氣按一定配比混合，進入裝有催化劑（TiO2）的催化氧化反應器，將H2S轉化為單質硫。目前，直接氧化法硫回收工藝在工藝流程、反應器結構、催化劑、硫冷凝器結構、硫氣分離器內件、洗滌塔噴淋頭等方面都有較大的改進和提高，其應用有進一步擴大的趨勢。

某200 kt/a甲醇HT-L粉煤加壓氣化工業化示范裝置采用直接氧化法硫磺回收技術，自2009年8月投運已有7年時間，催化氧化反應器、硫冷凝器等核心設備開始出現泄漏，催化劑活性嚴重下降，裝置無法正常運行。經過充分調研，決定對現有硫磺回收裝置進行技術改造升級——采用直接氧化法二級反應硫磺回收工藝。

1 工藝與設備

1.1 反應過程

原始克勞斯法制硫磺工藝主要化學反應為：

直接氧化法還可能發生的化學反應：

在一定范圍內，催化劑反應器床層溫度越高（一般情況下，一級反應器床層溫度控制在250～330℃，二級反應器床層溫度控制在250～300℃），反應速率越快，有利于反應向生成物方向進行。反應式(1)和(2)為H2S和O2的主要反應，反應(3)和(4)為次要反應。反應(1)不是平衡反應，理論上轉化率可以達到100%，但催化劑對H2S直接氧化為硫的選擇性有限，H2S有部分生成SO2，其余的H2S與SO2進一步按反應式(3)反應，生成硫磺。

1.2 工藝流程

直接氧化法二級反應硫磺回收工藝流程見圖1。由低溫甲醇洗工序來的酸性氣體（表壓85 kPa，標準狀態下體積流量為2 000 m3/h，溫度＜40℃，組成見表1）通過酸氣分離器（V-2101）分離水分后與工廠空氣、工藝氮氣混合后在酸性氣預熱器（E-2101）用中壓飽和蒸汽（3.8 MPa）加熱至210℃進入催化氧化反應器（R-2101）。空氣的流量是由酸性氣的流量和分析測定的酸性氣含硫量，根據化學反應所要求的氧氣量來確定的，流量大小由調節閥來調節控制，反應器內主要化學反應是硫化氫與氧反應，生成硫和水，以及有機硫的水解反應等，反應產生的熱量提高反應器床層的溫度并采用內置盤管，通過控制汽包（V-2102）的壓力來調節反應器氣體出口溫度（出口氣體盡量保持低溫且硫磺為氣態）。過程氣進入一級硫冷凝分離器（E-2103A）冷卻氣體并冷凝分離氣體中的硫，一級硫冷凝器的管外產生低壓蒸汽0.15M Pa。

圖1 直接氧化法二級反應硫磺回收工藝流程Fig 1 Direct oxidation of secondary reaction sulfur recovery process

表1 酸性氣組分（100%負荷）Fig 1 Acid gas component(100%load)

過程氣體通過再熱器（E-2105）預熱至200℃，進入二級反應器（R-2102）繼續進行氧化反應和克勞斯反應，反應后的過程氣進入二級硫冷凝器（E-2103B）進行冷凝，產生低壓蒸汽0.15M Pa，通過調節蒸汽的壓力來控制管程的出口溫度，既要使氣體中的硫冷凝下來，又不能低于硫的凝固點而使管道堵塞。氣液混合的硫進入硫分離器（V-2103），分離出液態硫和氣體。分離后的氣體經激冷罐冷卻后送至洗滌塔（T-2101），采用堿液吸收尾氣中的H2S和SO2，最終尾氣達標排向動力鍋爐。

分離出的液態硫由四通夾套球閥控制，定時排至自制鐵斗內，冷卻凝固后作為成品硫磺碼放。

洗滌塔底部排出的洗滌液進入第1、第2、第3沉降槽，沉淀硫磺顆粒后經洗滌液泵升壓，經洗滌液冷卻器降溫后作為洗滌液進洗滌塔循環使用。

1.3 關鍵設備

此次技術改造升級更換了催化氧化反應器（第1反應器）和一、二級硫泠凝器；新增了二級反應器、再加熱器、激冷罐；對硫分離器內件、洗滌塔噴淋頭進行了改造升級；針對排硫口管線易堵塞的情況，將硫氣分離器排硫口位置，由底部?32夾套管，改造為分離器底部向上50 cm處開口，加大為?57夾套管。

第1反應器為立式，直徑2.8 m，材質為S30408，內裝填Tio2SA988催化劑20 m3，設計壓力0.4 MPa，設計溫度360℃；第2反應器為臥式，直徑2.2 m，長4.996 m，材質為S30408，內裝填Tio2SA888催化劑8.0 m3，設計壓力為0.4 MPa、溫度340 ℃；一、二級硫冷凝器為臥式，共用一個殼體，換熱面積129、129 m2，殼徑?1.0、1.7m，換熱管?32 mm×3 mm，長6.0 m，材質為S30408，設計壓力，殼程0.4 MPa，管程0.4 MPa；設計溫度，殼程200℃，管程200℃。

2 技改后運行仍存在的問題

1）尾氣排放受鍋爐工況制約，影響系統正常運行。2016年5月，硫回收系統升級改造完成投料運行后，尾氣排放成為影響裝置滿負荷運行的嚴重制約因素。硫回收系統尾氣排放設計為：氣體分析達標尾氣（H2S、SO2的質量分數分別為0.01%～0.03%、0.01%～0.02%）排向動力廠鍋爐；另有一路為緊急狀況下，現場高空對天排放。由于國家對環保標準的不斷提高，動力廠鍋爐煙囪煙氣外排指標要求嚴格（S的體積分數≤400 mg/m3）。在硫回收系統運行中工況略有波動，或鍋爐工況略有波動的情況下，受H2S、SO2含量超標的影響，硫回收裝置只能采取減小生產負荷，甚至短時切除工藝氣停車措施予以應對，這種工況已經遠遠不能適應國家對環保設施的投運要求。。

2）現場蒸汽放空量大，造成蒸汽浪費，影響現場治理。2016年5月份，硫回收系統升級改造完成，投料運行后，現場膨脹槽頂部蒸汽對空放空量較大，放空管為?133 mm管，滿管蒸汽流放空噴射半徑可達4～5 m遠，裝置區汽霧彌漫，既造成了低壓蒸汽的浪費，又影響了操作人員的視線，存在一定的安全隱患，也對裝置整體運行效果也造成了一定負面影響。

3）蒸汽冷凝液直接排放，造成資源浪費。酸性氣預熱器及再加熱器采用3.8 MPa中壓飽和蒸汽作為熱源，酸氣預熱器正常工況下消耗蒸汽量為554.0 kg/h，最大消耗量為609.4 kg/h；再加熱器正常工況下消耗蒸汽量為244.2 kg/h，最大消耗量268.6 kg/h，2臺預熱器可產生800 kg/h。

3 后續改進措施

針對上述問題，對硫回收裝置進行了進一步的技改完善，主要內容包括：

1）對硫回收系統尾氣外送路線進行改造，正常工況下，將硫回收系統尾氣全部送往火炬燃燒，硫回收裝置達到滿負荷運行。在洗滌塔出口尾氣總管（DN300）處，加一三通（DN300），由三通向西焊制帶法蘭管線短節（DN300、PN16），法蘭短節后加裝DN300、PN16閘板閥1只，至氣化火炬處設DN300、PN16閘閥，閥前設DN300、PN16止回閥，防止火炬燃燒氣倒串硫回收系統。在水封后燃料氣總管（DN700）上進行開口對接，硫回收系統尾氣（壓力30 kPa左右）與氣化水封后燃料氣（壓力4 kPa左右）混合進入火炬燃燒。在管線位置最低處設置DN50、PN16導淋閥，用以排除管線內積液。

2）將原硫冷凝器副產0.15 MPa蒸汽，外送至膨脹槽入口處DN125管線割斷，盲斷膨脹槽入口，將膨脹槽頂部蒸汽放空長管（DN125）盲斷，新設DN80管線將上述2根管線連接起來，硫冷凝器副產0.15 MPa蒸汽外送截止閥（DN125、PN16）調整一下走向。這樣，硫回收系統伴熱后放空蒸汽在正常工況下，全部并入0.5 MPa低壓蒸汽管網進行回收。改造后，節約了大量低壓蒸汽，現場環境面貌得到了改善。

3）根據現場裝置的具體工況，在2股蒸汽冷凝液匯合管線上，加裝?32 mm×3 mm不銹鋼材質三通，新設?32 mm×3 mm不銹鋼管至硫冷凝器上水副線閥閥后，新管線上加裝DN25、PN16不銹鋼球閥，以此作為硫冷凝器上水控制閥。改造后蒸汽冷凝液得到了充分回收利用，每小時可節約2.0 t脫鹽水，節能降耗效果明顯。

4 結論

經過技術改造升級與針對性強的完善改造，目前硫回收裝置運行平穩，第1反應器出口H2S的質量分數平均由1.6%降至0.5%左右，SO2的質量分數降至0.05%～0.1%；第2反應器出口H2S、SO2的質量分數平均分別為0.1%～0.3%、0.01%～0.05%，產品硫磺日產量提高至2.1 t，系統運行平穩，能夠滿足環保設施運行要求，提高了企業經濟效益。

TQ125.1

BDOI10.3969/j.issn.1006-6829.2016.05.016

2016-06-20；

2016-07-25