析再热方式对硫回收装置的影响-三维石化_精品文档.ppt

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析再热方式对硫回收装置的影响析再热方式对硫回收装置的影响山东三维石化工程股份有限公司山东三维石化工程股份有限公司范西四范西四摘要摘要摘要：

摘要：

硫磺回收装置有各种不同的过程气再热方式，本文通过计算，对硫磺回收装置有各种不同的过程气再热方式，本文通过计算，对不同的再热方式进行不同的再热方式进行ClausClaus总转化率、总硫收率、污染指数和能量折总转化率、总硫收率、污染指数和能量折算值的比较，并提出判断标准和主观意见，供硫磺回收装置的设计者算值的比较，并提出判断标准和主观意见，供硫磺回收装置的设计者和使用者参考。

和使用者参考。

1.1.综述综述随着Claus工艺技术的进步，硫磺回收装置的再热方式也在不断地发展创新，过程气再热方式可以分为热旁路再热、再热炉再热和间接加热三大类。

选择不同的再热方式对Claus工艺过程的结果是有差异的，它将对Claus的转化率、装置的建设投资、装置的能耗、污染物排放量等产生影响。

本文将针对目前国内外在用的各种再热方式进行讨论，分析各自的优劣，为硫磺回收装置的设计者和使用者提供一个分析、判断的依据，选择最为合理的工艺过程，使硫回收装置成为尽可能合理的节能环保型生产装置。

热旁路再热又分为高温热旁路再热方式和中温热旁路再热方式，高温热旁路再热方式是将反应炉后的高温气流分出35%与低温过程气直接混合，使过程气温度达到Claus转化器入口温度条件；中温热旁路再热是将反应炉后的余热锅炉设计成两个管程，经过第一管程出口的过程气温度约为600650，分出1015%左右与低温过程气混合达到Claus转化器入口温度条件。

1.1.综述综述在线炉再热分为燃料气在线炉再热方式和酸性气在线炉再热方式。

燃料气在线炉是将燃料气引入在线炉燃烧，燃料气燃烧后的高温气流与过程气混合，使过程气温度达到Claus转化器入口温度条件。

酸性气在线炉是将一部分原料酸性气引入在线炉燃烧，原料酸性气中的H2S完全反应生成SO2，高温气流与过程气混合，使过程气温度达到Claus转化器入口温度条件。

酸性气在线炉再热将一部分酸性气引入在线炉，使反应炉或反应炉和一级转化器在H2S/SO22条件下进行Claus反应，转化率会明显降低，由于酸性气在线炉再热方式的明显缺陷，该再热方式在国内已经很少使用。

酸性气在线炉再热方式下文将不进行讨论。

间接加热的再热方式可以用自身反应热进行气/气换热，也可以用外热媒再热，如蒸汽加热、电加热、燃料气加热炉加热及其它热媒加热方式等。

间接加热的再热方式由于没有额外的惰性气体（如燃料气在线炉的烟气）进入系统，与在线炉再热流程相比，明显减少了尾气排放量，近年来已经被广泛使用。

2.2.流程模拟计算的条件流程模拟计算的条件下文将假定一个完全相同的操作条件，用Sulsim计算软件进行模拟计算，然后对计算数据进行分析，得出相对合理的结论，供硫磺回收装置的设计者和使用者参考。

假定条件如下：

1）硫磺回收（下称SRU）采用两级转化Claus工艺，空气供氧；尾气处理（下称TGT）采用加氢还原吸收工艺；溶剂再生（下称ARU）对不同的过程气再热方式影响比较小，不予讨论。

2）原料酸性气流量100kmol.h-1；H2S浓度90%（mol）；CO2浓度8%（mol）；C2H6浓度2%（mol）。

3）一级转化器进口温度240；二级转化器进口温度220；制硫余热锅炉出口过程气温度350；各级硫冷凝器出口过程气温度160；尾气急冷塔的急冷水出口温度65；尾气焚烧炉炉膛温度650；烟囱排烟温度300，过氧量2%。

4）SRU的总硫收率不考虑雾沫夹带，按100%计。

5）ARU再生酸性气H2S/CO2=2/1。

6）TGT加氢反应器如果使用外供氢则以H2计，尾气吸收塔出口过程气H2浓度按1.5%（mol）控制。

7）燃料气使用C2H6，燃烧热为-11477kcal.kg-1。

8）余热锅炉生产3.5MPa（g）级蒸汽，按过热至400输出计算能耗；硫冷凝器和蒸汽发生器生产0.3MPa（g）级饱和蒸汽，按全部输出计算能耗；装置保温伴热用蒸汽按同一消耗量计，不计算能耗；能耗计算过程中，不计算热损失。

9）鼓风机和机泵按0.7效率计算电耗。

10）能耗计算执行石油化工设计能耗计算标准GB/T50441-2007。

2.2.流程模拟计算的条件流程模拟计算的条件3.3.工艺流程图工艺流程图3.3.工艺流程图工艺流程图模拟计算了以下6种过程气再热流程：

1）流程：

一级转化器中温热旁路；二级转化器间接加热；加氢反应器间接加热，外供氢。

2）流程：

一级转化器中温热旁路；二级转化器中温热旁路；加氢反应器间接加热，外供氢。

3）流程：

一级转化器高温热旁路；二级转化器间接加热；加氢反应器间接加热，外供氢。

4）流程：

一级转化器高温热旁路；二级转化器高温热旁路；加氢反应器间接加热，外供氢。

5）流程：

一级转化器燃料气在线炉；二级转化器燃料气在线炉；加氢反应器还原气发生炉，自产氢。

6）流程：

一级转化器间接加热；二级转化器间接加热；加氢反应器间接加热，外供氢。

4.4.数据分析数据分析根据流程模拟计算数据，分别比较分析：

转化率；污染指数；能耗。

4.1转化率和污染指数分析转化率、收率和污染指数比较分析的流程模拟计算数据见表1。

序号对比项流程流程流程流程流程流程1高温转化率%72.4072.2972.4072.3572.3972.402Claus总转化率%96.6595.6896.6796.1896.6596.683ARU再生酸性气流量kmol.h-16.0647.5536.0256.7716.1096.0014烟气排放量kmol.h-1327.471330.125327.434328.743380.330327.3925烟气中SO2含量kmol.h-10.0680.070.0680.0690.0790.0686总硫收率%99.924499.922299.924499.923399.912299.9244表14.4.数据分析数据分析1）总硫收率按下式计算：

（A-B）/A式中：

总硫收率mol%A原料酸性气中H2S的流量kmol.h-1，为1000.990kmol.h-1B烟气中SO2含量kmol.h-12）反应炉中的高温转化率最高72.40%，最低是流程的72.29%，差别来源于ARU再生酸性气流量差异。

再生酸性气的H2S浓度低于原料酸性气的H2S浓度，返回流量越大，进入反应炉的总酸性气浓度就越低，反应炉炉膛温度也越低，高温转化率随之下降。

3）Claus总转化率流程最高，达到96.68%；流程次之，达到96.67%；流程和流程相当，达到96.65%；流程只有96.18%；流程最低，只有95.68%。

Claus总转化率的高低，代表了SRU总体水平，采用两级中温热旁路和两级高温热旁路流程对Claus总转化率有较大影响。

目前国内的SRU没有采用两级中温热旁路流程的；两级高温热旁路流程都出现在早期建设的装置和产量小于10,000吨/年的小规模装置。

Claus总转化率按优劣排序（最优者6分，依此至最劣者1分）：

流程得6分；流程得5分；流程、流程各得3.5分；流程得2分；流程得1分。

4.4.数据分析数据分析4）流程与流程的对比数据可见，无论是Claus总转化率或总硫收率对比，流程均优于流程。

为了达到同样的转化器入口温度条件，中温热旁路流量比高温热旁路流量大，导致反应炉内生成的反应产物过多地进入催化剂床层，阻碍了Claus反应方程式右移。

流程与流程的对比数据说明了同样的道理：

高温热旁路优于中温热旁路。

5）在TGT同样的净化尾气条件下，烟气排放量、烟气中SO2含量和总硫收率代表了硫磺回收装置的环保指标的优劣。

流程、流程、流程的指标基本相同，污染指数得5分；流程和流程，因为TGT再生酸性气流量的影响（CO2的回流），指标分列5、4位，污染指数得2分和3分；流程由于在线炉燃料气燃烧产生的惰性气体进入系统，烟气排放量增加了16%左右，指标列第6位，污染指数得1分。

6）热旁路再热方式的流程在后面的论述中将作为惟一的热旁路再热方式与流程、流程进行分析对比，流程、流程和流程将不再讨论。

4.4.数据分析数据分析4.2间接加热再热方式能耗分析间接加热再热方式能耗分析首先讨论的是间接加热的再热方式的能耗。

间接加热的再热方式有：

自身反应热进行气/气换热、蒸汽加热、电加热、燃料气加热炉加热等。

以流程的尾气加热器为例，需要热量为327.36kW，分析如下。

1）采用自身反应热进行气/气换热，能耗体现在热交换后，可以回收产生蒸汽的热量的差值，能耗为327.3636001178496kJ。

2）采用电加热，需要用电327.36kW，GB/T50441-2007的能耗折算值为10890kJ.kW-1，能耗为327.36108903564950kJ。

3）采用燃料气加热炉加热，燃料气加热炉的热效率约为65%，能耗为327.363600/0.651813071kJ。

4）采用3.5MPa（g）级蒸汽加热，计算能耗如下：

a）3.5MPa（g），400过热蒸汽的焓值为3223.84kJ.kg-1；3.5MPa（g）凝结水的焓值为1052.14kJ.kg-1；3.5MPa级蒸汽消耗量：

327.363600/（3223.84-1052.14）542.66kg.h-1；能耗折算值为542.6636841999159kJ。

b）凝结水减压至0.3MPa（g）闪蒸，产生0.3MPa（g）蒸汽Xkg.h-1；0.3MPa（g）蒸汽的焓值为2737.75kJ.kg-1；0.3MPa（g）凝结水的焓值为601.64kJ.kg-1；则：

542.661052.14=2737.75X+（542.66-X）601.64；X=114.45kg.h-1；能耗折算值为114.452763316225.35kJ。

c）实际回收凝结水量为：

542.66-114.45=428.21kg.h-1；能耗折算值为428.21320.29137151.38kJ。

d）3.5MPa（g）级蒸汽加热的计算能耗：

1999159-316225.35-137151.38=1545782kJ。

4.4.数据分析数据分析4.4.数据分析数据分析5）通过以上计算值对比，自身反应热进行气/气换热的能耗最低，为1178496kJ；3.5MPa（g）级蒸汽加热的计算能耗为1545782kJ，与自身反应热进行气/气换热相比，能耗增加约31%；燃料气加热炉加热能耗为1813071kJ，与自身反应热进行气/气换热相比，能耗增加约54%；采用电加热能耗为3564950kJ，是自身反应热进行气/气换热能耗的3倍左右。

6）自身反应热进行气/气换热是最节能的间接加热再热方式；中压蒸汽加热虽然能耗增加约31%，但大部分耗能可以通过产生的低压蒸汽加以回收，中压蒸汽加热可以作为备选再热方式；燃料气加热炉加热和电加热方式，能耗和投资均较高，笔者不推荐使用。

4.3流程、流程和流程能耗对比1）流程按一级再热高温热旁路，二级再热用一级转化器出口高温气流气/气换热，尾气加热用尾气焚烧炉烟气气/气换热；流程采用三级在线炉再热；流程采用三级3.5MPa（g）级蒸汽加热。

2）制硫余热锅炉和尾气余热锅炉按高温位热源，产生3.5MPa（g）级蒸汽计算能耗；硫冷凝器和加氢尾气的蒸汽发生器按低温位热源，产生0.3MPa（g）级蒸汽计算能耗。

3）消耗的除氧水按104计算；不考虑锅炉排污。

4）对比数据见表2；表2中的计算方法不作详细叙述。

4.4.数据分析数据分析对比项流程流程流程软件计算值能量折算值kJ软件计算值能量折算值kJ软件计算值能量折算值kJ反应炉供风量kmol.h-1240.6911142720*240.8081309806*240.6581142568*一级在线炉供风量kmol.h-110.222二级在线炉供风量kmol.h-17.658还原气发生炉供风量kmol.h-117.195制硫余热锅炉放热量kW-4212.483-234600182452922-4411.528-267987252802009-4409.026-25957519