CN112299379A - 装填氧化态加氢催化剂的硫磺回收装置和开工方法 - Google Patents

Abstract

本发明属于硫磺回收技术领域，具体涉及装填氧化态加氢催化剂的硫磺回收装置和开工方法。该装置包括主线、第一跨线、第二跨线和循环线，以及设置在连接所述管线上的输送泵、阀门和用于自控的仪表器件。本发明还提供了一种基于上述装填氧化态加氢催化剂的硫磺回收装置的开工方法，开工时建立大流程，合理利用急冷塔，确定欠氧条件后，将吸收塔贯通，直接走硫磺回收装置正常流程，即主线处于打开状态，第一跨线、第二跨线、循环线处于关闭状态，实现硫磺装置的绿色开工。该方法采用天然气和空气燃烧，配风容易控制，能有效避免开工过程催化剂飞温及为尾气达标排放提供便利条件。

Description

装填氧化态加氢催化剂的硫磺回收装置和开工方法

技术领域

本发明属于硫磺回收技术领域，涉及石油炼制、煤化工、天然气净化行业的硫磺回收，具体涉及装填氧化态加氢催化剂的硫磺回收装置和开工方法。

背景技术

《石油炼制工业污染物排放标准GB31570-2015》规定，硫磺回收装置大气污染物排放浓度限值二氧化硫执行小于400mg/Nm³，特别地区执行小于100mg/Nm³。该规定未对硫磺回收装置开停工期间烟气SO₂排放浓度做出规定，因此，开停工期间满足《石油炼制工业污染物排放标准GB31570-2015》要求，对于开停工期间的硫磺回收装置是较大考验。

硫磺回收装置分为制硫单元和尾气处理单元两部分。制硫单元和尾气处理单元开工时相对独立。制硫单元常规的开工方法是采用瓦斯和空气过氧燃烧进行升温，瓦斯燃烧气经反应炉、废热锅炉、一级冷凝器、一级加热器、一级反应器、二级冷凝器、二级加热器、二级反应器、三级冷凝器后直接经焚烧炉焚烧后经烟囱排放。由于瓦斯组分复杂，配风不易控制，易造成催化剂积炭而失活，在制硫单元和尾气处理单元贯通时易造成催化剂飞温，且硫磺回收装置管线内不可避免的存在硫磺等杂质，开工阶段，硫磺与氧气反应生成SO₂，势必造成排放超标。尾气处理单元开工方法有两种：一种采用制硫单元克劳斯尾气硫化，另一种采用清洁酸性气直接预硫化。

中国专利CN201610146533.X公布了硫磺回收装置零排放开停工工艺，该工艺主要开工方法：①开工烘炉期间，烘炉烟气直接进碱液吸收塔；②转化器升温期间，自尾气分液罐来尾气进入焚烧炉焚烧后，所得高温烟气经尾气废热锅炉回收余热后进碱液吸收塔；③加氢反应器催化剂预硫化期间，用制硫过程气中的硫化氢预硫化加氢反应器催化剂，通过比值分析仪控制其浓度，加氢尾气自急冷塔前引进焚烧炉焚烧后经碱液吸收塔吸收SO₂。该方法属于后碱洗工艺，建设、操作成本高，开工期间易造成催化剂飞温。

中国专利CN202829575U公布了一种硫磺回收装置，在整个硫磺回收装置开工点炉升温的同时引入原料酸性气进入加氢反应器进行加氢催化剂的预硫化，从而实现克劳斯单元和尾气净化单元同步开工。该装置在点炉和克劳斯单元过程气引入尾气加氢单元过程易造成尾气排放超标，且开工期间易造成催化剂飞温，不能满足整个开工过程达标排放。

发明内容

针对现有技术中存在的上述问题，本发明的目的是提供装填氧化态加氢催化剂的硫磺回收装置和开工方法，反应炉采用天然气和空气燃烧，开工时建立大流程，合理利用急冷塔，将急冷塔pH值控制在7-10。确保开工期间硫磺回收装置达标排放，该方法建设、操作成本低，节省装置能耗，SO₂减排明显，开工过程催化剂不易发生飞温现象。

为达到上述目的，本发明是采用以下的技术方案实现的：

本发明提供的一种装填氧化态加氢催化剂的硫磺回收装置，包括主线、第一跨线、第二跨线和循环线，以及设置在连接所述管线上的输送泵、阀门和用于自控的仪表器件；

所述主线包括依次连通设置的反应炉、废热锅炉、一级冷凝器、一级加热器、一级反应器、二级冷凝器、二级加热器、二级反应器、三级冷凝器、尾气加热器、加氢反应器、蒸汽发生器、急冷塔、吸收塔、焚烧炉和烟囱，反应炉的进气口与空气入口和天然气入口连接；

所述第一跨线的进气口设置在三级冷凝器、尾气加热器之间的连接管线上，第一跨线的出气口设置在吸收塔、焚烧炉之间的连接管线上；

所述第二跨线的进气口设置在急冷塔、吸收塔之间的连接管线上，第二跨线的出气口设置在吸收塔、焚烧炉之间的连接管线上；

所述循环线的进气口设置在急冷塔、吸收塔之间的连接管线上，循环线的出气口设置在三级冷凝器、尾气加热器之间的连接管线上；

循环线上设置有循环气入口，或循环线出气口和进气口之间的主线管线上设置有循环入口。

进一步地，所述吸收塔下部的富液出口通过富溶剂泵与再生塔的上部连通，再生塔下部的贫液出口与吸收塔上部的吸收剂入口连接。

本发明还提供了一种基于上述装填氧化态加氢催化剂的硫磺回收装置的开工方法，包括以下步骤：

(1)将天然气和空气按比例通入反应炉中并燃烧，调节管程阀门，使天然气燃烧尾气从急冷塔排出后经第二跨线直接进入焚烧炉焚烧；

(2)当三级冷凝器出口的管程中无液硫时，和/或SO₂含量小于设定值时，调节天然气和空气通入比例，使天然气和空气欠氧燃烧；

(3)当三级冷凝器出口的管程中O₂含量、SO₂含量小于设定值时，调节管程阀门，使天然气燃烧尾气从三级冷凝器出口经第一跨线直接进入焚烧炉焚烧；

(4)天然气燃烧尾气从三级冷凝器出口经第一跨线直接进入焚烧炉焚烧后，关闭循环线进气口之后和出气口之前的主线管路，将惰性气体或氮气通入循环线，随后向惰性气体或氮气中混入H₂S和H₂，进行尾气加氢催化剂的硫化；

(5)硫化结束后，当三级冷凝器出口的管程中O₂含量、SO₂含量小于设定值时，调节管程阀门，关闭第一跨线、第二跨线和循环线管路，使天然气燃烧尾气经过主线进入焚烧炉燃烧；

(6)将酸性气缓慢引入反应炉，同时降低天然气用量，调整风量，实现所述硫磺回收装置的开工。

具体地，所述步骤(1)中通入天然气之前，反应炉和焚烧炉采用天然气燃烧的方式升温，升温速率10-25℃/h；废热锅炉和一级冷凝器、二级冷凝器和三级冷凝器维持在120℃-150℃，步骤(1)中急冷塔内急冷水的pH值维持7～10。

具体地，所述步骤(1)中反应炉炉膛温度为900℃～1400℃，一级反应器入口温度为200℃～250℃，二级反应器入口温度为200℃～250℃，加氢反应器入口温度为200℃～250℃，吸收塔塔顶温度为20℃～38℃。

优选地，所述步骤(1)中反应炉炉膛温度为1000℃～1300℃，一级反应器入口温度为220℃～240℃，二级反应器入口温度为210℃～230℃，加氢反应器入口温度为200℃～230℃，吸收塔塔顶温度为25℃～35℃。

具体地，所述步骤(1)中空气和天然气按照10:1～11:1配比通入反应炉，步骤(2)中空气和天然气按照8.5～9:1配比欠氧燃烧。

具体地，所述步骤(2)中SO₂含量为80-100mg/m³时，天然气和空气欠氧燃烧；步骤(3)和步骤(5)中O₂含量设定值为0.2％v/v、SO₂含量设定值为100mg/m³。

具体地，所述步骤(4)进行尾气加氢催化剂的硫化之前，吸收塔上连接建立胺液循环系统。

具体地，所述步骤(4)中循环惰性气体或氮气中，混入的H₂体积百分数为1％～5％，优选2％～4％；H₂S体积百分数为1％～5％，优选2％～3％，用氮气建立尾气加氢单元硫化闭路循环，循环空速为200h^-1～800h^-1。

本发明所述的开工方法，不仅仅限制于采用中压蒸汽换热的硫磺回收装置，同样适用于气气换热、高温掺合、电加热、加热炉等工艺的硫磺回收装置。

采用上述技术方案，本发明的有益效果是：

(1)本发明提供一种装填氧化态加氢催化剂的硫磺回收装置的开工方法，采用天然气和空气燃烧，配风容易控制，能有效避免开工过程催化剂飞温及为尾气达标排放提供便利条件。

(2)开工时建立大流程，合理利用急冷塔，确定欠氧条件后，将吸收塔贯通，直接走硫磺回收装置正常流程，即主线处于打开状态，第一跨线、第二跨线、循环线处于关闭状态，实现硫磺装置的绿色开工。

(3)本发明具有投资少，配风易控制的特点，确保开工过程烟气SO₂排放小于100mg/m³。广泛应用于石油炼制、天然气净化及煤化工等行业硫磺装置的开工过程。

附图说明

附图用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与本发明的实施例一起用于解释本发明，并不构成对本发明的限制。

在附图中：

图1为本发明的装填氧化态加氢催化剂的硫磺回收装置开工方法的流程图；

图中各标记如下：1反应炉、2废热锅炉、3一级冷凝器、4一级加热器、5一级反应器、6二级冷凝器、7二级加热器、8二级反应器、9三级冷凝器、10尾气加热器、11加氢反应器、12蒸汽发生器、13急冷塔、14吸收塔、15再生塔、16焚烧炉、17烟囱、18循环水泵、19富溶剂泵、20第一跨线、21第二跨线、22循环线、A空气入口、B天然气入口、C污水出口、D循环气入口。

具体实施方式

在本发明的描述中，需要说明的是，术语“竖直”、“上”、“下”、“水平”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。

下面结合附图对本发明作进一步说明。

如图1所示，本发明提供的一种装填氧化态加氢催化剂的硫磺回收装置，包括主线、第一跨线20、第二跨线21和循环线22，以及设置在连接所述管线上的输送泵、阀门和用于自控的仪表器件。

主线包括依次连通设置的反应炉1、废热锅炉2、一级冷凝器3、一级加热器4、一级反应器5、二级冷凝器6、二级加热器7、二级反应器8、三级冷凝器9、尾气加热器10、加氢反应器11、蒸汽发生器12、急冷塔13、吸收塔14、焚烧炉16和烟囱17，反应炉的进气口与空气入口A和天然气入口B连接；

加氢反应器中装填氧化态加氢催化剂。

吸收塔下部的富液出口通过富溶剂泵19与再生塔15的上部连通，再生塔下部的贫液出口与吸收塔上部的吸收剂入口连接。

急冷塔的底部液相出口与循环水泵18相连，循环水泵的排除的急冷液通过污水出口C排入污水处理装置，部分急冷液经冷却循环进入急冷塔冷却尾气。

第一跨线的进气口设置在三级冷凝器、尾气加热器之间的连接管线上，第一跨线的出气口设置在吸收塔、焚烧炉之间的连接管线上。

第二跨线的进气口设置在急冷塔、吸收塔之间的连接管线上，第二跨线的出气口设置在吸收塔、焚烧炉之间的连接管线上。

循环线的进气口设置在急冷塔、吸收塔之间的连接管线上，循环线的出气口设置在三级冷凝器、尾气加热器之间的连接管线上。

循环线上设置有循环气入口D，或循环线出气口和进气口之间的主线管线上设置有循环气入口。

为避免重复，现将本具体实施方式所涉及的原料和制备条件参数统一描述如下，具体实施例中不再赘述：

(1)通入天然气之前，反应炉和焚烧炉采用天然气燃烧的方式升温，升温速率10-25℃/h；废热锅炉和一级冷凝器、二级冷凝器和三级冷凝器维持在120℃-150℃，可采用中压蒸汽、过热气体等方式加热，确保开工过程设备温度高于露点腐蚀温度，防止露点腐蚀。将空气和天然气按比例10:1～11:1通入反应炉中并燃烧，调节管程阀门，使天然气燃烧尾气从急冷塔排出后经第二跨线直接进入焚烧炉焚烧，目的为赶走反应炉和管线中的硫，避免由于欠氧燃烧产生的CO和H₂与硫反应生成COS，造成排放超标。

时刻观测急冷塔pH值变化，急冷塔内急冷水的pH值控制在7-10，必要时采取注氨或注碱措施。控制反应炉炉膛温度在900℃～1400℃之间，优选1000℃～1300℃，一级反应器入口温度200℃～250℃，优选220℃～240℃，二级反应器入口温度200℃～250℃，优选210℃～230℃，加氢反应器入口温度200℃～250℃，优选200℃～230℃，吸收塔顶温度控制20℃～38℃，优选25℃～35℃。提前将吸收塔处于正常运转状态，确保整个开工过程中烟气SO₂始终保持在100mg/m³以下。

(2)在三级冷凝器出口位置做打靶试验，无液硫时，和/或用便携式烟气仪检测三级冷凝器出口SO₂含量，当其含量在80-100mg/m³时，调节空气和天然气按照8.5～9:1，使天然气和空气欠氧燃烧；

(3)当三级冷凝器出口的管程中O₂含量小于设定值0.2％v/v、SO₂含量小于设定值100mg/m³时，调节管程阀门，使天然气燃烧尾气从三级冷凝器出口经第一跨线直接进入焚烧炉焚烧；

(4)天然气燃烧尾气从三级冷凝器出口经第一跨线直接进入焚烧炉焚烧后，关闭循环线进气口之后和出气口之前的主线管路，将惰性气体或氮气通入循环线，采用惰性气体或氮气建立尾气加氢单元硫化闭路循环，包括尾气加热器、加氢反应器和急冷塔；随后向惰性气体或氮气中混入H₂S和H₂，进行尾气加氢催化剂的硫化，循环气中，混入的H₂体积百分数为1％～5％，优选2％～4％；H₂S体积百分数为1％～5％，优选2％～3％。用氮气建立尾气加氢单元硫化闭路循环，循环空速为200h^-1～800h^-1。进行尾气加氢催化剂的硫化之前，吸收塔上连接建立胺液循环系统。

(5)硫化结束后，当三级冷凝器出口的管程中O₂含量小于设定值0.2％v/v、SO₂含量小于设定值100mg/m³时，调节管程阀门，关闭第一跨线、第二跨线和循环线管路，使天然气燃烧尾气经过主线进入焚烧炉燃烧；

(6)将酸性气缓慢引入反应炉，同时降低天然气用量，根据在线检测仪检测数据、反应炉炉膛温度、反应器温度等，调整风量，实现所述硫磺回收装置的开工。

实施例1

某10万吨/年硫磺装置开工，开工方法如下：反应炉采用天然气和空气过氧燃烧的方式点燃，升温速率15℃/h，建立胺液循环系统。废热锅炉和三个冷凝器的温度维持在130℃，建立大流程主线，依次连接反应炉、废热锅炉、一级冷凝器、一级加热器、一级反应器、二级冷凝器、二级加热器、二级反应器、三级冷凝器、尾气加热器、加氢反应器、蒸汽发生器、急冷塔、吸收塔、焚烧炉。

反应炉采用空气和天然气按照10:1～11:1燃烧的方式升温，升温速率20℃/h，依次经过上述大流程，急冷塔内急冷水的pH值控制在9。反应炉炉膛温度在1100℃，一级反应器入口温度240℃，二级反应器入口温度220℃，加氢反应器入口温度230℃，吸收塔顶温度控制38℃。天然气燃烧尾气经第二跨线直接进入焚烧炉。

在三级冷凝器出口位置做打靶试验，无液硫时，用便携式烟气仪检测三级冷凝器出口SO₂含量，当其含量在80-100mg/m³时，改为天然气和空气欠氧燃烧，控制空气和天然气体积流量比为9。利用便携式烟气仪检测SO₂和O₂含量，当O₂体积含量小于0.2％，SO₂含量小于100mg/m³时，将天然气燃烧气经三级冷凝器后或尾气加热器前进入第一跨线管路送入焚烧炉焚烧。

采用氮气建立尾气加氢单元硫化闭路循环，经过循环线，氮气通过尾气加热器、加氢反应器、急冷塔，往闭路循环系统注入H₂S和氢气，进行尾气加氢催化剂硫化。循环空速控制在500h^-1。硫化结束，再次用便携式烟气仪检测SO₂和O₂含量，当O₂体积含量小于0.2％，SO₂含量小于100mg/m³时，将天然气燃烧气贯通整个流程，即将吸收塔也联入整个流程中，实现硫磺回收装置正常贯通。缓慢引酸性气的同时降低天然气用量，调整风量，硫磺回收装置开工过程烟气SO₂排放在80mg/m³以下，相比对比例1的开工步骤，整个开工期间节省装置能耗28％，SO₂减排5吨。

对比例1

某10万吨/年硫磺装置开工，采用传统开工方法如下：

制硫单元和尾气处理单元开工时相对独立。制硫单元采用瓦斯和空气过氧燃烧进行升温，升温速率15℃/h，瓦斯燃烧气经反应炉、废热锅炉、一级冷凝器、一级加热器、一级反应器、二级冷凝器、二级加热器、二级反应器、三级冷凝器后直接经焚烧炉焚烧后经烟囱排放。反应炉炉膛温度在1100℃，一级反应器入口温度240℃，二级反应器入口温度220℃时，加氢反应器入口温度230℃时，制硫单元切换酸性气燃烧，酸性气燃烧气经反应炉、废热锅炉、一级冷凝器、一级加热器、一级反应器、二级冷凝器、二级加热器、二级反应器、三级冷凝器后直接经焚烧炉焚烧后经烟囱排放，烟气SO2浓度高达30000mg/m³，尾气处理单元采用清洁酸性气直接预硫化，硫化后将制硫单元尾气引入尾气处理单元，实现开工。整个开工期间装置能耗-100kg标油/吨。

实施例2

某5万吨/年硫磺装置开工，开工方法如下：反应炉采用天然气和空气过氧燃烧的方式点燃，升温速率10℃/h，建立胺液循环系统。余热锅炉和冷凝器维持在120℃，建立大流程主线，依次连接反应炉、废热锅炉、一级冷凝器、一级加热器、一级反应器、二级冷凝器、二级加热器、二级反应器、三级冷凝器、尾气加热器、加氢反应器、蒸汽发生器、急冷塔、吸收塔、焚烧炉。

反应炉采用空气和天然气按照10:1～11:1燃烧的方式升温，升温速率15℃/h，依次经过上述大流程，急冷塔pH值控制在8。反应炉炉膛温度在1200℃，一级反应器入口温度210℃，二级反应器入口温度200℃，加氢反应器入口温度200℃，吸收塔顶温度控制35℃，在三级冷凝器出口位置做打靶试验，无液硫时，用便携式烟气仪检测三级冷凝器出口SO₂含量，当其含量在80-100mg/m³时，改为天然气和空气欠氧燃烧，控制空气和天然气体积流量比为8.5。利用便携式烟气仪检测SO₂和O₂含量，当O₂含量小于0.2％，SO₂含量小于100mg/m³时，将天然气燃烧气经三级冷凝器后或尾气加热器前送焚烧炉焚烧。

采用氮气建立尾气加氢单元硫化闭路循环，依次通过尾气加热器、加氢反应器、急冷塔，往闭路循环系统注入H₂S和氢气，进行尾气加氢催化剂硫化。循环空速控制在800h^-1。硫化结束，再次用便携式烟气仪检测SO₂和O₂含量，当O₂含量小于0.2％，SO₂含量小于100mg/m³时，将天然气燃烧气贯通整个流程，即将吸收塔也联入整个流程中，实现硫磺回收装置正常贯通。缓慢引酸性气的同时降低天然气用量，调整风量，硫磺回收装置开工过程烟气SO₂排放在80mg/m³以下，相比对比例2的开工步骤，整个开工期间节省装置能耗26％，SO₂减排2吨。

对比例2

某5万吨/年硫磺装置开工，采用传统开工方法如下：

制硫单元和尾气处理单元开工时相对独立。制硫单元采用瓦斯和空气过氧燃烧进行升温，升温速率10℃/h，瓦斯燃烧气经反应炉、废热锅炉、一级冷凝器、一级加热器、一级反应器、二级冷凝器、二级加热器、二级反应器、三级冷凝器后直接经焚烧炉焚烧后经烟囱排放。反应炉炉膛温度在1200℃，一级反应器入口温度210℃，二级反应器入口温度200℃时，加氢反应器入口温度200℃时，制硫单元切换酸性气燃烧，酸性气燃烧气经反应炉、废热锅炉、一级冷凝器、一级加热器、一级反应器、二级冷凝器、二级加热器、二级反应器、三级冷凝器后直接经焚烧炉焚烧后经烟囱排放，烟气SO₂浓度高达30000mg/m³，尾气处理单元采用清洁酸性气直接预硫化，硫化后将制硫单元尾气引入尾气处理单元，实现开工。整个开工期间装置能耗-95kg标油/吨。

实施例3

某2万吨/年硫磺装置开工，开工方法如下：反应炉采用天然气和空气过氧燃烧的方式点燃，升温速率18℃/h，建立胺液循环系统。余热锅炉和冷凝器维持在140℃，建立大流程主线，依次连接反应炉、废热锅炉、一级冷凝器、一级加热器、一级反应器、二级冷凝器、二级加热器、二级反应器、三级冷凝器、尾气加热器、加氢反应器、蒸汽发生器、急冷塔、吸收塔、焚烧炉。

反应炉采用空气和天然气按照10:1～11:1燃烧的方式升温，升温速率15℃/h，依次经过上述大流程，急冷塔pH值控制在10。反应炉炉膛温度在980℃，一级反应器入口温度230℃，二级反应器入口温度200℃，加氢反应器入口温度220℃，吸收塔顶温度控制25℃。在三级冷凝器出口位置做打靶试验，无液硫时，用便携式烟气仪检测三级冷凝器出口SO₂含量，当其含量在80-100mg/m³时，改为天然气和空气欠氧燃烧，控制空气和天然气体积流量比为8.6。利用便携式烟气仪检测SO₂和O₂含量，当O₂含量小于0.2％，SO₂含量小于100mg/m³时，将天然气燃烧气经三级冷凝器后或尾气加热器前送焚烧炉焚烧。

采用氮气建立尾气加氢单元硫化闭路循环，依次通过尾气加热器、加氢反应器、急冷塔，往闭路循环系统注入H₂S和氢气，进行尾气加氢催化剂硫化。循环空速控制在200h^-1。硫化结束，再次用便携式烟气仪检测SO₂和O₂含量，当O₂含量小于0.2％，SO₂含量小于100mg/m³时，将天然气燃烧气贯通整个流程，即将吸收塔也联入整个流程中，实现硫磺回收装置正常贯通。缓慢引酸性气的同时降低天然气用量，调整风量，硫磺回收装置开工过程烟气SO₂排放在80mg/m³以下，相比对比例3的开工步骤，整个开工期间节省装置能耗22％，SO₂减排1.5吨。

对比例3

某2万吨/年硫磺装置开工，采用传统开工方法如下：

制硫单元和尾气处理单元开工时相对独立。制硫单元采用瓦斯和空气过氧燃烧进行升温，升温速率18℃/h，瓦斯燃烧气经反应炉、废热锅炉、一级冷凝器、一级加热器、一级反应器、二级冷凝器、二级加热器、二级反应器、三级冷凝器后直接经焚烧炉焚烧后经烟囱排放。反应炉炉膛温度在980℃，一级反应器入口温度230℃，二级反应器入口温度200℃时，加氢反应器入口温度220℃时，制硫单元切换酸性气燃烧，酸性气燃烧气经反应炉、废热锅炉、一级冷凝器、一级加热器、一级反应器、二级冷凝器、二级加热器、二级反应器、三级冷凝器后直接经焚烧炉焚烧后经烟囱排放，烟气SO₂浓度高达30000mg/m³，尾气处理单元采用制硫单元克劳斯尾气硫化，硫化后将制硫单元尾气引入尾气处理单元，实现开工。整个开工期间装置能耗-82kg标油/吨。

实施例4

某20万吨/年硫磺装置开工，开工方法如下：反应炉采用天然气和空气过氧燃烧的方式点燃，升温速率20℃/h，建立胺液循环系统。余热锅炉和冷凝器维持在145℃，建立大流程，依次连接反应炉、废热锅炉、一级冷凝器、一级加热器、一级反应器、二级冷凝器、二级加热器、二级反应器、三级冷凝器、尾气加热器、加氢反应器、蒸汽发生器、急冷塔、吸收塔、焚烧炉。

反应炉采用空气和天然气按照10:1～11:1燃烧的方式升温，升温速率10-25℃/h，依次经过上述大流程，急冷塔pH值控制在7-10。反应炉炉膛温度在1000℃，一级反应器入口温度225℃，二级反应器入口温度215℃，加氢反应器入口温度220℃，吸收塔顶温度控制30℃。在三级冷凝器出口位置做打靶试验，无液硫时，用便携式烟气仪检测三级冷凝器出口SO₂含量，当其含量在80-100mg/m³时，改为天然气和空气欠氧燃烧，控制空气和天然气体积流量比为8.9。利用便携式烟气仪检测SO₂和O₂含量，当O₂含量小于0.2％，SO₂含量小于100mg/m³时，将天然气燃烧气经三级冷凝器后或尾气加热器前送焚烧炉焚烧。

采用氮气建立尾气加氢单元硫化闭路循环，依次通过尾气加热器、加氢反应器、急冷塔，往闭路循环系统注入H₂S和氢气，进行尾气加氢催化剂硫化。循环空速控制在600h^-1。硫化结束，再次用便携式烟气仪检测SO₂和O₂含量，当O₂含量小于0.2％，SO₂含量小于100mg/m³时，将天然气燃烧气贯通整个流程，即将吸收塔也联入整个流程中，实现硫磺回收装置正常贯通。缓慢引酸性气的同时降低天然气用量，调整风量，硫磺回收装置开工过程烟气SO₂排放在80mg/m³以下，相比对比例4的开工步骤，整个开工期间节省装置能耗30％，SO2减排5吨。

对比例4

某20万吨/年硫磺装置开工，采用传统开工方法如下：

制硫单元和尾气处理单元开工时相对独立。制硫单元采用瓦斯和空气过氧燃烧进行升温，升温速率20℃/h，瓦斯燃烧气经反应炉、废热锅炉、一级冷凝器、一级加热器、一级反应器、二级冷凝器、二级加热器、二级反应器、三级冷凝器后直接经焚烧炉焚烧后经烟囱排放。反应炉炉膛温度在1000℃，一级反应器入口温度225℃，二级反应器入口温度215℃时，加氢反应器入口温度220℃时，制硫单元切换酸性气燃烧，酸性气燃烧气经反应炉、废热锅炉、一级冷凝器、一级加热器、一级反应器、二级冷凝器、二级加热器、二级反应器、三级冷凝器后直接经焚烧炉焚烧后经烟囱排放，烟气SO₂浓度高达30000mg/m³，尾气处理单元采用制硫单元克劳斯尾气硫化，硫化后将制硫单元尾气引入尾气处理单元，实现开工。整个开工期间装置能耗-110kg标油/吨。

当然，以上仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，对于本领域的技术人员来说，其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

Claims (10)

1.一种装填氧化态加氢催化剂的硫磺回收装置，其特征在于，包括主线、第一跨线(20)、第二跨线(21)和循环线(22)，以及设置在连接所述管线上的输送泵、阀门和用于自控的仪表器件；

所述主线包括依次连通设置的反应炉(1)、废热锅炉(2)、一级冷凝器(3)、一级加热器(4)、一级反应器(5)、二级冷凝器(6)、二级加热器(7)、二级反应器(8)、三级冷凝器(9)、尾气加热器(10)、加氢反应器(11)、蒸汽发生器(12)、急冷塔(13)、吸收塔(14)、焚烧炉(16)和烟囱(17)，反应炉(1)的进气口与空气入口(A)和天然气入口(B)连接；

所述第一跨线(20)的进气口设置在三级冷凝器(9)、尾气加热器(10)之间的连接管线上，第一跨线(20)的出气口设置在吸收塔(14)、焚烧炉(16)之间的连接管线上；

所述第二跨线(21)的进气口设置在急冷塔(13)、吸收塔(14)之间的连接管线上，第二跨线(21)的出气口设置在吸收塔(14)、焚烧炉(16)之间的连接管线上；

所述循环线(22)的进气口设置在急冷塔(13)、吸收塔(14)之间的连接管线上，循环线(22)的出气口设置在三级冷凝器(9)、尾气加热器(10)之间的连接管线上；

循环线(22)上设置有循环气入口(D)，或循环线(22)出气口和进气口之间的主线管线上设置有循环气入口(D)。

2.根据权利要求1所述的装填氧化态加氢催化剂的硫磺回收装置，其特征在于，所述吸收塔(14)下部的富液出口通过富溶剂泵(19)与再生塔(15)的上部连通，再生塔(15)下部的贫液出口与吸收塔(14)上部的吸收剂入口连接。

3.一种基于权利要求1或2所述的装填氧化态加氢催化剂的硫磺回收装置的开工方法，其特征在于，包括以下步骤：

(1)将天然气和空气按比例通入反应炉中并燃烧，调节管程阀门，使天然气燃烧尾气从急冷塔排出后经第二跨线直接进入焚烧炉焚烧；

(2)当三级冷凝器出口的管程中无液硫时，和/或SO₂含量小于设定值时，调节天然气和空气通入比例，使天然气和空气欠氧燃烧；

(3)当三级冷凝器出口的管程中O₂含量、SO₂含量小于设定值时，调节管程阀门，使天然气燃烧尾气从三级冷凝器出口经第一跨线直接进入焚烧炉焚烧；

(4)天然气燃烧尾气从三级冷凝器出口经第一跨线直接进入焚烧炉焚烧后，关闭循环线进气口之后和出气口之前的主线管路，将惰性气体或氮气通入循环线，随后向惰性气体或氮气中混入H₂S和H₂，进行尾气加氢催化剂的硫化；

(5)硫化结束后，当三级冷凝器出口的管程中O₂含量、SO₂含量小于设定值时，调节管程阀门，关闭第一跨线、第二跨线和循环线管路，使天然气燃烧尾气经过主线进入焚烧炉燃烧；

(6)将酸性气缓慢引入反应炉，同时降低天然气用量，调整风量，实现所述硫磺回收装置的开工。

4.根据权利要求3所述的开工方法，其特征在于，所述步骤(1)中通入天然气之前，反应炉和焚烧炉采用天然气燃烧的方式升温，升温速率10-25℃/h；废热锅炉和一级冷凝器、二级冷凝器和三级冷凝器维持在120℃-150℃，急冷塔内急冷水的pH值维持7～10。

5.根据权利要求3所述的开工方法，其特征在于，所述步骤(1)中反应炉炉膛温度为900℃～1400℃，一级反应器入口温度为200℃～250℃，二级反应器入口温度为200℃～250℃，加氢反应器入口温度为200℃～250℃，吸收塔塔顶温度为20℃～38℃。

6.根据权利要求5所述的开工方法，其特征在于，所述步骤(1)中反应炉炉膛温度为1000℃～1300℃，一级反应器入口温度为220℃～240℃，二级反应器入口温度为210℃～230℃，加氢反应器入口温度为200℃～230℃，吸收塔塔顶温度为25℃～35℃。

7.根据权利要求3所述的开工方法，其特征在于，所述步骤(1)中空气和天然气按照10:1～11:1配比通入反应炉，步骤(2)中空气和天然气按照8.5～9:1配比欠氧燃烧。

8.根据权利要求7所述的开工方法，其特征在于，所述步骤(2)中SO₂含量为80-100mg/m³时，天然气和空气欠氧燃烧；步骤(3)和步骤(5)中O₂含量设定值为0.2％v/v、SO₂含量设定值为100mg/m³。

9.根据权利要求3所述的开工方法，其特征在于，所述步骤(4)进行尾气加氢催化剂的硫化之前，吸收塔上连接建立胺液循环系统。

10.根据权利要求9所述的开工方法，其特征在于，所述步骤(4)中循环惰性气体或氮气中，混入的H₂体积百分数为1％～5％，H₂S体积百分数为1％～5％，用氮气建立尾气加氢单元硫化闭路循环，循环空速为200h^-1～800h^-1。

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