CN113860266A - 一种硫磺回收工艺开工方法 - Google Patents

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Abstract

本发明属于硫磺回收技术领域，具体涉及一种硫磺回收工艺开工方法。本发明所述硫磺回收工艺开工方法，在开工时通过将酸性气引入吸收塔进行富集吸收并再生，而制硫炉内则通过引入液硫进行反应；待再生后的酸性气则可以在进制硫炉后部、余热锅炉后、一级加热器前、一级反应器前任意位置与反应产生的SO2混合进行后续反应；待酸性气稳定且***负荷满足要求时，则停止引入液硫，并直接将酸性气引入至制硫炉内直接反应，使得装置可以正常生产。该方法可解决开工初期低浓度酸性气无法处理直接经火炬燃烧或引入硫磺回收装置制硫炉造成有机硫含量高从而影响烟气SO2排放的问题，确保整个开工过程硫磺回收装置达标排放。

Description

一种硫磺回收工艺开工方法
技术领域
本发明属于硫磺回收技术领域，具体涉及一种适用于石油炼制、煤化工、天然气净化行业的硫磺回收工艺开工过程，特别适用于开工初期酸性气浓度低的硫磺回收开工方法。
背景技术
原油或煤中的硫化物在加工过程中会转化为剧毒物质H2S，对人体和环境有极大的毒害作用，必须进行无害化处理，相应采用的最合适的工艺就是硫磺回收工艺。硫磺回收指将含硫化氢等有毒含硫气体中的硫化物转变为单质硫，从而变废为宝，保护环境的化工过程。在以煤为原料的化工厂中，酸性气的加工回收流程主要是煤→煤化工→脱硫→H2S→硫磺回收→硫磺。
目前，硫磺回收技术主要有Claus+SCOT工艺、超级/超优克劳斯工艺、Lo-Cat工艺等。其中，Claus+SCOT工艺因硫回收率高、适用范围广等特点被广泛应用。Claus+SCOT工艺为酸性气在燃烧炉内燃烧，其中的NH3和烃类组份被完全氧化分解，而H2S则发生不完全燃烧，约60-65％会直接转化成元素硫，其余的H2S又有1/3转化为SO2，H2S和SO2在催化剂条件下发生低温克劳斯(Claus)反应，制硫转化率达97％以上，残余H2S及SO2和未捕集下的S经加氢还原并吸收再生利用，使装置硫收率达到99.9％以上。根据处理酸性气浓度的不同，Claus工艺又分为直流法和分流法，处理浓度为50-100％的酸性气一般采用直流法，处理浓度为30-50％的酸性气一般采用预热酸性气和空气的直流法，处理浓度为15-30％的酸性气一般采用分流法，处理浓度为5-15％的酸性气一般采用预热酸性气和空气的分流法，并适当掺烧燃料气。
根据《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标准，特别地区执行小于100mg/Nm3。但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，若执行开停工期间满足《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。由于开工初期，酸性气浓度较低，在引入硫磺装置时，会导致装置的负荷较低，制硫炉无法保持火焰稳定。因此，目前采用较多的方法是直接进行排放火炬烧掉，但却造成了巨大环境污染。目前可行的另一种方法是采用瓦斯或天然气助燃，配风受流量计及组成变化等因素影响较大，但却极易造成积碳使催化剂失活、床层压降增大等被迫停工；同时，由于引入天然气和瓦斯，会在制硫炉内生成大量CO2，而CO2的存在则会造成很多副反应，并在制硫炉内生成大量有机硫，给后续催化剂带来负担，影响装置烟气SO2排放。
如中国专利CN105819404A公开了一种硫磺回收装置零排放开停工工艺，其开工方法包括：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。但是，该方法属于后碱洗工艺，不仅建设、操作成本高，腐蚀严重，且会同时产生废碱液，形成新的污染。
又如中国专利CN202829575U公开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。但是，该装置对开工初期低浓度酸性气依然没法处理，且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，并在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，尤其在开工初期，仍然存在低浓度酸性气无法处理的缺陷。
因此，开发一种可以充分解决上述问题，尤其是开工初期低浓度酸性气的处理的硫回收工艺迫在眉睫。
发明内容
为此，本发明所要解决的技术问题在于提供一种硫磺回收工艺开工方法，该工艺开工方法可解决开工初期低浓度酸性气无法处理直接经火炬燃烧或引入硫磺回收装置制硫炉造成有机硫含量高从而影响烟气SO2排放的问题，以确保整个开工过程硫磺回收装置达标排放，操作简单，不带来二次污染，SO2减排明显，广泛应用于石油炼制、天然气净化及煤化工等行业硫磺回收装置及开工过程。
为解决上述技术问题，本发明所述的一种硫磺回收工艺开工方法，包括如下步骤：
(1)在开工初期，将上游装置产生的酸性气直接引入吸收塔进行富集吸收，当检测吸收塔中H2S浓度达到预设值时，启动再生塔进行胺液循环再生处理，并收集再生后的所述酸性气，备用；
(2)将待处理的液硫输入至制硫炉中，并按液硫完全燃烧配风，使液硫在制硫炉内完全燃烧生成SO2；
(3)将燃烧后的SO2与再生后的所述酸性气混合，进行克劳斯(Claus)反应，得到的液硫经冷凝回收；产生的Claus尾气经加氢反应处理进行尾气处理。
具体的，所述步骤(1)中，所述酸性气经分液后不经过加热直接引入吸收塔。
具体的，所述步骤(1)中，还包括启动焚烧炉进行酸性气再生尾气处理的步骤，并控制所述焚烧炉的升温速率为10-25℃/h，优选所述焚烧炉以天然气点燃。整个过程中，酸性气引入吸收塔和点燃焚烧炉不分先后顺序。
具体的，所述步骤(1)中，控制所述吸收塔的胺液中H2S达到5-8g/L时，启动所述再生塔。
具体的，所述步骤(1)中，控制所述吸收塔的温度为20℃-40℃，优选25-35℃；控制所述再生塔的塔顶温度110-115℃，塔釜温度115-120℃。
具体的，所述步骤(2)中，待所述酸性气稳定且***负荷满足要求时，逐步减少所述酸性气引入所述吸收塔的气量，并将上游装置产生的所述酸性气缓慢引入所述制硫炉，直至完成硫磺回收装置开工，转入正常生产。
具体的，所述步骤(2)中，以惰性气体为动力携带所述液硫进入所述制硫炉，控制所述惰性气体温度为120-140℃。惰性气体可以是氮气，也可以是吸收塔顶净化气或焚烧炉后烟气。所述缓慢引酸性气至制硫炉，具体指酸性气可以预热，也可不预热；酸性气进入制硫炉可采用直流法工艺，也可是分流法。
具体的，所述步骤(2)中，本发明所述的按液硫完全燃烧配风，具体指进入制硫炉配风(空气)，可以预热，也可不预热。
具体的，所述步骤(3)中，所述燃烧后的SO2与再生后的所述酸性气在所述制硫炉后部与克劳斯反应器入口之间的任意位置混合。具体指制硫炉后部、余热锅炉后、一级加热器入口、一级反应器入口中的任意位置混合，可以单路、也可多路混合，混合后依次进制硫单元和尾气处理单元。
优选的，控制所述制硫炉炉膛温度在900℃-1400℃之间，优选1000℃-1300℃。
具体的，所述步骤(3)中；
所述克劳斯反应处理步骤的催化剂包括克劳斯催化剂；所述克劳斯反应器中可以装填氧化铝基制硫催化剂、氧化钛基制硫催化剂、脱漏氧催化剂等业内已知的克劳斯催化剂，可任意级配，也可全部装填。作为优选方案，所述一级反应器中，其上部装填1/3体积的脱漏氧催化剂，下部装填2/3体积的氧化钛基制硫催化剂。
所述克劳斯反应步骤的温度为200℃-250℃。
具体的，所述步骤(3)中：
所述加氢反应处理步骤的催化剂包括预硫化型克劳斯尾气加氢催化剂、氧化态克劳斯尾气加氢催化剂或硫化的氧化态克劳斯尾气加氢催化剂；
所述加氢反应步骤的温度为200℃-250℃。
具体的，所述步骤(3)中，所述尾气处理步骤包括将尾气通入所述吸收塔的步骤，以及通入所述再生塔进行再生的步骤。
具体的，所述步骤(3)中，转入正常生产后，所述加氢处理步骤具体指加氢反应器空速控制在200h-1-1000h-1，优选空速控制在500h-1-600h-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。
本发明所述硫磺回收工艺开工方法，在开工时通过将酸性气引入吸收塔进行富集吸收并再生，而制硫炉内则通过引入液硫进行反应；待再生后的酸性气则可以在进制硫炉后部、余热锅炉后、一级加热器前、一级反应器前任意位置与反应产生的SO2混合进行后续反应；待酸性气稳定且***负荷满足要求时，则停止引入液硫，并直接将酸性气引入至制硫炉内直接反应，使得装置可以正常生产。该方法可解决开工初期低浓度酸性气无法处理直接经火炬燃烧或引入硫磺回收装置制硫炉造成有机硫含量高从而影响烟气SO2排放的问题，能解决整个硫磺装置排放满足烟气SO2排放小于100mg/m3的目标，确保整个开工过程硫磺回收装置达标排放，操作简单，不带来二次污染，SO2减排明显，广泛应用于石油炼制、天然气净化及煤化工等行业硫磺回收装置及开工过程。
附图说明
为了使本发明的内容更容易被清楚的理解，下面根据本发明的具体实施例并结合附图，对本发明作进一步详细的说明，其中，
图1为本发明所述硫磺回收工艺开工流程图；
图中附图标记表示为：1-制硫炉，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-酸性气缓冲罐。
具体实施方式
如图1所示的工艺流程及线路图，本发明所述硫磺回收装置包括酸性气吸收管线(图示线路1)以及硫磺回收管线(图示线路2)；其中，
所述酸性气吸收管线(图示线路1)包括如下设备：
吸收塔14，经上游设备产生的酸性气经分液后无需加热处理可以直接引入所述吸收塔14进行富集；
再生塔15，当检测所述吸收塔14的胺液中H2S浓度达一定浓度时，通过引入再生塔15建立胺液循环再生***；
焚烧炉16，在进行酸性气吸收的同时点燃焚烧炉，对其尾气进行处理，废气经烟囱17排放；
酸性气缓冲罐18，经再生塔15再生出来的酸性气进入酸性气缓冲罐暂时存储；
所述硫磺回收管线(图示线路2)包括如下设备：
制硫炉1，以惰性气体为动力携带液硫进行所述制硫炉1内，按液硫完全燃烧配风，使液硫在制硫炉内完全燃烧生成SO2，反应生成元素硫和反应炉尾气；控制所述制硫炉1的炉膛温度在900℃-1400℃之间，优选1000℃-1300℃；
废热锅炉2，产生的元素硫和反应炉尾气经废热锅炉2回收部分热量；
一级冷凝器3，经过滤过滤处理后的元素硫和反应炉尾气进入所述一级冷凝器3进行冷凝，冷凝得到的液体硫磺进行回收，所述反应炉尾气则进入后续反应；
一级加热器4，反应炉尾气在所述一级加热器4内进行加热处理；
一级反应器5，所述一级反应器5内装填有脱漏氧催化剂和氧化钛基制硫催化剂；进入所述一级反应器5的过程气可同时进行克劳斯反应、有机硫水解反应、SO3还原反应，分别得到元素硫和催化尾气；本实施例中，所述一级反应器5的上部装填1/3体积的脱漏氧催化剂，下部装填2/3体积的的氧化钛基制硫催化剂。控制所述一级反应器5的入口温度200℃-250℃，优选220℃-240℃；
二级冷凝器6，经一级反应器5催化反应后的元素硫和催化尾气进入所述二级冷凝器6进行冷凝处理，得到的液硫被收集，冷凝后的所述催化尾气则继续进行反应；
二级加热器7，所述催化尾气在所述二级加热器7内进行加热处理；
二级反应器8，所述二级反应器8内全部装填大比表面积氧化铝基硫回收催化剂，所述催化尾气经Claus催化转化，得到元素硫和Claus尾气；控制所述二级反应器8的入口温度200℃-250℃，优选210℃-230℃；
三级冷凝器9，经二级反应器8催化反应后的元素硫和Claus尾气进入所述三级冷凝器9进行冷凝处理，得到的液硫收集，冷凝后的所述Claus尾气则继续进入后续反应；
尾气加热器10，经分离后的Claus尾气进入所述尾气加热器10进行加热处理；
加氢反应器11，所述加氢反应器11中全部装填低温高活性加氢催化剂，经加热后的所述Claus尾气在所述加氢反应器内11内将含硫化合物加氢转化为H2S，可以保证克劳斯尾气中除H2S以外的含硫化合物充分加氢或水解，得到含H2S的加氢尾气；控制所述加氢反应器入口温度200℃-250℃，优选200℃-230℃；
蒸汽发生器12，反应后得到的含H2S的加氢尾气经所述蒸汽发生器12进行蒸汽加热；
急冷塔13，所述含H2S的加氢尾气进入所述急冷塔13进行降温处理；反应过程中需要时刻观测急冷塔13的pH值变化，急冷塔13的pH值控制在7-10，必要时采取注氨或注碱措施；
吸收塔14，所述吸收塔14中设置胺液，用于吸收所述加氢尾气中的H2S，进而得到净化后的尾气；控制所述吸收塔的顶温度20℃-38℃，优选25℃-35℃；
再生塔15，用于对所述吸收塔14中的胺液和酸性气进行再生；
焚烧炉16，经吸收塔14净化后的尾气进行焚烧，并经烟囱17排放。
如图1所示的硫磺回收工艺开工方法，具体包括如下步骤：
(1)开工时，上游装置产生酸性气后直接引入吸收塔，即打开线路1，关闭线路2，控制吸收塔14塔顶温度控制25-40℃，优选25-35℃，同时点燃焚烧炉16，焚烧炉采用天然气燃烧的方式升温，升温速率10-25℃/h，当检测所述吸收塔14胺液中H2S浓度达5-8g/l时，建立胺液循环再生***，控制再生塔15顶温度110-115℃，塔釜温度在115-120℃，再生出来的酸性气进入酸性气缓冲罐18，暂时存储；
(2)当检测所述酸性气缓冲罐18的压力达20-40Kpa时，启动液硫喷射器，以惰性气体作动力携带液硫进入制硫炉1，按液硫完全燃烧配风，使液硫在制硫炉1内完全燃烧生成SO2，燃烧后的SO2与再生塔15出来的再生酸性气在制硫炉1后部、废热锅炉2后部、一级加热器4入口、一级反应器5入口中的任意位置进行混合，混合后依次进入后续反应单元进行硫磺回收；
待酸性气负荷达10-25％时，可以逐步减少酸性气引入吸收塔的酸性气量(即逐步关闭线路1)，直至逐步切断线路1，同时缓慢引酸性气至制硫炉1(即逐步打开线路2)，根据在线仪，制硫炉炉膛温度，反应器温度等，调整风量，完成硫磺回收装置开工，转入正常生产；
(3)分离的反应炉尾气经所述一级加热器4加热后，进入所述一级反应器5，在选定级配的催化剂作用下发生克劳斯反应，反应后的催化尾气进入所述二级冷凝器6进行冷凝，其中的元素硫被收集，冷凝后的催化尾气则经二级加热器7加热后继续进入所述二级反应器8反应，在催化剂作用下经Claus催化转化后，生成元素硫和Claus尾气；元素硫和Claus尾气进入所述三级冷凝器9进行冷凝，冷凝后生成的液硫同样被收集，冷凝后的Claus尾气(含有微量元素硫、H2S、SO 2和COS、CS2等硫化物)则经尾气加热器10加热后，进入所述加氢反应器11内在加氢催化剂的作用下，尾气中携带的元素硫、SO2等加氢全部转化为H2S，COS、CS2水解转化为H2S；然后经蒸汽发生器12加热、以及急冷塔13降温后，进入含有胺液的吸收塔14，胺液吸收加氢尾气中的H2S；其余所述净化尾气则引入焚烧炉16经焚烧后由烟囱17排放，满足新环保标准要求。
实施例1
某15万吨/年硫磺装置开工，开工方法如下：上游装置产生酸性气后直接引入吸收塔14，即打开线路1，关闭线路2，控制吸收塔14塔顶温度35℃，并点燃焚烧炉16，焚烧炉采用天然气燃烧的方式升温，升温速率15℃/h，当检测吸收塔14胺液中H2S浓度达6g/L时，建立胺液循环再生***，控制再生塔15顶温度112℃，塔釜温度在117℃，再生出来的酸性气进入酸性气缓冲罐18；当缓冲罐压力达20Kpa时，启动液硫喷射器，惰性气体作动力携带液硫进入制硫炉1，按液硫完全燃烧配风，使液硫在制硫炉内完全燃烧生成SO2，燃烧后的SO2与再生塔出来的再生酸性气在制硫炉1后部、废热锅炉2后部、一级加热器4入口、一级反应器5入口中的任意位置混合，混合后依次进制硫单元和尾气处理单元。
后续制硫单元和尾气处理单元按照现有传统工艺进行处理，即依次连接制硫炉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。
反应过程中，时刻观测急冷塔13中的pH值变化，急冷塔13中pH值控制在8，并控制制硫炉1的炉膛温度1250℃，一级反应器5入口温度220℃，二级反应器8入口温度210℃，加氢反应器11入口温度220℃，吸收塔14顶温度控制35℃。
待酸性气负荷达10％时，逐步减少酸性气引吸收塔酸性气量(逐步关闭线路1)和液硫引入至制硫炉1的量，直至切断线路1，同时缓慢引酸性气至制硫炉(打开线路2)，根据在线仪，制硫炉炉膛温度，反应器温度等，调整风量，完成硫磺回收装置开工，转入正常生产。
本发明上述实施例中：
所述的脱漏氧催化剂优选中石化齐鲁分公司研究院研发的LS-971催化剂。LS-971催化剂是一种高克劳斯活性和脱“漏O2”保护型双功能硫磺回收催化剂，适用于石油化工、煤化工等领域的克劳斯硫磺回收装置，可供硫磺回收装置任何一级克劳斯反应器全床层使用或与其它不同功能或类型的催化剂分层装填使用，而且脱除漏氧的过程会产生大量的反应热，从而提高了反应温度，高温有利于有机硫的水解反应进行。在同一装置和相同工艺条件下，总硫转化率可提高1％-1.7％左右，尤其适合在酸性气H2S含量或流量变化幅度较大的硫磺回收装置上使用；
所述的大比表面积的氧化铝基硫回收催化剂比表面积应高于350m2/g，优选中石化齐鲁分公司研究院研制的LS-02催化剂。LS-02催化剂是在LS-300基础上开发的一种比表面积更大、孔容更高的新型氧化铝基制硫催化剂，该催化Claus活性高、抗热老化和水热老化能力强，且颗粒均匀、磨耗小、压碎强度高，从而保证了催化剂的长周期运行；更加合理的孔结构，大孔较多，且孔结构呈双峰分布，使反应生成的硫迅速离开催化剂孔道，进一步提高催化剂的Claus活性和有机硫水解活性。
所述的低温耐氧高活性加氢催化剂优选中石化齐鲁分公司研究院研制的LSH-03A催化剂，使用该催化剂加氢反应器入口温度可控制220-260℃，该催化剂较普通催化剂活性提高30％以上，催化剂具有优异的低温加氢和水解活性，可确保加氢尾气中有机硫含量低于20ppm。
本发明上述催化剂均可从市场上采购，其物化性质和技术指标见下表1。
表1催化剂物化性质及技术指标
物化性质 LS-971 LS-02 LSH-03A
外观 红褐色球形 白色球形 灰绿色三叶草条
规格/mm Φ3～Φ5 Φ4～6 Φ3×5-10
强度/N·cm<sup>-1</sup> ≥140 ≥120N/颗 ≥200
磨耗，(m/m)％ ≤0.5 ≤0.5 ≤0.5
堆密度/kg·L<sup>-1</sup> 0.75～0.85 0.65-0.72 0.7-0.8
比表面积/m<sup>2</sup>·g<sup>-1</sup> ≥220 ≥350 ≥180
孔容/mL·g<sup>-1</sup> ≥0.35 ≥0.45 ≥0.35
主要成分 Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>+Fe<sub>2</sub>O<sub>3</sub> Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub> CoO+MoO<sub>3</sub>+Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>
对比例1
本对比例所述硫磺回收方法同实施例1中方法，其区别仅在于，按照传统的Claus+SCOT工艺，即省略其中开工时将所述酸性气直接引入吸收塔进行处理的步骤，而按照传统方式直接将上游装置产生的酸性气引入至所述制硫炉1中进行处理。
本发明实施例1中工艺相比于对比例1中传统Claus+SCOT工艺，解决了开工过程酸性气直接排放火炬等问题，采用本发明工艺开工及运行期间烟气SO2均小于80mg/m3，满足最新环保要求。
实施例2
某8万吨/年硫磺装置开工，开工方法如下：上游装置产生酸性气后直接引入吸收塔，级既打开线路1，关闭线路2，吸收塔塔顶温度控制25℃，点燃焚烧炉，焚烧炉采用天然气燃烧的方式升温，升温速率10℃/h，当检测吸收塔胺液中H2S浓度达8g/L时，建立胺液循环再生***，控制再生塔顶温度115℃，塔釜温度在120℃，再生出来的酸性气进入酸性气缓冲罐；当缓冲罐压力达40Kpa时，启动液硫喷射器，惰性气体作动力携带液硫进入制硫炉，按液硫完全燃烧配风，使液硫在制硫炉内完全燃烧生成SO2，燃烧后的SO2与再生塔出来的再生酸性气在制硫炉后部、余热锅炉后、一级加热器入口、一级反应器入口中的任意位置混合，混合后依次进制硫单元和尾气处理单元。
反应过程中，时刻观测急冷塔13中的pH值变化，急冷塔13中pH值控制在7，并控制制硫炉1的炉膛温度1180℃，一级反应器5入口温度240℃，二级反应器8入口温度220℃，加氢反应器11入口温度230℃，吸收塔14顶温度控制25℃。
待酸性气负荷达25％时，逐步减少酸性气引吸收塔酸性气量(逐步关闭线路1)和液硫引入至制硫炉量，直至切断线路1，同时缓慢引酸性气至制硫炉(打开线路2)，根据在线仪，制硫炉炉膛温度，反应器温度等，调整风量，完成硫磺回收装置开工，转入正常生产。
对比例2
本对比例所述硫磺回收方法同实施例2中方法，其区别仅在于，按照传统的Claus+SCOT工艺，即省略其中开工时将所述酸性气直接引入吸收塔进行处理的步骤，而按照传统方式直接将上游装置产生的酸性气引入至所述制硫炉1中进行处理。
本发明实施例2中工艺相比于对比例2中传统Claus+SCOT工艺，解决了开工过程酸性气直接排放火炬等问题，采用该工艺开工及运行期间烟气SO2均小于60mg/m3，满足最新环保要求。
实施例3
某10万吨/年硫磺装置开工，开工方法如下：上游装置产生酸性气后直接引入吸收塔，即打开线路1，关闭线路2，吸收塔塔顶温度控制30℃，点燃焚烧炉，焚烧炉采用天然气燃烧的方式升温，升温速率25℃/h，当检测吸收塔胺液中H2S浓度达5g/L时，建立胺液循环再生***，控制再生塔顶温度110℃，塔釜温度在115℃，再生出来的酸性气进入酸性气缓冲罐；当缓冲罐压力达35Kpa时，启动液硫喷射器，惰性气体作动力携带液硫进入制硫炉，按液硫完全燃烧配风，使液硫在制硫炉内完全燃烧生成SO2，燃烧后的SO2与再生塔出来的再生酸性气在制硫炉后部、余热锅炉后、一级加热器入口、一级反应器入口中的任意位置混合，混合后依次进制硫单元和尾气处理单元。
反应过程中，时刻观测急冷塔13中的pH值变化，急冷塔13中pH值控制在9，并控制制硫炉1的炉膛温度1310℃，一级反应器5入口温度230℃，二级反应器8入口温度212℃，加氢反应器11入口温度233℃，吸收塔14顶温度控制30℃。
待酸性气负荷达15％时，逐步减少酸性气引吸收塔酸性气量(逐步关闭线路1)和液硫至制硫炉量，直至切断线路1，同时缓慢引酸性气至制硫炉(打开线路2)，根据在线仪，制硫炉炉膛温度，反应器温度等，调整风量，完成硫磺回收装置开工，转入正常生产。
对比例3
本对比例所述硫磺回收方法同实施例3中方法，其区别仅在于，按照传统的Claus+SCOT工艺，即省略其中开工时将所述酸性气直接引入吸收塔进行处理的步骤，而按照传统方式直接将上游装置产生的酸性气引入至所述制硫炉1中进行处理。
本发明实施例3中工艺相比于对比例3中传统Claus+SCOT工艺，解决了开工过程酸性气直接排放火炬等问题，采用该工艺开工及运行期间烟气SO2均小于70mg/m3，满足最新环保要求。
实施例4
某4万吨/年硫磺装置开工，开工方法如下：上游装置产生酸性气后直接引入吸收塔，即打开线路1，关闭线路2，吸收塔塔顶温度控制32℃，点燃焚烧炉，焚烧炉采用天然气燃烧的方式升温，升温速率12℃/h，当检测吸收塔胺液中H2S浓度达7g/L时，建立胺液循环再生***，控制再生塔顶温度113℃，塔釜温度在117℃，再生出来的酸性气进入酸性气缓冲罐，当缓冲罐压力达26Kpa时，启动液硫喷射器，惰性气体作动力携带液硫进入制硫炉，按液硫完全燃烧配风，使液硫在制硫炉内完全燃烧生成SO2,燃烧后的SO2与再生塔出来的再生酸性气在制硫炉后部、余热锅炉后、一级加热器入口、一级反应器入口中的任意位置混合，混合后依次进制硫单元和尾气处理单元。
反应过程中，时刻观测急冷塔13中的pH值变化，急冷塔13中pH值控制在8，必要时采取注氨或注碱措施；并控制制硫炉1的炉膛温度1225℃，一级反应器5入口温度228℃，二级反应器8入口温度218℃，加氢反应器11入口温度235℃，吸收塔14顶温度控制32℃。
待酸性气负荷达13％时，逐步减少酸性气引吸收塔酸性气量(逐步关闭线路1)和液硫至制硫炉量，直至切断线路1，同时缓慢引酸性气至制硫炉(打开线路2)，根据在线仪，制硫炉炉膛温度，反应器温度等，调整风量，完成硫磺回收装置开工，转入正常生产。
对比例4
本对比例所述硫磺回收方法同实施例4中方法，其区别仅在于，按照传统的Claus+SCOT工艺，即省略其中开工时将所述酸性气直接引入吸收塔进行处理的步骤，而按照传统方式直接将上游装置产生的酸性气引入至所述制硫炉1中进行处理。
本发明实施例4中工艺相比于对比例4中传统Claus+SCOT工艺，解决了开工过程酸性气直接排放火炬等问题，采用该工艺开工及运行期间烟气SO2均小于55mg/m3，满足最新环保要求。
实施例5
某7万吨/年硫磺装置开工，开工方法如下：上游装置产生酸性气后直接引入吸收塔，即既打开线路1，关闭线路2，吸收塔塔顶温度控制28℃，点燃焚烧炉，焚烧炉采用天然气燃烧的方式升温，升温速率16℃/h，当检测吸收塔胺液中H2S浓度达5g/l时，建立胺液循环再生***，控制再生塔顶温度114℃，塔釜温度在118℃，再生出来的酸性气进入酸性气缓冲罐，当缓冲罐压力达31Kpa时，启动液硫喷射器，惰性气体作动力携带液硫进入制硫炉，按液硫完全燃烧配风，使液硫在制硫炉内完全燃烧生成SO2,燃烧后的SO2与再生塔出来的再生酸性气在制硫炉后部、余热锅炉后、一级加热器入口、一级反应器入口中的任意位置混合，混合后依次进制硫单元和尾气处理单元。
反应过程中，时刻观测急冷塔13中的pH值变化，急冷塔13中pH值控制在9，必要时采取注氨或注碱措施；并控制制硫炉1的炉膛温度1160℃，一级反应器5入口温度225℃，二级反应器8入口温度221℃，加氢反应器11入口温度235℃，吸收塔14顶温度控制28℃。
待酸性气负荷达12％时，逐步减少酸性气引吸收塔酸性气量(逐步关闭线路1)和液硫至制硫炉量，直至切断线路1，同时缓慢引酸性气至制硫炉(打开线路2)，根据在线仪，制硫炉炉膛温度，反应器温度等，调整风量，完成硫磺回收装置开工，转入正常生产。
对比例5
本对比例所述硫磺回收方法同实施例5中方法，其区别仅在于，按照传统的Claus+SCOT工艺，即省略其中开工时将所述酸性气直接引入吸收塔进行处理的步骤，而按照传统方式直接将上游装置产生的酸性气引入至所述制硫炉1中进行处理。
本发明实施例5中工艺相比于对比例5中传统Claus+SCOT工艺，解决了开工过程酸性气直接排放火炬等问题，采用该工艺开工及运行期间烟气SO2均小于90mg/m3，满足最新环保要求。
显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。

Claims (10)

1.一种硫磺回收工艺开工方法，其特征在于，包括如下步骤：
(1)在开工初期，将上游装置产生的酸性气直接引入吸收塔进行富集吸收，当检测吸收塔中H2S浓度达到预设值时，启动再生塔进行胺液循环再生处理，并收集再生后的所述酸性气，备用；
(2)将待处理的液硫输入至制硫炉中，并按液硫完全燃烧配风，使液硫在制硫炉内完全燃烧生成SO2；
(3)将燃烧后的SO2与再生后的所述酸性气混合，进行克劳斯(Claus)反应，得到的液硫经冷凝回收；产生的Claus尾气经加氢反应处理进行尾气处理。
2.根据权利要求1所述硫磺回收工艺开工方法，其特征在于，所述步骤(1)中，还包括启动焚烧炉进行酸性气再生尾气处理的步骤，并控制所述焚烧炉的升温速率为10-25℃/h。
3.根据权利要求1或2所述硫磺回收工艺开工方法，其特征在于，所述步骤(1)中，控制所述吸收塔的胺液中H2S达到5-8g/L时，启动所述再生塔。
4.根据权利要求1-3任一项所述硫磺回收工艺开工方法，其特征在于，所述步骤(1)中，控制所述吸收塔的温度为20℃-40℃，控制所述再生塔的塔顶温度110-115℃，塔釜温度115-120℃。
5.根据权利要求1-4任一项所述硫磺回收工艺开工方法，其特征在于，所述步骤(2)中，待所述酸性气稳定且***负荷满足要求时，逐步减少所述酸性气引入所述吸收塔的气量，并将上游装置产生的所述酸性气缓慢引入所述制硫炉，直至完成硫磺回收装置开工，转入正常生产。
6.根据权利要求1-5任一项所述硫磺回收工艺开工方法，其特征在于，所述步骤(2)中，以惰性气体为动力携带所述液硫进入所述制硫炉，控制所述惰性气体温度为120-140℃。
7.根据权利要求1-6任一项所述硫磺回收工艺开工方法，其特征在于，所述步骤(3)中，所述燃烧后的SO2与再生后的所述酸性气在所述制硫炉后部与克劳斯反应器入口之间的任意位置混合。
8.根据权利要求1-7任一项所述硫磺回收工艺开工方法，其特征在于，所述步骤(3)中；
所述克劳斯反应处理步骤的催化剂包括克劳斯催化剂；
所述克劳斯反应步骤的温度为200℃-250℃。
9.根据权利要求1-8任一项所述硫磺回收工艺开工方法，其特征在于，所述步骤(3)中：
所述加氢反应处理步骤的催化剂包括预硫化型克劳斯尾气加氢催化剂、氧化态克劳斯尾气加氢催化剂或硫化的氧化态克劳斯尾气加氢催化剂；
所述加氢反应步骤的温度为200℃-250℃。
10.根据权利要求1-9任一项所述硫磺回收工艺开工方法，其特征在于，所述步骤(3)中，所述尾气处理步骤包括将尾气通入所述吸收塔的步骤，以及通入所述再生塔进行再生的步骤。
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