CN1325755A - 含硫化氢气流的处理 - Google Patents

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Abstract

使含有硫化氢的进料气流在加热炉6中发生反应,其中部分硫化氢燃烧生成二氧化硫,二氧化硫与剩余的硫化氢反应生成硫蒸汽。在硫冷凝器16中,从加热炉6排出的进料气流中冷凝出硫蒸汽。在反应器22中将剩余的二氧化硫用氢还原成硫化氢。在急冷塔28中将水蒸汽从还原气流中除去,以生成脱水蒸汽气流。将一部分脱水蒸汽气流输送到吸收塔30,在此吸收硫化氢。将生成的脱硫化氢气流作为清洗气流从塔30排出。将另一部分脱水蒸汽气流和在塔38中解吸硫化氢生成的富硫化氢气流作为循环气流,返回加热炉6。

Description

含硫化氢气流的处理
本发明涉及一种处理含硫化氢的进料气流的方法和装置。
所谓含硫化氢和二氧化碳的酸性气流，是例如石油和气体精炼厂里生成的废气流。有必要对酸性气流进行处理，以在它排放到大气之前，充分地除去全部含量的硫化氢。除去硫化氢传统上是按克劳斯法进行，其中所含的部分硫化氢在加热炉里燃烧，生成二氧化硫和水蒸汽；一些生成物二氧化硫在加热炉里与剩余的硫化氢反应，生成含硫化氢、二氧化硫、二氧化碳、水蒸汽和硫蒸汽的，并还典型地包括氢、一氧化碳、氧硫化碳(羰基硫化物)和二硫化碳的气体混合物。通过冷凝从所述气体混合物中分离硫蒸汽，使生成的基本上不含硫蒸汽的气体混合物，经受二氧化硫与硫化氢进一步反应的多个催化阶段，以生成更多的硫蒸汽。从催化反应各个阶段下游的气体混合物中分离更多的硫蒸汽。由此生成典型地含有酸性气体的初始硫含量的2-6％的尾气。将尾气送去进一步处理以充分地除去所有剩余的硫的化合物。
上述处理所要满足的环境标准，变得越来越严格了。在某些国家，要求每一千个参与该方法的硫原子，排放到大气中的不超过三个。换句话说，由硫化氢转化成硫的转化率必须至少为99.7％，以满足该标准。结果，克劳斯设备已趋于变得更复杂，配有更大量的硫化氢与二氧化硫反应的催化阶段，和更精密的尾气净化装置。这种精密装置增加了设备费。
EP-A-0565316涉及一种使硫化氢与二氧化硫反应的催化阶段的数量和尺寸都有可能降低的方法，并且在一些实施例中可以完全除去这些阶段。在根据EP-A-0565316的方法中，将离开与加热炉联接的硫冷凝器的一些或全部气体混合物，送到催化氢化器，在这里二氧化硫被还原成硫化氢。然后通过冷凝从离开催化氢化器的气体混合物中除去水蒸汽。将生成的脱水蒸汽的气体混合物典型地分成两股气流。将一股气流循环到加热炉。可以将另一股气流进料到另外的、但更少的、硫化氢与二氧化硫反应的一系列阶段，或在少数实施例中可将其直接送到焚化炉中。在这些实施例中，其中将清洗气体直接送到焚化炉中，将进料和循环气流都预热到100℃-300℃范围内的温度。据说，循环气流与进料的比率一般趋于增大，转化率增加到高于98％，由此增加了对循环气流预热的需要，并加大了对增加加热炉尺寸的需求。因此，这种实施例不适合于满足由硫化氢转化成与进料气流的组成无关的硫的转化率为99.7％的需要。它还公开了可以用合适的胺洗涤来从清洗气流中分离硫化氢。
US-A-4919912还公开了从含硫化氢的气流中回收硫的方法，其中使用胺分离步骤。在根据US-A-4919912的方法中，带有二氧化硫的进料气流在催化克劳斯反应器中与含硫化氢的气流反应，并在分离生成的硫蒸汽之后，将剩余的二氧化硫氢化成硫化氢。然后通过用合适的胺水溶液吸收来分离硫化氢，并将其作为含硫化氢的气流，循环到催化克劳斯反应器。在根据US-A-4919912的一类方法中，流到催化反应器中的带有二氧化硫的进料气流，是通过燃烧硫化氢气流而生成的。一些如此生成的二氧化硫与剩余的硫化氢反应，生成一些硫蒸汽。除去生成的硫蒸汽，是通过催化克劳斯反应器上游的预冷凝来进行的。因此实质上，这类方法是只有一个硫化氢与二氧化硫反应的催化阶段、并带有将硫化氢循环到催化克劳斯反应器的尾气净化装置的、传统的克劳斯法。
该方法中硫化氢与二氧化硫反应的附加催化阶段具有如下的影响：降低向吸收装置的进料中硫化氢的摩尔分数，由此减少循环的硫化氢的量，因而与根据EP-A-0565316的方法相比，其有利方面要少得多。
EP-A-0798032涉及一种对根据EP-A-0565316的方法的改进，其中避免了硫化氢与二氧化硫反应的催化阶段，并且其中在脱水阶段的下游，压缩催化氢化的气体，并使其经受分馏以生成富硫化氢的初馏分和脱硫化氢的第二馏分。将典型地被送到焚化炉的第二馏分的气流从该工序中除去，使初馏分的气流返回加热炉。但是，该方法具有很多影响它工业应用适宜性的缺点。首先，因为通过分馏使硫化氢从二氧化碳中分离，需要在低于0℃下进行，有必要在脱水阶段从催化氢化的气体中完全分离水蒸汽。这就大大增加了需要吸收装置的脱水阶段的复杂性。另外，对压缩脱水氢化气流的需求，大大增加了该方法的操作和投资费用。还有必要提供合适的制冷系统以提供在蒸馏塔顶的冷凝。最后，由于二氧化碳超过约0.8摩尔分率，分离变得很难进行，如果想要分离高纯态的、即带有低含量硫化氢的二氧化碳，由于生成显示出共沸性的混合物，则需要不合理地大量的理论分离阶段。
上述方法中没有一个提供一种实现由进料气流中所含的硫化氢转化成硫的显著高效转化的简单方法。本发明的目的是提供一种适用于该目的的方法和装置；并当进料气流含硫化氢的量至少为70％体积时，能获得99.7％或更高的转化率。
根据本发明，提供一种处理含有硫化氢和二氧化碳的进料气流的方法，包括如下步骤：
(ⅰ)在加热炉中燃烧进料气流中所含的部分硫化氢，以生成二氧化硫和水蒸汽，将氧气供应到加热炉中以支持所述部分进料气流的燃烧，并在加热炉中使生成的二氧化硫与硫化氢反应以生成含有硫蒸汽、水蒸汽、硫化氢、二氧化硫和二氧化碳的流出气流；
(ⅱ)通过冷凝从流出气流中分离硫蒸汽，以生成脱硫气流；
(ⅲ)使脱硫气流中的二氧化硫和其它可还原的硫类还原成硫化氢，以生成还原气流；
(ⅳ)从还原气流中通过冷凝除去大部分水蒸汽，以生成脱水蒸汽气流；
(ⅴ)使第一部分脱水蒸汽气流与至少一种硫化氢的液相吸收剂在至少一个吸收塔内接触，以选择性地从脱水蒸汽气流中吸收硫化氢，以生成脱硫化氢气流；
(ⅵ)排出作为清洗气流的脱硫化氢气流；
(ⅶ)从所述吸收剂中解吸硫化氢，以生成至少一股富硫化氢气流；
(ⅷ)使至少部分所述富硫化氢气流作为一股或多股第一循环气流，返回到加热炉中；和
(ⅸ)使第二部分脱水蒸汽气流作为第二循环气流，返回到加热炉中。
本发明还提供处理含有硫化氢和二氧化碳的进料气流的装置，包括：
(a)一个加热炉，在氧气存在的情况下燃烧进料气流中所含的部分硫化氢，以生成二氧化硫和水蒸汽，并使硫化氢和二氧化硫发生反应生成硫蒸汽，所述加热炉有一个为含有硫蒸汽、水蒸汽、硫化氢、二氧化硫和二氧化碳的流出气流而设置的出口；
(b)一个硫冷凝器，用于从流出气流中分离硫蒸汽并由此生成脱硫气流；
(c)一个反应器，用于使脱硫蒸汽气流中的二氧化硫和其它可还原的硫类还原成硫化氢，并由此生成还原气流；
(d)至少一个水冷凝器，用于从还原气流中分离其所含的大部分水蒸汽，并由此生成脱水蒸汽气流；
(e)至少一个吸收塔，用于使第一部分脱水蒸汽气流与至少一种硫化氢的液相吸收剂接触，由此从脱水蒸汽气流中吸收硫化氢，并生成脱硫化氢气流；
(f)一个用于从吸收塔或多个吸收塔之一，排出作为清洗气流的脱硫化氢气流的出口；
(g)至少一个解吸塔，用于从所述液相吸收剂中解吸硫化氢，并由此生成至少一股富硫化氢气流；
(h)用于将至少部分所述富硫化氢气流作为第一循环气流引入加热炉的装置；和
(ⅰ)用于将第二部分脱水蒸汽气流作为第二循环气流引入加热炉的装置。
根据本发明的方法和装置，可能获得由引入的硫化氢转化成硫的高效转化率。这个结果是在没有任何硫化氢与二氧化硫反应的催化阶段、并只有一个脱硫阶段的条件下实现的。当进料气流含有至少70％体积的硫化氢时，可容易地满足甚至是最严格的现行环境标准，因为它能容易地达到进料气流中硫化氢转化成硫的、超过99.7％或甚至99.9％的有效转化率，即进料气流中超过总数99.7％的硫原子通过冷凝硫蒸汽来回收。但是，只要在加热炉内保持有稳定的火焰，则可使用进料气中较低浓度的硫化氢。如有必要，诸如预热进料气、将其用硫化氢预浓缩、或向其中加入其它另外的可燃气体的这种技术，可用于促进保持稳定的火焰。
通过向其中供应商业纯氧或高度富氧的空气，来支持加热炉内硫化氢的燃烧。高度富氧的空气，优选含有至少80％体积的氧，更优选至少90％体积的氧。通过使用商业纯氧或高度富氧的空气来支持硫化氢的燃烧，控制特别是氩和氮的非反应气体进入加热炉的速度。结果，可控制下游处理装置的能力，并可促使达到加热炉内适当的火焰温度。通过将脱水蒸汽气流不全都送到硫化氢的吸收阶段，可实现进一步减少分别用于吸收和解吸硫化氢的吸收塔和解吸塔的容量。
清洗气流或第一部分脱水蒸汽气流的流率，优选是可控制的，以充分地防止第一和第二循环气流中惰性气体的积累。如果这种积累确实发生并容许其继续进行，那么根据本发明的方法就会典型地最终达到循环流体多得使其不能再保持加热炉内稳定火焰的程度。
典型地，第二循环气流的流率超过第一循环气流的流率。
如果需要的话，加热炉可以与上游燃烧阶段和下游热反应阶段同时运行。将第一循环气流优选送到上游燃烧阶段。尤其是，如果进料气流含有氨，则将第二循环气流或至少其一部分，优选送到下游热反应阶段。这种安排可促使上游燃烧阶段的氨完全除去。
现已发现，一般，在加热炉内生成的二氧化硫，通过与硫化氢反应至少其总数的90％被还原成硫。在传统的克劳斯法中，硫化氢和进入加热炉中的、可与其反应的氧的摩尔比通常为2∶1，但是二氧化硫转化成硫的转化率，一般小于70％。优选地，在根据本发明的方法中，硫化氢与有效氧的摩尔比至少为3∶1，以促进二氧化硫与硫化氢的反应。与尤其是烃和氨的其它可燃物反应的氧，被认为是不可用于与硫化氢反应的。
特别优选的是，将进料气流送入加热炉时的温度在0℃-90℃范围内，更优选在10℃-60℃范围内。而且，在根据本发明的装置中，不必要装配用于预热进料气流的预热器。同样地，将第一和第二循环气流优选在0℃-90℃、更优选在10℃-50℃的温度范围内引入加热炉中，以使不必要准备任何循环气体再热器。
硫化氢的液体吸收剂，典型地是适宜于从二氧化碳中选择分离硫化氢的胺的水溶液。这种胺类在本技术领域是众所周知的，并通常含有在空间上阻碍吸收二氧化碳的取代基。特别优选的吸收剂是甲基二乙醇胺(MDEA)。其它合适的硫化氢吸收剂在US-A-4919912中公开。选择吸收剂和理论吸收塔板数，可控制第一循环气流和清洗气流两者的组成，由此在操作根据本发明的方法时提供额外的机动性，并由此促使其优化。典型地，有一个单个的硫化氢吸收塔和一个单个的硫化氢解吸塔。择一地，可有两个载有从上游塔输送到下游塔以进一步分离的硫化氢贫气态馏分的串联装配的硫化氢吸收塔，并优选在上游塔中载有与在下游塔中所用的不同的吸收剂，所述下游塔中的吸收剂与上游塔中的吸收剂相比，对硫化氢具有更高的选择性。这样的装配具有可以使清洗气流中的硫化氢浓度趋于最小值的优点。
当使用两个吸收塔时，优选有两个解吸塔，分别用于生成富硫化氢气流，将所述富硫化氢气流作为第一循环气流分别地或同时返回到加热炉。
将第一部分脱水蒸汽气流，优选与液相吸收剂在50℃-90℃的温度范围内接触。当将水蒸汽从还原气流冷凝出来时，这种升高的温度限制了待在步骤(ⅳ)中采用根据本发明的方法所需使用的冷却量。
部分或全部脱水蒸汽气流与硫化氢的液相吸收剂的接触，优选在液-汽接触塔中逆流进行。
将硫化氢优选在比吸收它时所在的更高的压力下从吸收剂中解吸。吸收压力优选稍高于大气压，以将脱硫化氢气流运送到焚化炉或下游工序来回收硫，因此，即便不需要再增压，可以典型地在1.1bar-1.3bar绝对压力的范围内。将解吸压力选择为，足以使第一循环气流在没有风扇或喷射器辅助的情况下能流回加热炉。另一方面，优选使用风扇或喷射器来帮助第二循环气流流到加热炉中。
为将最后微量的硫化氢转化成二氧化硫，优选将清洗气送到焚化炉中。另外，可将其送到从含硫气体中回收硫的另一个工序。
脱硫气流中所含的二氧化硫，优选用氢还原成硫化氢。可典型地通过在根据本发明的方法的步骤(ⅰ)中，热裂化硫化氢来就地生成足够的氢。如果需要的话，可提供外部来源的氢以确保在反应器中总有用于还原二氧化硫的适当量的氢。
现在将借助实施例并参考附图，详细说明根据本发明的方法和装置，其中：
图1是硫回收装置的示意流程图，和
图2所示为图1中所示装置的改进。
这些图不按比例绘制。
参看图1，将典型地含有硫化氢、二氧化碳和水蒸汽，并有时又包括一种或多种烃类和氨的含硫化氢的进料气流，从管道2进料到燃烧器4，所述燃烧器4典型地通过其一个端壁8或通过典型地与加热炉的轴线成直角的、处于临近端壁8的位置的一个侧壁，点火到采用耐火管加热炉6的形式的热反应器中。进料气流典型地含有至少70％体积的可燃物。如果进料气流是来自炼油厂的废气流，那么它可以是酸性气(有时称“胺气”)，或胺气与酸性水汽提气的混合物。将含硫化氢的进料气流输送到燃烧器，或典型地在0℃-90℃，优选在10℃-60℃的温度范围内，典型地不在加热炉6的上游预热。从管道10向燃烧器4分别供应商业纯氧气流或高度富氧空气流。在这两种状况下，沿管道10供应的气体中氧的摩尔分数都优选至少为0.8。实际上，氧气流典型地含有至少90％体积的氧，并可以通过例如压力变压吸收或通过分馏与空气分离，后面的分离方法能制得纯度超过99％的氧。
利用燃烧器4，使进料气中所含的部分硫化氢在加热炉6中燃烧。相对于沿着管道2的进料气的流率的、沿着管道10的氧气或富氧空气的流率，是使进料气中的任何烃完全氧化，但是，只有部分引入的硫化氢被氧化。另外，所含的任何氨可按需要完全驱除。这样，在加热炉6中进行几个化学反应。首先，有燃烧反应，其中任何烃都被完全氧化成二氧化碳和水蒸汽，所含的氨被氧化成氮和水蒸汽。通常要注意确保有合适的温度(优选至少为1300℃)以有效地氧化氨。如果不完全驱除氨，它可能参与不需要的、生成沉淀在所述装置的相对低温部分的固体物质的副反应，由此增大当气流流过所述装置时所经受的压降。但是，在根据本发明的方法中，催化氢化装置(将在下面详细说明)在大大超过会出现这种固体沉淀的温度下运行。因此，不象传统的克劳斯方法，完全驱除氨可能不是实际需要。
但是，主燃烧反应是燃烧硫化氢以生成水蒸汽和二氧化硫。部分生成物二氧化硫与剩余的硫化氢反应，生成硫蒸汽和更多的水蒸汽。
在加热炉6的火焰带发生的另一个重要反应是，部分硫化氢热分解成氢和硫蒸汽。另外，如果有氨存在，其中一些会热分解成氢和氮。用支持燃烧的富氧气，促进硫化氢和氨的热分解(也称作热裂化)。在加热炉6中还可发生诸如生成一氧化碳、氧硫化碳和二硫化碳的各种其它反应。
通常，优选使用高火焰温度(例如在1250℃-1650℃范围内)，以促进硫化氢和二氧化硫的反应，并还促进硫化氢和氨的热分解。在运行燃烧器4和加热炉6时，当然应该注意避免损害加热炉炉衬。选择燃烧器4进入加热炉6的入口的角度和位置及火焰形状，以避免发生这种损害。在选择燃烧器4入口的位置和角度时，要考虑到硫化氢的热分解所具有的冷却效果。
由于在加热炉6中发生的反应，典型地含有硫化氢、二氧化硫、水蒸汽、硫蒸汽、氢、二氧化碳、一氧化碳、氩、氮和微量氧硫化碳的流出气流，典型地在高于900℃的温度下，从出口12离开加热炉6。在这种温度下，流出气流的一些组分还彼此反应，所以很难确定出口12中气体混合物的准确组成。所述气流直接从出口12传送到废热锅炉14，或将其冷却到250℃-400℃温度范围内的、其它形式的热交换器中。在所述气流通过废热锅炉14的过程中，有一种趋势是：一些氢与硫结合生成硫化氢。
冷却的流出气流从废热锅炉14传送到硫冷凝器16，在此其进一步冷却到120℃-160℃温度范围内，在此冷凝并经出口18分离硫蒸汽。将生成的液态硫典型地传送到封硫槽(未示出)。例如，通过与过热气流或热气在再热器20中的间接热交换，将生成的脱硫蒸汽气流(现在典型地只含有微量硫蒸汽)在冷凝器16的下游加热到250℃-350℃范围内，典型地约为300℃的温度。
如此再热的脱硫蒸汽气流流入催化反应器22，在根据本发明的方法的一个实施例中，该反应器含有一种用氢将全部二氧化硫和任何微量的硫蒸汽催化还原成硫化氢的钴-钼氧化物催化剂。在反应器22中可进行许多其它反应。尤其是，所含的任何一氧化碳与水蒸汽反应生成氢和二氧化碳。另外，至少90体积％的但不是全部的脱硫蒸汽气流中所含的任何氧硫化碳，是在催化反应器中水解成二氧化碳和硫化氢。同样地，脱硫蒸汽气流中所含的任何二硫化碳也被水解成二氧化碳和硫化氢。而且，实质上脱硫蒸汽气体混合物中全部含量的可还原的硫类被还原成硫化氢。
至少在反应器22中发生的还原反应所必需的一些氢，存在于脱硫蒸汽气流本身。因此，通常不需要加入所需的、来自于其它来源的氢还原剂。但是，优选提供一个用于以足以促使存在的全部硫和二氧化硫完全还原成硫化氢的速率加入外来氢的管道24。外来氢优选可以由例如使用纯氧或富氧空气作为氧化剂，通过烃的部分氧化就地产生。
现在生成的主要由硫化氢、水蒸汽、二氧化碳、氮和氩组成的还原气流，离开催化反应器22，并流过将其通过与水和/或水蒸汽的间接热交换而冷却到100℃-200℃温度范围内的热交换器26。将如此冷却的气流引入到过热后冷却的、直接接触的急冷塔28。在急冷塔28中，气流向上流动，与下降的水流开始接触。将还原气流如此冷却，并将其中大部分水蒸汽(典型地超过85％)冷凝，冷凝液进入到下降液流中。冷凝器28优选含有无规的或有结构的填料(未示出)，以促进上升蒸汽与下降液体之间的质量传递。结果，生成脱水蒸汽气流。将从急冷塔28底部排出的水通过泵90再循环，并在将其再引入到急冷塔28顶部上游的冷却器94中冷却。将过量的水从出口92除去，并送到酸性水汽提塔(未示出)。
将脱水蒸汽气流分成两股支流。将脱水蒸汽气流的首股(或第一部分)支流送到吸收塔30，在此将它与有效的液体吸收剂接触，从脱水蒸汽气流中的二氧化碳和其它气体组分中选择分离硫化氢。脱水蒸汽气流的首股支流以其离开急冷塔28时的温度、典型地在50℃-90℃的温度范围内，进入吸收塔30。在吸收塔30中，脱水蒸汽气流向上流动，并开始与下降的MDEA水溶液的吸收剂气流接触。吸收塔30包含无规的或有结构的填料的液-汽接触装置，以促进上升气体与下降液体之间的质量交换。当气体在塔30中上升时，它逐渐地变得更贫于硫化氢，但是，当液体在吸收塔30中下降时，它逐渐地变得更富含硫化氢。脱硫化氢气体作为清洗气从出口32离开吸收塔30的顶部，并含有0.1％体积的硫化氢。将清洗气送到焚化炉(未示出)，以将其剩余的硫化氢转化成二氧化硫。将来自焚化炉的气体通过烟囱(未示出)排放到大气中。
饱含硫化氢的液体吸收剂通过出口34从吸收塔30流出，并将其用泵36泵送到解吸(或汽提)塔38的上部区域。在比吸收塔30高的压力下运行的解吸塔38，有一个与其联接的再沸器40。再沸器40采用间接热交换器的形式，在此使塔38底部的液体通过与蒸汽的间接热交换而沸腾。吸收气就这样从液体中解吸。如此产生塔38中向上流动的蒸汽，因而将硫化氢(和任何二氧化碳)从下降液体中汽提。为塔38装配上无规的或有结构的填料的形式的液-汽接触装置，以促进下降液体与上升蒸汽之间的质量传递。将离开解吸塔38顶部的富硫化氢气流，优选由通过与水的间接热交换而使其冷却的冷凝器44来传送。将水蒸汽和任何汽化的吸收剂冷凝，并将它们利用回流泵35返回到解吸塔38的顶部。相对地不含硫化氢的液体吸收剂，从再沸器40通过利用饱含硫化氢的吸收剂流体的间接热交换而将其预热的热交换器31，流到解吸塔38中。将如此冷却的脱硫化氢的吸收剂，收集在被用作吸收塔30的吸收剂源的贮罐39中。将吸收剂用泵48经冷却器41从罐39输送到塔30的顶部。
富硫化氢气体在10℃-50℃温度范围内离开冷凝器44，并作为第一循环气流不经再加热而流回加热炉6。典型地，将第一循环气流与燃烧器4上游的引入的进料气流混合。运行解吸塔38时的压力是，使第一循环气流向加热炉6的这种流动，不需要借助于任何风扇或喷射器。
将未送到吸收塔30的部分脱水蒸汽气流，作为第二循环气流返回到加热炉6。第二循环气流优选不再加热，但典型地使用风扇或喷射器60来促进其流回加热炉6。如果需要的话，可将部分或全部的第二循环气流返回到加热炉6的下游区域。二者择一地或另外，可将部分或全部的第二循环气流与燃烧器4上游的进料气流混合。
在传统的克劳斯法中，可使用包括硫化氢吸收和解吸阶段的尾气净化装置。通过吸收阶段的气体的总流率，一般超过通过加热炉的新鲜进料酸性气体流率的两倍。但是，在根据本发明的方法中，进入吸收塔30的气体的流率，一般小于通过加热炉6的新鲜进料酸性气体的流率的四分之一。结果，吸收塔30的直径实质上要比传统的克劳斯法中的小，由此大大降低其投资费用。
典型地，尤其是当进料气流含有至少70体积％的硫化氢，并将商业纯氧用于支持加热炉6中的燃烧时，第二循环气流的流率大于第一循环气流的流率。
调整清洗气流的量，以使在如图所示的装置中避免氮、氩和二氧化碳的积累。这样，在清洗气体中排出氮和氩的流率，等于进料气流中和氧气或富氧空气中的这种气体进入该装置的流率。关于二氧化碳，需要考虑在加热炉6中通过燃烧烃所生成的任何二氧化碳。由于在吸收塔30中给定的吸收剂和给定的理论塔板数，对从如图中所示的装置流出的清洗气体固定流率的需要，则确定了进入吸收塔中的脱水气体的流率，和第二循环气流流率，以及第二循环气流流率与第一循环气流流率的比率。
进料气流和进入加热炉6的氧气或富氧空气中的二氧化碳、氩和氮的含量越低，清洗气流的量越小，因此吸收塔30的尺寸越小。而且，通常理想的是，使用于在加热炉6中支持燃烧的氧气中杂质的含量降至最小值。
加热炉6中的火焰温度，部分取决于“惰性气体”即二氧化碳、水蒸汽、氮和氩进入它时的速率。惰性气体的来源不仅是进料气流和用于支持燃烧的氧气中的杂质，而且还有第一和第二循环气流。由于第二循环气流趋于具有比其它气流更高浓度的惰性气体，它趋于降低火焰温度。因此，通常优选将至少部分第二循环气流引入到其火焰区下游的加热炉6中，以使不过度降低火焰温度。实际上，对根据本发明的方法的可操作性的主要限制，是进料气流中惰性气体的浓度。由于该浓度升高，因此火焰温度趋于下降。如果离开加热炉6的流出气流的温度不超过约1000℃，那么在保持稳定的火焰上就会出现困难。如果进料气流中取决于进料气流精确的组成和用于支持加热炉中燃烧的氧气流的组成的惰性气体的含量超过30体积％，典型地会出现这种情况。如果需要的话，可将进料气流预纯化，以从其中或从可预热的一种或多种进料气流、第一循环气流和第二循环气流中除去一些惰性气体。
可将各种不同的技术用于启动如附图中所示的装置。最简单的是最初用来自于其它来源的惰性气体流体(例如氮)来代替第二循环气流，并当所述循环气流的流量增加时，逐渐地减少这种流体。
第一和第二循环气流向加热炉6中的返回，对进入该装置的硫化氢与氧的摩尔比的影响，比传统的克劳斯法中更大。实际上，将氧分子供应到加热炉6中的相对速率与硫化氢分子的相对速率相比，是慎重地选择为相对较低，以使与用于将在进料和循环气流中进入加热炉6的三分之一的硫化氢分子氧化成硫蒸汽和水蒸汽所需的氧分子量相比，有大量不足的氧分子。结果，典型地至少90％的在加热炉6中生成的二氧化硫分子与硫化氢反应生成硫蒸汽。因此，在催化反应器22中进行的还原反应的程度得到控制。
现在参照附图2，所示的是对如图1所示装置的改进，其中，用两个上述的塔300和302代替单个硫化氢吸收塔30，用两个上述的塔380和382代替单个硫化氢解吸塔38。第一部分脱水蒸汽气流通过入口304流到塔300中。由此，通过与例如MDEA的硫化氢首选吸收剂水溶液的逆流接触，来吸收硫化氢。脱硫化氢气体从塔300的顶部流出，并通过入口320进入塔302的底部。将进入塔302的气体中大部分剩余的硫化氢，通过与用例如以商标FLEXSORB销售的、对硫化氢的选择性大于MDEA的这种空间位阻的胺的、硫化氢的第二选择性吸收剂的逆流接触来吸收。将基本上不含硫化氢的气体混合物通过出口322从该装置排出。
饱含硫化氢的液体吸收剂通过出口306从塔300流出，并用泵308泵送到解吸塔380的上部区域。塔380带有一个与其联接的、运行起来对引发主要是硫化氢的溶解气体的热解吸有影响的再沸器310。生成的富含硫化氢的气体混合物离开解吸塔的顶部，并流经冷凝器312，其中利用回流泵314使任何汽化的吸收剂返回到解吸塔380的顶部。相对地不含硫化氢的液体吸收剂，从再沸器310，通过将其与饱含硫化氢的吸收剂流体的间接热交换来预热的热交换器316，流到解吸塔380。将如此冷却的不含硫化氢的吸收剂，收集在用作吸收塔300的吸收剂来源的贮罐318中。将吸收剂从贮罐318通过泵324经冷却器332输送到吸收塔300的顶部。
在冷凝器312中不冷凝的气体，形成流到如图1所示装置的加热炉中的第一股第一循环气流。
吸收塔302有一个与其联接的解吸塔382。这种装配与塔300和380类似。泵350用于将饱含硫化氢的吸收剂引入到塔382的上部区域。塔382有一个可从液相中汽提硫化氢气体的底部再沸器352，和一个使从塔382顶部随气相排出的任何汽化的吸收剂冷凝的顶部冷凝器354。回流泵356将冷凝液返回到塔382的顶部。相对不含硫化氢的液体吸收剂，从再沸器352，通过将其与饱含硫化氢的吸收剂流体的间接热交换来预热的热交换器358，流到解吸塔382中。将如此冷却的不含硫化氢的吸收剂，收集在用作吸收塔302的吸收剂来源的贮罐360中。将吸收剂从贮罐360通过泵362经冷却器364输送到塔300的顶部。
在冷凝器354中不冷凝的气体，形成流到如图1所示的装置的加热炉中的第二股第一循环气流。
现在通过下述模拟的例子，详细说明根据本发明的方法，其中将来自炼油厂的酸性气体与酸性水汽提气的混合物，在如图1所示的装置中处理。参照这个例子，将不同气流的温度、压力和组分流率在表1中示出。
含有硫化氢、氨、二氧化碳、水蒸汽和甲烷的新鲜进料气流(气流A)，可在温度约为70℃和压力为28psia下，从管道2送入燃烧器4，点火进入燃烧炉6中。可在温度约为20℃和压力为28psia下，单独从管道10向燃烧导4供应商业纯氧(气流B)。将气流A与第一循环气流(气流C)和预先被进料到加热炉6的上游燃烧阶段的部分第二循环气流(气流D)混合。加热炉6的燃烧阶段中的温度，是足以确保完全驱除存在于进料气中的氨的高温(约1315℃)。将第二部分第二循环气流(气流E)送到加热炉6的下游热反应阶段。
流出气流(气流F)在温度约为1040℃下，从出口12离开加热炉6，并进入将其冷却到温度约为370℃的废热锅炉14。冷却的流出气流(气流G)从废热锅炉14流到将其进一步冷却到温度约为150℃的、并将硫蒸汽冷凝的硫冷凝器16，并将其(气流H)从出口18分离。将生成的脱硫蒸汽气流(气流I)，在冷凝器16下游的再热器20中加热到温度约为280℃。
如此再热的脱硫蒸汽气流(气流J)，流到催化反应器22中。气流J中的氢含量，是适于使其中所有的硫和二氧化硫完全还原成硫化氢的。生成的还原气流(气流K)，在温度约为370℃下离开催化反应器22，流过将其冷却到温度约为150℃的热交换器26。将如此冷却的气流(气流L)引入到急冷塔28中，在此形成脱水蒸汽气流(气流M)。
将气流M的首股(或第一部分)支流(气流N)送到将其与MDEA水溶液接触的吸收塔30中。在温度约为50℃和压力为23.6psia下，气流N进入吸收塔30。脱硫化氢气流(气流O)作为清洗气，从出口32离开吸收塔30的顶部。富硫化氢气流(气流C)，在温度约为50℃和压力为28psia下离开冷凝器44，并作为第一循环气流、不经再热而流回加热炉6。将未被送到吸收塔30中的部分脱水蒸汽气流，作为第二循环气流(气流P)经风扇60返回到加热炉6中。
下面在表1中显示出各股气流A至P的组成、温度、流率和压力。
                                       表1
气流 A B C D E F
温度(°F ) 153.38 70.00 121.90 159.36 159.36 1902.24
压力(psia) 28.0 28.0 28.0 28.0 28.0 27.8
硫化氢(Ib-mole/hr) 287.0826 0.0000 24.4967 99.6756 103.8856 209.4392
氨(Ib-mole/hr) 55.9967 0.0000 0.0000 0.0002 0.0003 0.0006
二氧化硫(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 16.6079
水(Ib-mole/hr) 58.8112 0.0000 2.2398 32.7149 34.0966 502.9699
二氧化碳(Ib-mole/hr) 13.9887 0.0000 7.9165 105.6494 110.1116 210.5976
氧(Ib-mole/hr) 0.0000 192.7260 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
氮(Ib-mole/hr) 0.0000 21.4140 0.0188 200.9567 209.4445 459.8333
氢(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0006 8.8815 9.2566 41.1266
一氧化碳(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.2724 0.2840 31.4279
S2(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 144.3457
S6(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
S8(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
甲烷(Ib-mole/hr) 4.2008 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
氧硫化碳(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0001 0.0442 0.0460 0.4913
二硫化碳(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0002
总量(Ib-mole/hr) 420.0800 214.1400 34.6725 448.1945 467.1252 1616.8401
气流 G H I J K L
温度(°F) 700.00 299.82 299.82 534.85 700.00 300.00
压力(psia) 26.8 25.8 25.8 25.3 25.1 24.6
硫化氢(Ib-mole/hr) 209.4392 0.0333 209.4059 209.4059 228.1989 228.1989
氨(Ib-mole/hr) 0.0006 0.0000 0.0006 0.0006 0.0006 0.0006
二氧化硫(Ib-mole/hr) 16.6079 0.0050 16.6029 16.6029 0.0000 0.0000
水(Ib-mole/hr) 502.9699 5.9774 496.9925 496.9925 499.0032 499.0032
二氧化碳(Ib-mole/hr) 210.5976 0.0074 210.5902 210.5902 241.7850 241.7850
氧(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
氮(Ib-mole/hr) 459.8333 0.0008 459.8325 459.8325 459.8325 459.8325
氢(Ib-mole/hr) 41.1266 0.0001 41.1265 41.1265 20.3227 20.3227
一氧化碳(Ib-mole/hr) 31.4279 0.0000 31.4278 31.4278 0.6234 0.6234
S2(Ib-mole/hr) 2.5022 2.4866 0.0156 0.0156 0.0000 0.0000
S6(Ib-mole/hr) 27.8712 27.6975 0.1737 0.1737 0.0000 0.0000
S8(Ib-mole/hr) 14.5575 14.4667 0.0907 0.0907 0.0000 0.0000
甲烷(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
氧硫化碳(Ib-mole/hr) 0.4913 0.0000 0.4913 0.4913 0.1011 0.1011
二硫化碳(Ib-mole/hr) 0.0002 0.0000 0.0002 0.0002 0.0000 0.0000
总量(Ib-mole/hr) 1517.4253 50.6748 1466.7505 1456.7505 1449.8676 1449.8676
气流 M N O P
温度(°F) 120.26 120.26 121.97 120.26
压力(psia) 23.6 23.6 22.6 23.6
硫化氢(Ib-mole/hr) 228.0782 24.5170 0.0203 203.5612
氨(Ib-mole/hr) 0.0005 0.0001 0.0001 0.0005
二氧化硫(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
水(Ib-mole/hr) 74.8583 8.0468 5.8070 66.8115
二氧化碳(Ib-mole/hr) 241.7474 25.9864 18.0699 215.7610
氧(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
氮(Ib-mole/hr) 459.8301 49.4289 49.4101 410.4012
氢(Ib-mole/hr) 20.3227 2.1846 2.1840 18.1381
一氧化碳(Ib-mole/hr) 0.6234 0.0670 0.0670 0.5564
S2(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
S6(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
S8(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
甲烷(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
氧硫化碳(Ib-mole/hr) 0.1011 0.0109 0.0108 0.0902
二硫化碳(Ib-mole/hr) 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
总量(Ib-mole/hr) 1025.5617 110.2416 75.5691 915.3201

Claims (11)

1．一种处理含硫化氢和二氧化碳的进料气流的方法，包括如下步骤：
(ⅰ)在加热炉中燃烧进料气流中所含的部分硫化氢，以生成二氧化硫和水蒸汽，将氧气供应到加热炉中以支持所述部分进料气流的燃烧，并在加热炉中使生成的二氧化硫与硫化氢反应以生成含有硫蒸汽、水蒸汽、硫化氢、二氧化硫和二氧化碳的流出气流；
(ⅱ)通过冷凝从流出气流中分离硫蒸汽，以生成脱硫气流；
(ⅲ)使脱硫气流中的二氧化硫和其它可还原的硫类还原成硫化氢，以生成还原气流；
(ⅳ)从还原气流中除去大部分水蒸汽，以生成脱水蒸汽气流；
(ⅴ)使第一部分脱水蒸汽气流与至少一种硫化氢的液相吸收剂，在至少一个吸收塔内接触，以选择性地从脱水蒸汽气流中吸收硫化氢，以生成脱硫化氢气流；
(ⅵ)排出作为清洗气流的脱硫化氢气流；
(ⅶ)从所述吸收剂中解吸硫化氢，以生成至少一股富硫化氢气流；
(ⅷ)使至少部分所述富硫化氢气流作为一股或多股第一循环气流，返回到加热炉中；和
(ⅸ)使第二部分脱水蒸汽气流作为第二循环气流，返回到加热炉中。
2．一种权利要求1的方法，还包括控制清洗气流或第一部分脱水蒸汽气流流率的步骤，以基本上防止第一和第二循环气流中惰性气体的积累。
3．一种权利要求1或2的方法，其中进料气流含有至少70体积％的可燃性气体，氧气的来源是商业纯氧或高度富含氧的空气，并含有至少80体积％的氧。
4．一种上述任何一项权利要求的方法，其中第二循环气流返回加热炉的速率，大于第一循环气流返回加热炉的速率。
5．一种上述任何一项权利要求的方法，其中通过与硫化氢反应，将至少90％的、在加热炉中生成的二氧化硫还原成硫蒸汽。
6．一种上述任何一项权利要求的方法，其中在温度为0℃-90℃的范围内，将进料气流进料到加热炉中。
7．一种上述任何一项权利要求的方法，其中加热炉随着上游燃烧区和下游热反应区运转，将第一循环气流或每股该气流返回到上游燃烧区，将至少部分第二循环气流返回到下游热反应区。
8．一种上述任何一项权利要求的方法，其中第一和第二循环气流的流率，要使进料气流中所有硫原子的至少99.7mol％通过硫蒸汽的冷凝而回收。
9．一种上述任何一项权利要求的方法，其中有两个串联安装的、带有从上游塔输送到下游塔以进一步分离的硫化氢贫气馏分的硫化氢吸收塔，上游塔中的吸收剂与下游塔中的不同，下游塔中的吸收剂比上游塔中的吸收剂对硫化氢具有更高的选择性。
10．一种处理含有硫化氢和二氧化碳的进料气流的装置，包括：
(a)一个加热炉，在氧气存在的情况下燃烧进料气流中所含的部分硫化氢，以生成二氧化硫和水蒸汽，并使硫化氢和二氧化硫发生反应生成硫蒸汽，所述加热炉有一个为含有硫蒸汽、水蒸汽、硫化氢、二氧化硫和二氧化碳的流出气流而设置的出口；
(b)一个硫冷凝器，用于从流出气流中分离硫蒸汽，并由此生成脱硫气流；
(c)一个反应器，用于使脱硫蒸汽气流中的二氧化硫和其它可还原的硫类还原成硫化氢，并由此生成还原气流；
(d)至少一个水冷凝器，用于从还原气流中分离其所含的大部分水蒸汽，由此生成脱水蒸汽气流；
(e)至少一个吸收塔，用于使第一部分脱水蒸汽气流与硫化氢的液相吸收剂接触，由此从脱水蒸汽气流中吸收硫化氢，并生成脱硫化氢气流；
(f)一个出口，用于从吸收塔或多个吸收塔之一排出作为清洗气流的脱硫化氢气流；
(g)至少一个解吸塔，用于从液相吸收剂中解吸硫化氢，并由此生成至少一股富硫化氢气流；
(h)用于将至少部分所述富硫化氢气流作为一股或多股第一循环气流引入加热炉的装置；和
(i)用于将第二部分脱水蒸汽气流作为第二循环气流引入加热炉的装置。
11．权利要求10的装置，其中加热炉有上游燃烧区和下游热反应区，并且其中用于返回第一循环气流的装置与上游燃烧区联接，用于返回第二循环气流的装置与下游热反应区联接。
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