ES2322892T3 - Metodo de recuperacion de componentes sulfurados en un procedimiento de recuperacion de azufre. - Google Patents
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Abstract
Procedimiento para eliminar H 2S de un gas rico en H 2S y producir azufre, que comprende: (a) hacer reaccionar H2S del gas rico en H2S con SO2 en un reactor para producir azufre y un gas de descarga del reactor que contiene H2S y H2O; (b) someter a combustión el gas de descarga del reactor para producir un gas de combustión que contiene SO 2, vapor de agua y vapor de azufre; (c) enfriar el gas de combustión procedente de la etapa (b) para condensar vapor de agua y vapor de azufre y producir una corriente acuosa que contiene azufre; y (d) introducir la corriente acuosa procedente de la etapa (c) en el reactor para proporcionar enfriamiento para la reacción de la etapa (a).
Description
Método de recuperación de componentes sulfurados
en un procedimiento de recuperación de azufre.
La presente invención se refiere a un
procedimiento de eliminación de sulfuro de hidrógeno de gas natural
u otro gas industrial, en un sistema integrado en el que se produce
azufre.
Uno de los sistemas más comunes para procesar
gases que contienen sulfuro de hidrógeno y producir azufre supone
el uso de etapas con absorbedor-separador bien
conocidas para separar H_{2}S y el muy conocido proceso Claus
para producir azufre. En un sistema de este tipo, en forma
simplificada, las etapas básicas son normalmente:
- (a)
- eliminar H_{2}S de un gas amargo, usando un absorbente de H_{2}S, para obtener un gas producto endulzado.
- (b)
- Separar H_{2}S del absorbente rico en H_{2}S para obtener H_{2}S.
- (c)
- Someter a combustión el H_{2}S para obtener SO_{2} y H_{2}S.
- (d)
- Hacer reaccionar H_{2}S catalizado por sólido con SO_{2} a alta temperatura para formar y recuperar S y para producir un gas de descarga que contiene cantidades reducidas de H_{2}S y SO_{2}.
- (e)
- Tratar el gas de descarga procedente de la etapa (d) para recuperar como S una fracción principal de las cantidades que quedan de H_{2}S y SO_{2} y formar un gas de chimenea que puede liberarse a la atmósfera.
Las etapas (c) y (d) en combinación a menudo se
consideran como el proceso Claus.
Se muestra un sistema dirigido al tratamiento de
gas amargo pero que no incluye la reacción de H_{2}S para formar
azufre en las figuras 14-25 de Kohl y Riesenfeld,
Gulf Publishing Co., 1985 "Gas Purification", 3ª edición. Las
figuras 14-25 en la referencia de Kohl et al.
muestran las etapas básicas de (a) eliminar H_{2}S de un gas
amargo usando un absorbente para retirar el H_{2}S, de modo que se
obtiene gas tratado (endulzado) de contenido en H_{2}S reducido
fuera de la parte superior del absorbedor o "contactor" y un
absorbente rico en H_{2}S fuera de la parte inferior del
absorbedor; y (b) separar H_{2}S del absorbente rico en H_{2}S,
mediante una técnica regeneración instantánea y una técnica de
regeneración con calentamiento para separar H_{2}S del absorbente
y obtener H_{2}S y absorbente regenerado (pobre) para su
reutilización en la etapa (a).
El sistema ilustrado en la referencia de Kohl
et al. usa un absorbente físico, tal como carbonato de
propileno.
Podría usarse un disolvente químico en ese
sistema de tipo básico, posiblemente sin la parte de regeneración
instantánea de la etapa (b). Los ejemplos de absorbentes de tipo
químico conocidos incluyen aminas, tales como monoetanolamina
("MEA").
Igual que la referencia de Kohl et al. en
las figuras 14-25 se refiere a etapas de
absorción/separación de H_{2}S, también la figura 5 de un
artículo de Lynn et al., "The University of California
Berkeley's Sulfur Recovery Process: Claus Revisited", 1999
Sulfur Recovery Conference (Conferencia para la Recuperación de
Azufre), Austin, TX, 24-27 de octubre de 1999,
muestra que el H_{2}S resultante de absorción/separación puede
enviarse a un reactor. Los reactores ilustrados en el artículo de
octubre de 1999 se usan en combinación con una planta Claus (véase,
por ejemplo, el horno ilustrado en la figura 4). El gas rico en
SO_{2} procedente del horno se envía a la parte inferior de una
columna de absorción de SO_{2}. El SO_{2} se enfría en la parte
inferior del absorbedor de SO_{2} usando un disolvente orgánico
enfriado (absorbente de SO_{2}) que se recircula, a través de un
intercambiador de calor de enfriamiento brusco con disolvente, en un
circuito en la parte inferior del absorbedor de SO_{2}.
El artículo de octubre de 1999 también muestra
en la figura 4 un diagrama de flujo de proceso para una unidad
típica de tratamiento Claus de gas de descarga de Shell (SCOT,
Shell Claus Off-Gas Treatment). Se conoce
bien en la industria de recuperación de azufre que puede usarse una
unidad SCOT aguas abajo de una planta Claus como unidad de
depuración de gas de cola (TGCU, tail-gas
clean-up unit) para aumentar la recuperación de
azufre con respecto a la que se obtendría de otro modo usando sólo
una planta Claus convencional.
La ilustración de la figura 4 de la unidad SCOT
muestra etapas que incluyen (a) combinar un gas reductor con el gas
de cola de Claus, (b) reducir (hidrogenar) el gas de cola que
contiene SO_{2}, S, COS y CS_{2} en el reactor SCOT para
obtener una corriente rica en H_{2}S, (c) enfriar bruscamente la
corriente rica en H_{2}S mediante contacto directo con agua en
una torre de enfriamiento brusco, (d) etapas de absorción/separación
de H_{2}S para producir una corriente de H_{2}S, y (e)
recircular la corriente de H_{2}S a la planta Claus. Por tanto,
la figura 4 del artículo de octubre de 1999 es un ejemplo del uso de
un enfriamiento brusco acuoso por contacto directo en un
procedimiento de recuperación de azufre, aunque para enfriar un gas
rico en H_{2}S, no un gas rico en SO_{2}, como en la presente
invención.
Otra referencia que ilustra un procedimiento
similar al mostrado en la figura 4 del artículo de octubre de 1999,
es Naber et al. "New Shell Process Treats Claus
Off-Gas", Chemical Engineering Progress, vol. 69,
nº 12, página 29, diciembre de 1973.
El propio proceso Claus, que consiste en una
serie de reactores en los que reaccionan SO_{2} y H_{2}S para
formar vapor de azufre y agua. La reacción está limitada en el
equilibrio a temperaturas superiores al punto de rocío del vapor de
azufre. La corriente gaseosa que deja cada reactor está cerca del
equilibrio químico. En el funcionamiento normal, la mayor parte del
azufre se condensa entre reactores para permitir la reacción
adicional en la siguiente etapa. Sin embargo, en el proceso Claus,
los condensadores funcionan por encima del punto de rocío del agua
para evitar que se forme líquido de Wackenroder (una mezcla acuosa
diluida de azufre coloidal y una disolución de sulfoxiácidos; véase
Hackh's Chemical Dictionary, Cuarta edición, 1969) y los problemas
que presentaría su formación. Esto se realiza aun cuando la
presencia de vapor de agua en la corriente gaseosa limita la
extensión de la reacción que puede lograrse y, por tanto, necesita
la instalación de un procedimiento de tratamiento de gas de
cola.
La anterior solicitud de patente internacional
WO 99/12849, describe un procedimiento en el que reacciona sulfuro
de hidrógeno (H_{2}S) gaseoso con dióxido de azufre (SO_{2})
gaseoso en presencia de un disolvente o líquido orgánico en el que
se produce la siguiente reacción:
(1)2 \
H_{2}S(g) + SO_{2}(g)
\hskip0.3cm\rightarrow
\hskip0.3cm3 \ S(l) + 2 \ H_{2}O(g)
En el reactor, se desea trabajar por encima del
punto de fusión del azufre. Los gases que reaccionan pueden fluir
en el mismo sentido o a contracorriente con respecto a una corriente
del líquido orgánico. Un ejemplo preferido de un reactor de este
tipo es una columna de tipo con platos en la que los gases que
reaccionan fluyen a contracorriente con respecto a una corriente
del líquido orgánico. El azufre producido por la reacción (1) en
cualquier tipo de reactor forma una fase líquida separada que fluye
en el mismo sentido que el líquido orgánico.
El dióxido de azufre gaseoso se produce mediante
la combustión de sulfuro de hidrógeno. Preferiblemente, esta
combustión se lleva a cabo rica en combustible para evitar el riesgo
de formación de SO_{3} y NO_{x}, que son ambos indeseables. Sin
embargo, si la combustión es rica en combustible, entonces se forma
azufre elemental además de SO_{2} y se condensará y disolverá
parcialmente en el disolvente usado en el absorbedor de SO_{2},
lo que no es deseable. Por otra parte, si la combustión se lleva a
cabo pobre en combustible, el oxígeno libre que acompaña a la
combustión pobre en combustible puede provocar la degradación del
disolvente en el absorbedor de SO_{2}. Además, se forma vapor de
agua por la combustión del H_{2}S y cualquier hidrocarburo que
esté presente en el gas ácido alimentado al horno. La mayor parte
del vapor de agua también se condensará en el disolvente en el
absorbedor de SO_{2}. La presencia de vapor de agua junto con el
SO_{2} requiere un enfriamiento adicional, o un mayor flujo de
disolvente, en el absorbedor. Además, esa agua debe eliminarse por
ebullición del disolvente en el separador de SO_{2}, aumentando
así la energía requerida en el funcionamiento del separador.
Además, la mayor parte de este vapor de agua añadido debe
condensarse a partir del SO_{2} que deja el separador antes de
que este último entre en la columna de reactor para evitar un flujo
de vapor excesivo dentro de la columna de reactor.
Según la presente invención, se proporciona un
procedimiento para eliminar H_{2}S de un gas rico en H_{2}S y
producir azufre, que comprende:
(a) hacer reaccionar H_{2}S en el gas rico en
H_{2}S con SO_{2} para producir azufre y un gas de descarga del
reactor que contiene H_{2}S y H_{2}O;
(b) someter a combustión el gas de descarga del
reactor para producir un gas de combustión que contiene SO_{2},
vapor de agua y vapor de azufre;
(c) enfriar el gas de combustión procedente de
la etapa (b) para condensar vapor de agua y azufre y producir una
corriente acuosa que comprende principalmente agua; y
(d) introducir la corriente acuosa procedente de
la etapa (c) en el reactor para proporcionar enfriamiento para la
reacción de la etapa (a).
La figura 1 es un diagrama de flujo que
representa una realización del procedimiento de esta invención.
Según la presente invención, se proporciona un
procedimiento para eliminar H_{2}S de un gas rico en H_{2}S y
producir azufre, que comprende:
\newpage
(a) hacer reaccionar H_{2}S del gas rico en
H_{2}S con SO_{2} en una columna de reactor para producir
azufre y un gas de descarga del reactor que contiene H_{2}S;
(b) someter a combustión el gas de descarga del
reactor y preferiblemente también cualquier gas rico en H_{2}S
desviado para obtener un gas rico en SO_{2} que contiene vapor de
agua y otros gases;
(c) enfriar el gas rico en SO_{2} y vapor de
agua procedente de la etapa (b) para obtener una corriente acuosa;
y
(d) inyectar dicha corriente acuosa en la
columna de reactor para proporcionar una parte del enfriamiento
requerido en la columna de reactor.
Preferiblemente, el gas de descarga del reactor
procedente de la etapa (a) se somete a combustión en la etapa (b)
en una zona de combustión de alta temperatura con una cantidad
subestequiométrica de oxígeno o aire para obtener un gas rico en
SO_{2} que contiene una cantidad minoritaria de vapor de azufre.
Por subestequiométrica se entiende inferior a la cantidad de
oxígeno que se requiere estequiométricamente para la combustión
completa del H_{2}S, hidrocarburos, compuestos orgánicos de
azufre, CO y H_{2} en el gas de descarga del reactor para formar
H_{2}O, SO_{2} y CO_{2}. Esta característica es
particularmente ventajosa en el procedimiento de la presente
invención ya que la cantidad subestequiométrica de oxígeno ayuda a
evitar, o minimizar, la formación de SO_{3} en el gas sometido a
combustión y, por tanto, son menores los problemas de corrosión,
tanto en la etapa de enfriamiento para el gas rico en SO_{2} como
en la columna de reactor. Además, la cantidad subestequiométrica de
oxígeno ayuda a evitar o minimizar la formación de NO_{x}. Esto
ayuda a lograr un gas de chimenea de mayor calidad que sale de la
siguiente etapa de absorción de SO_{2}. Finalmente, la cantidad
subestequiométrica de oxígeno ayuda a evitar o minimizar la cantidad
de oxígeno libre presente en el gas de combustión rico en SO_{2}
enfriado. Esto ayuda a evitar o minimizar la degradación del
disolvente orgánico en el absorbedor de SO_{2}.
Es una práctica común en los hornos que
funcionan con grupos electrógenos comerciales seguir una etapa de
combustión rica en combustible, de alta temperatura de este tipo de
una etapa de combustión pobre en combustible, de baja temperatura
para completar el proceso de oxidación. Eso puede realizarse en el
procedimiento de la presente invención si se desea oxidar el vapor
de azufre en el gas de combustión antes de que deje la sección de
horno. Sin embargo, en el procedimiento de la presente invención se
prefiere tener sólo una única operación de combustión rica en
combustible porque a) el equipo de combustión y el control de la
combustión son más sencillos, y así menos costosos, y b) la
cantidad subestequiométrica de oxígeno ayuda a evitar o minimizar
la cantidad de oxígeno libre presente en el gas de combustión rico
en SO_{2} enfriado. Esto ayuda a evitar o minimizar la
degradación del disolvente orgánico en el absorbedor de SO_{2}.
Sin embargo, tal como se indicó anteriormente, sólo puede
practicarse una combustión pobre en combustible de este tipo si se
dispone de medios para manejar ventajosamente el vapor de azufre
resultante en el gas de combustión.
Por "cantidad minoritaria de azufre" se
entiende cantidades relativamente bajas de azufre en comparación con
el SO_{2} que se forma cuando se somete a combustión el gas de
descarga del reactor, preferiblemente menos del cinco por ciento
del azufre total, y más preferiblemente menos del 2 por ciento del
azufre total en el gas rico en SO_{2}. Tener una cantidad
minoritaria de azufre presente en el gas de descarga del reactor
sometido a combustión ayuda a garantizar que se usa una cantidad
subestequiométrica de oxígeno. El oxígeno para la combustión se
obtendrá de la manera más fácil usando aire.
En una realización preferida de la presente
invención, el procedimiento incluye la siguiente etapa:
(e) eliminar SO_{2} del gas rico en SO_{2}
enfriado para obtener un gas de chimenea de bajo contenido en
compuestos de azufre.
Preferiblemente en el procedimiento de la
presente invención, la etapa (e) se lleva a cabo en un absorbedor
de SO_{2} en el que se elimina SO_{2} del gas rico en SO_{2}
enfriado mediante absorción en un disolvente en el absorbedor de
SO_{2} para obtener disolvente rico en SO_{2}.
Además, se prefiere en la presente invención que
el SO_{2} usado en la etapa (a) esté en forma gaseosa y se
obtiene al menos en parte separando SO_{2} del disolvente rico en
SO_{2}. En esta realización, el enfriamiento del gas rico en
SO_{2} se lleva a cabo en la parte inferior del absorbedor de
SO_{2}.
Entre otros factores, la presente invención se
basa en este concepto y hallazgo de que el procedimiento integrado
de la presente invención emplea un enfriamiento del gas rico en
SO_{2} húmedo procedente de una etapa de combustión de H_{2}S,
y la condensación del agua y azufre producidos durante la combustión
de tal manera, que proporciona un uso integrado del líquido acuoso
resultante (es decir, suspensión acuosa coloidal o suspensión
espesa de azufre) como parte del refrigerante en la columna de
reactor (primera etapa del procedimiento) de la presente invención.
Además, condensando el agua del gas de combustión rico en SO_{2}
húmedo aguas arriba del absorbedor de SO_{2}, se minimiza o
impide la absorción de vapor de agua por el disolvente orgánico
hidrófilo en el absorbedor y se minimiza o evita la necesidad de
separar posteriormente el agua del disolvente en el separador de
SO_{2}.
El enfriamiento del gas rico en SO_{2} puede
llevarse a cabo con un condensador parcial convencional, empleando
intercambio de calor indirecto, para condensar el agua del gas de
combustión rico en SO_{2} húmedo aguas arriba del absorbedor de
SO_{2}. Entonces sería necesario que la mezcla de gas/líquido que
se forma fluyera a través de un separador gas/líquido que incluye
una sección de eliminador de nieblas para separar las gotas de agua
del gas antes de que la corriente gaseosa entre en el absorbedor de
SO_{2}. El separador gas/líquido con sección de eliminador de
nieblas podría incorporarse en la sección inferior del absorbedor de
SO_{2} y entonces se separaría preferiblemente de la sección de
disolvente por medio de un "plato de chimenea", que permite el
paso del gas rico en SO_{2} hacia la sección de disolvente
mientras que impide el flujo de disolvente hacia la sección de
separación gas/líquido a continuación.
Preferiblemente, el enfriamiento del gas rico en
SO_{2} se logra, al menos en parte, mediante enfriamiento por
contacto directo usando una corriente acuosa de recirculación,
también conocido como enfriamiento brusco con agua. En el
procedimiento de la presente invención, se prefiere particularmente
que la parte de corriente acuosa de recirculación que se usa en la
etapa (d) sea aproximadamente igual al agua neta producida en la
etapa (a) de combustión.
En el procedimiento de la presente invención,
preferiblemente se lleva a cabo el enfriamiento del gas rico en
SO_{2} mediante el agua introducida en la sección inferior del
absorbedor de SO_{2}, y se retira disolvente rico en SO_{2} de
una sección intermedia del absorbedor de SO_{2} sin haberse
mezclado con el agua en la sección inferior del absorbedor de
SO_{2}. Esto se logra disponiendo un eliminador de nieblas en la
parte superior de la sección de enfriamiento brusco más un plato de
chimenea que separa las dos secciones tal como se describió
anteriormente. Por tanto, el agua de recirculación es
preferiblemente un circuito de circulación separado en la parte
inferior del absorbedor de SO_{2}, tal como se indica
esquemáticamente en el dibujo. Debido al eliminador de nieblas y al
plato de chimenea, el agua de recirculación contiene poca o ninguna
cantidad de disolvente y el disolvente de recirculación contiene
poca o ninguna cantidad de azufre elemental.
Debe observarse que en el presente
procedimiento, independientemente de si el gas rico en SO_{2}
procedente de la etapa de combustión se enfría mediante contacto
directo en un enfriamiento brusco con agua o mediante intercambio
de calor indirecto en un condensador parcial, la temperatura hasta
la que se enfría el gas rico en SO_{2} procedente de la etapa de
combustión está limitada por la temperatura del medio de
enfriamiento disponible, ya sea agua de enfriamiento o aire
ambiental. El gas rico en SO_{2} puede enfriarse normalmente
hasta una desviación de aproximadamente 5º - 10ºC de la temperatura
del refrigerante disponible; se elige la temperatura de
aproximación basándose en una optimización económica mediante
métodos bien conocidos por los expertos en la técnica. Un intervalo
de temperatura típico para el gas rico en SO_{2} que entra en la
sección de disolvente del absorbedor de SO_{2} será de 25º a 40ºC,
prefiriéndose temperaturas inferiores si no son prohibitivas
económicamente.
También debe observarse que en el presente
procedimiento, independientemente de si el gas rico en SO_{2} de
la etapa de combustión se enfría mediante contacto directo en un
enfriamiento brusco con agua o mediante intercambio de calor
indirecto en un condensador parcial, se formará una disolución
acuosa diluida que contiene azufre elemental coloidal y compuestos
sulfurados. Esta mezcla acuosa de azufre coloidal y compuestos
sulfurados se denomina a veces como "líquido de Wackenroder".
La reacción de Wackenroder es la reacción entre H_{2}S y SO_{2}
en disolución acuosa para formar azufre coloidal y ácidos
politiónicos. (Respecto a la reacción de Wackenroder, véase Hackh's
Chemical Dictionary, 4ª edición, 1969, página 719. Respecto al
líquido de Wackenroder, véase, por ejemplo, Yost et al.
"Systematic Inorganic Chemistry", 1946, páginas 398 y 399. Yost
et al. señalan que el líquido de Wackenroder es complejo y
contiene azufre coloidal y diversos compuestos sulfurados,
incluyendo ácidos politiónicos.) Así, en esta realización, además
del azufre condensado, al menos parte de los compuestos sulfurados
en la disolución acuosa son ácidos politiónicos. Debe observarse que
los diversos compuestos sulfurados, incluyendo los ácidos
politiónicos formados en la reacción de Wackenroder son productos
intermedios en la reacción global entre el H_{2}S y SO_{2} que
se forman cuando la reacción se produce en disolución acuosa. En el
disolvente orgánico preferiblemente empleado en la presente
invención, no se detectan estos productos intermedios; o bien no se
forman o bien reaccionan muy rápidamente para completar la reacción
a azufre elemental y agua. Además, si se mezcla una pequeña cantidad
de líquido de Wackenroder con una gran cantidad del disolvente
preferido, de modo que la disolución resultante no supera el
10% de agua en peso, los ácidos politiónicos completan la reacción a azufre elemental muy rápidamente y las partículas de azufre elemental se funden y o bien se disuelven en el disolvente o bien forman una fase líquida separada.
10% de agua en peso, los ácidos politiónicos completan la reacción a azufre elemental muy rápidamente y las partículas de azufre elemental se funden y o bien se disuelven en el disolvente o bien forman una fase líquida separada.
En otros procedimientos, se desea generalmente
evitar la formación de líquido de Wackenroder, y generalmente se
emprenden etapas en los procedimientos de recuperación de azufre de
la técnica anterior para evitar tal formación, tal como se trató
anteriormente.
Entre otros factores, la presente invención se
basa en este concepto y hallazgo de que el procedimiento integrado
de la presente invención, en una realización, ventajosamente aplica
el uso de un enfriamiento brusco directo con agua en el gas rico en
SO_{2} procedente de una etapa de combustión de H_{2}S y
proporciona un uso integrado del líquido acuoso resultante (por
ejemplo, líquido de Wackenroder) en la etapa con columna de reactor
de la presente invención. Además, el líquido de Wackenroder
resultante contiene componentes sulfurados así como azufre, y estos
componentes sulfurados se convierten en azufre en la columna de
reactor de la presente invención. Aún más, el líquido de
Wackenroder se usa preferiblemente para proporcionar una parte del
enfriamiento en la columna de reactor.
Preferiblemente en la presente invención, la
cantidad de azufre coloidal y compuestos sulfurados es de al menos
el 0,5 por ciento en peso (calculado como azufre) del líquido acuoso
total. Más preferiblemente, la cantidad de azufre coloidal y
compuestos sulfurados en el líquido de Wackenroder formado en el
procedimiento de la presente invención es de al menos el uno por
ciento (calculado como azufre), lo más preferiblemente el
2-4 por ciento (calculado como azufre) del líquido
acuoso total.
Según una realización preferida de la presente
invención, se elimina SO_{2} del gas rico en SO_{2} usando un
disolvente pobre introducido en una parte superior del absorbedor de
SO_{2} y se elimina disolvente rico en SO_{2} de una parte
intermedia del absorbedor de SO_{2}. Preferiblemente en el
procedimiento de la presente invención, el disolvente rico en
SO_{2} se separa del SO_{2} en un separador de SO_{2}, y se
alimenta el SO_{2} resultante a la etapa (a) para su reacción con
el H_{2}S.
Según una realización preferida de la presente
invención, se inyecta una segunda corriente acuosa (una corriente
diferente del líquido de Wackenroder descrito anteriormente) en uno
o más puntos de la parte superior de la columna de reactor (por
ejemplo, tal como se ilustra esquemáticamente en el dibujo) para
proporcionar enfriamiento en la columna de reactor, y para ayudar
en la recuperación del vapor de disolvente y la recuperación del
SO_{2} sin reaccionar.
En un procedimiento de recuperación de azufre
del tipo descrito en la anterior solicitud de patente, WO 99/12849,
que es un tipo de procedimiento en el que puede emplearse la
presente invención, reacciona sulfuro de hidrógeno (H_{2}S)
gaseoso con dióxido de azufre (SO_{2}) gaseoso en presencia de un
líquido orgánico en el que se produce la siguiente reacción:
(1)2 \
H_{2}S(g) + SO_{2}(g)
\hskip0.3cm\rightarrow
\hskip0.3cm3 \ S(l) + 2 \ H_{2}O(g)
La fuente del gas rico en H_{2}S para la
presente invención puede ser una operación con absorbedor/separador
convencional que elimina H_{2}S de un gas industrial amargo, o
puede ser una operación industrial que produce directamente un gas
de este tipo. En general, es mejor cuanto mayor sea la concentración
de H_{2}S en el gas rico en H_{2}S, pero pueden procesarse
gases que contienen el 20% en vol. de H_{2}S o incluso menos
mediante el método de esta invención.
El disolvente, también del tipo descrito en esa
solicitud internacional, es preferiblemente miscible con agua,
tiene una baja volatilidad, es un disolvente relativamente bueno
para ambos reactivos, cataliza la reacción y es uno en el que el
azufre líquido tiene una solubilidad limitada pero baja. Por baja
volatilidad se entiende un punto de ebullición normal de 150ºC o
superior, preferiblemente de 180ºC o superior. Un disolvente
relativamente bueno es uno en el que las solubilidades de ambos
reactivos superan sus respectivas solubilidades en agua al menos en
un factor de diez a 120ºC. La baja solubilidad del azufre es
inferior al 10 por ciento en peso de azufre, preferiblemente menor,
en el disolvente a 120ºC. Los disolventes preferidos para la columna
de reactor incluyen éteres de polietilenglicol, tales como el metil
éter de trietilenglicol, el dimetil éter de trietilenglicol y el
dimetil éter de polietilenglicol. Se prefiere particularmente el
metil éter de dietilenglicol para su uso en la columna de reactor
en el procedimiento de la presente invención. El disolvente usado en
la columna de reactor puede ser también el catalizador para la
reacción de H_{2}S con SO_{2} para formar azufre. Sin embargo,
según una realización preferida de la presente invención, se añade
un catalizador al disolvente para catalizar o potenciar la
catálisis de la reacción de H_{2}S con SO_{2} para formar
azufre. Los catalizadores preferidos incluyen compuestos de anillos
aromáticos N-sustituidos en los que no hay ningún
resto unido a un carbono adyacente a un nitrógeno de anillo, tal
como piridina, isoquinolina o 3-metilpiridina. El
compuesto 3-hidroximetilpiridina es un catalizador
particularmente preferido para su uso en la columna de reactor en
la presente invención.
En el reactor, del que un ejemplo es una columna
rellena similar a las usadas en la absorción de gases, se desea
trabajar por encima del punto de fusión del azufre. Los gases que
reaccionan fluyen en el mismo sentido que una corriente del líquido
orgánico. Un ejemplo preferido de un reactor es una columna de tipo
con platos en la que los gases que reaccionan pueden fluir en el
mismo sentido o a contracorriente a una corriente del líquido
orgánico. El azufre producido en cualquier tipo de reactor forma una
fase líquida separada que fluye en el mismo sentido que el líquido
orgánico.
En la presente invención, preferiblemente se
hace funcionar el horno ligeramente rico en combustible y una
operación de enfriamiento brusco (es decir, un condensador parcial)
proporciona la condensación de una gran fracción del agua en el gas
de combustión mientras que se evita el problema de la captación de
azufre en el disolvente del absorbedor. La operación de
enfriamiento brusco puede emplear o bien un intercambiador de calor
convencional o bien una corriente de agua de contacto directo.
Además, la presente invención utiliza un condensado formado
enfriando el gas de combustión como agua de enfriamiento en la
columna de reactor.
Se muestra una realización del procedimiento de
la presente invención en la figura 1. En la parte inferior del
absorbedor de SO_{2}, se muestra esquemáticamente una sección de
enfriamiento brusco. Preferiblemente, se hace circular agua en la
sección de enfriamiento brusco. En la parte inferior de la sección
de enfriamiento brusco, se bombea el agua a través de un
intercambiador de calor adecuado, se enfría y se devuelve la mayor
parte a la parte superior de la sección de enfriamiento brusco. La
cantidad neta de agua formada por la combustión del gas ácido debe
eliminarse del sistema de circulación de enfriamiento brusco. La
etapa de combustión o el horno se hace funcionar preferiblemente
con una relación O_{2}/combustible que es aproximadamente igual
al requisito estequiométrico para hacer lo siguiente: a) convertir
al menos el 95%, preferiblemente de aproximadamente el 98% al 99%
del H_{2}S en SO_{2} + H_{2}O; b) convertir al menos el 0,1%,
preferiblemente el 5% o menos, lo más preferiblemente de
aproximadamente el 1% al 2% del H_{2}S en S_{2} + H_{2}O; y c)
convertir sustancialmente la totalidad de los compuestos orgánicos
de azufre en SO_{2} + CO_{2} + H_{2}O y sustancialmente todos
los hidrocarburos y otros combustibles en CO_{2} + H_{2}O.
Preferiblemente, el contenido en SO_{2} del gas de combustión en
el procedimiento de la presente invención es suficientemente alto
como para impedir la formación de cualquier cantidad sustancial de
hollín, CO, COS, CS_{2} o H_{2} mientras que el contenido en
S_{2} es suficientemente alto como para impedir la formación de
cualquier cantidad sustancial de SO_{3} o NO_{x}. (Aunque el
término "sustancial" es un término relativo, en el contexto
anterior y en cualquier otra parte de la presente memoria
descriptiva, el término "sustancial" indica inferior al 0,5 por
ciento en peso, preferiblemente inferior al 0,1 por ciento, y lo
más preferiblemente inferior a 100 ppm). La composición de este gas
de combustión es de naturaleza notablemente más oxidante de lo que
lo es el gas de combustión en un horno Claus convencional, en el
que sólo aproximadamente un tercio del H_{2}S se ha convertido en
SO_{2}. En este último caso, dado que el gas es de naturaleza
mucho más reductora, se favorece mucho más enérgicamente la
formación de hollín, CO, COS, CS_{2} y H_{2}.
Con un gas ácido típico, la razón de S con
respecto a agua es de aproximadamente el 2% al 4% en peso cuando se
enfría bruscamente el gas de combustión. Una suspensión espesa de
este tipo se bombea fácilmente dado que las partículas de azufre
son de dimensiones coloidales y no tienen tendencia a adherirse a
las tuberías ni a las paredes del recipiente. De hecho, es posible
que se varíe la fracción de H_{2}S quemado para formar vapor de
azufre en un factor de 2 o incluso más sin producir problemas
mecánicos ni químicos con el funcionamiento del sistema de
enfriamiento brusco en el procedimiento de la presente invención. A
la temperatura del enfriamiento brusco, el azufre elemental es
esencialmente no volátil de modo que puede eliminarse por completo
del gas de combustión. La cantidad de agua condensada a partir del
gas de combustión forma aproximadamente un tercio de la cantidad
requerida para proporcionar el enfriamiento en la columna de reactor
descrito anteriormente.
A medida que el gas de combustión fluye a través
de la caldera para calor residual tras el horno, una pequeña
cantidad del azufre se convertirá de nuevo en H_{2}S mediante la
inversa de la reacción (1) en la fase gaseosa. En la sección de
enfriamiento brusco, este H_{2}S reaccionará con SO_{2} y agua
para formar una disolución muy diluida de sulfoxiácidos,
denominados a menudo ácidos sulfónicos, que, combinados con el
azufre coloidal, se conoce en la bibliografía técnica como
"líquido de Wackenroder". Esta mezcla presentaría normalmente
el problema de ser difícil de desechar. Sin embargo, en el
procedimiento de esta invención, el líquido de enfriamiento brusco
se inyecta en la columna de reactor, normalmente en la corriente de
disolvente que fluye a través de la columna de reactor, como parte
del agua refrigerante para absorber calor de la reacción (1). El
volumen de este refrigerante es pequeño en comparación con el
volumen de disolvente que fluye a través de la columna de reactor,
y el disolvente es miscible con agua. Tras la inyección, el azufre
coloidal se mezcla con y lo disuelve el disolvente; los
sulfoxiácidos se mezclan con el disolvente y se convierten en parte
del sistema de reacción dentro de la columna, y se evapora el agua
tal como se indicó anteriormente.
Debe observarse que, en general, el uso de un
condensador parcial para enfriar una corriente gaseosa no es
novedoso. Sin embargo, en una realización preferida la presente
invención implica una combinación de un condensador parcial, en el
que condensan vapores de azufre y agua mientras que reaccionan
H_{2}S y SO_{2}, con una utilización particular de la mezcla
acuosa resultante en un procedimiento integrado que incluye la
inyección de la mezcla acuosa resultante en la columna de reactor
de la presente invención de modo que no hay un efluente acuoso neto
procedente de la operación de enfriamiento brusco.
El reactor usado en el procedimiento de la
presente invención es preferiblemente una columna de reactor. El
término "columna" se usa para indicar que el recipiente del
reactor es preferiblemente una columna del tipo usado en
destilación fraccionada o absorción de gases. La destilación
fraccionada y la absorción de gases son técnicas muy conocidas, y
la forma básica de una columna de este tipo se conoce bien:
recipientes alargados con platos o relleno o incluso "balas"
de material. Los platos pueden ser platos con orificios de drenaje
o platos con campanas de borboteo. Independientemente de los
componentes internos, en la realización preferida el concepto
básico es tener un flujo a contracorriente, desplazándose los
líquidos hacia abajo y los vapores hacia arriba. Se produce
absorción en una columna de absorción a medida que se absorben
ciertos componentes en la mezcla gaseosa de entrada por un
disolvente que desciende desde encima de la cabeza. En la columna de
reactor preferida de la presente invención, el disolvente líquido
fluye hacia abajo y los gases incluyendo el H_{2}S y SO_{2}
fluyen hacia arriba. Se disuelven partes del H_{2}S y SO_{2} en
el disolvente orgánico y el H_{2}S reacciona con el SO_{2} en
la fase líquida para formar vapor de agua y azufre. Como se usa un
exceso estequiométrico de H_{2}S con relación al SO_{2}, el gas
que sale de la columna de reactor todavía contiene H_{2}S sin
reaccionar, y el gas se denomina gas de descarga rico en
H_{2}S.
La expresión "gas de descarga rico en
H_{2}S" se usa en el presente documento no sólo para el gas que
sale de la parte superior de la columna de reactor, sino que
también se usa para seguir esa corriente gaseosa a través del
sistema de cabeza de la columna de reactor y hacia el horno. El
sistema de cabeza incluirá preferiblemente, en el procedimiento de
la presente invención, una etapa de enfriamiento, para generar un
condensado de "reflujo" para la columna de reactor (siendo el
reflujo otro aspecto común de la absorción de gases y la destilación
fraccionada).
Haciendo referencia de nuevo a la reacción de
SO_{2} con H_{2}S en la columna de reactor, al menos parte del
SO_{2} entra preferiblemente en la columna un plato o dos por
debajo de la entrada de la corriente que contiene H_{2}S de modo
que el azufre líquido se separa del H_{2}S antes de que deje la
columna. En la parte inferior de la columna, los dos líquidos se
separan por decantación, se recircula el líquido orgánico a la
parte superior de la columna mientras que el azufre líquido forma un
producto del procedimiento. Las paredes de la columna de reactor y
de las tuberías a través de las cuales fluye líquido se calientan
preferiblemente según sea necesario para mantener una temperatura
en el intervalo de 120ºC-150ºC, preferiblemente
entre 125ºC-140ºC, para impedir el depósito de
azufre sólido.
La temperatura dentro del reactor se mantiene
preferiblemente en el intervalo de 120ºC-150ºC, más
preferiblemente en el intervalo de 125ºC-140ºC.
Preferiblemente, se mantiene la temperatura inyectando agua en uno o
más puntos en la columna. La evaporación del agua absorbe la mayor
parte del calor de la reacción; la energía liberada por la reacción
(1) es aproximadamente 3,4 veces el calor molar de vaporización del
H_{2}O. Preferiblemente, se usa un intercambiador de calor en la
línea alrededor de la bomba de disolvente para eliminar parte del
calor de reacción durante el funcionamiento, así como para calentar
el sistema antes de la puesta en marcha. La columna de reactor
preferiblemente funciona a una presión nominalmente igual a la del
separador de H_{2}S, del orden de 1,5 a 3 atmósferas absolutas.
Sin embargo, la presión de reacción no está limitada a ese intervalo
sino que podría ser de hasta 5 atmósferas cuando se usa un equipo
convencional. Cuanto mayor es la presión, más rápida será la
reacción entre los dos gases.
En el procedimiento de la presente invención,
preferiblemente el H_{2}S está en exceso con relación al SO_{2}
en todos los puntos por encima de la entrada del gas rico en
H_{2}S a la columna de reactor, y el H_{2}S sin reaccionar,
junto con cualquier componente absorbido conjuntamente que sea
inerte en la reacción, deja la columna, preferiblemente tras pasar
a través de una sección de lavado para recuperar vapor de disolvente
y preferiblemente tras una sección de enfriamiento para condensar
el vapor de agua. Cualquier cantidad de SO_{2} en el gas que deja
la sección de disolvente de la columna de reactor reacciona muy
rápidamente con H_{2}S en la sección de lavado con agua a través
de la reacción (1), formando un líquido de Wackenroder (descrito
anteriormente) muy diluido. La mezcla acuosa que deja la sección de
lavado se inyecta de nuevo en la columna de reactor como parte del
refrigerante. El condensado se envía a un separador de aguas amargas
en el que se libera del H_{2}S disuelto y se convierte en un
producto del procedimiento.
La figura 1 es un diagrama de flujo del
procedimiento simplificado que muestra los componentes principales
y las condiciones de funcionamiento generales de una realización del
procedimiento de la invención. La figura 1 ilustra el uso de una
columna de reactor que emplea el flujo a contracorriente de los
gases y líquidos, fluyendo las corrientes líquidas hacia abajo y
fluyendo los gases hacia arriba. La columna a contracorriente puede
emplear un relleno o más preferiblemente platos tales como los
usados en las columnas de absorción de gases. Para facilitar la
descripción, se asigna a los elementos del equipo números de tres
dígitos mientras que a las corrientes se les asignan números de uno
o dos dígitos. Una corriente dada mantiene el mismo número a medida
que fluye a través de bombas e intercambiadores de calor siempre que
su composición permanezca inalterada. En la descripción siguiente,
los números que se refieren a corrientes están entre paréntesis
mientras que los números que se refieren a elementos del equipo
están sin paréntesis.
En la figura 1, una corriente de gas rico en
H_{2}S, (1), que es típico de una corriente recuperada de un gas
industrial amargo mediante una operación con absorbedor/separador
(no mostrada), entra en el sistema. Una fracción principal de la
corriente (1) se envía mediante la corriente (2) hasta la columna
101 de reactor. Una fracción minoritaria de la corriente (1) se
desvía de la columna 101 de reactor mediante la corriente (6). La
corriente (6) es preferiblemente el 30% o menos de la corriente (1),
es más preferiblemente el 20% o menos de la corriente (1), y es lo
más preferiblemente el 15% o menos de la corriente (1). La corriente
rica en SO_{2} alimentada a la columna 101 de reactor es la
corriente (24). La fuente de la corriente (24) es el separador 100
de SO_{2}, cuyo funcionamiento se trata a continuación.
Preferiblemente al menos parte de la corriente (24A) rica en
SO_{2} entra en la columna 101 de reactor al mismo nivel que la
corriente (1) rica en H_{2}S mientras que una parte más pequeña
de la corriente (24B) rica en SO_{2} entra en la columna 101 de
reactor uno o dos platos por debajo de la corriente (1) rica en
H_{2}S y sirve para separar y eliminar por reacción el H_{2}S
disuelto de las corrientes de disolvente y azufre descendentes antes
de que salgan de la columna 101 de reactor. La corriente de
disolvente alimentada a la columna 101 de reactor es la corriente
(36), que se ha decantado de la corriente (60) de azufre en la parte
inferior de la columna 101 de reactor. Regulando la fracción de la
parte de la corriente rica en SO_{2} que fluye en la corriente
(24B) sólo están presentes cantidades minoritarias de SO_{2} en la
corriente (36) de disolvente y la corriente (60) de azufre. Durante
el funcionamiento normal, se bombea la corriente (36) de disolvente
mediante la bomba 120 a través del intercambiador 260 de calor y se
enfría hasta una temperatura de aproximadamente 120ºC. Durante la
puesta en marcha del sistema, se suministra vapor de agua al
intercambiador 260 de calor para precalentar el disolvente antes
del inicio de las operaciones.
La corriente (36) de disolvente entra cerca de
la parte superior de la columna 101 de reactor, por debajo de la
sección de lavado con agua descrita a continuación. Las dos
corrientes, (2) y (24), de reactivos gaseosas se combinan cerca de
la parte inferior de la columna 101 de reactor y se absorben los
reactivos y reaccionan en la fase de disolvente para formar vapor
de agua y una segunda fase líquida de azufre elemental. Además, se
inyecta agua refrigerante en el disolvente en diversos puntos a lo
largo de la columna 101 de reactor y a su vez se vaporiza del
disolvente de modo que se mantiene el intervalo de temperaturas
deseado. En la parte inferior de la columna 101 de reactor, fluyen
las corrientes líquidas en una sección de separado líquido/líquido.
El azufre líquido sedimenta rápidamente en la parte inferior de la
sección. Se decantan los dos líquidos; el azufre es uno de los
productos del procedimiento, la corriente (60), mientras que la
corriente (36) de disolvente fluye hasta la bomba 120 tal como se
indicó anteriormente.
En la sección superior de la columna 101 de
reactor, se lava la corriente (5) gaseosa con la corriente (21)
acuosa para eliminar el vapor de disolvente, eliminar por reacción
el SO_{2} residual y proporcionar el refrigerante tal como se
indicó anteriormente. El H_{2}S y SO_{2} reaccionan muy
rápidamente en agua para formar azufre coloidal y diversos
sulfoxiácidos tal como se indicó anteriormente de modo que la
corriente (5) gaseosa está libre tanto de vapor de disolvente como
de SO_{2} residual cuando entra en el intercambiador 240 de
calor. La mayor parte del agua se condensa a partir de la corriente
(5) y se separa en una corriente (22) acuosa amarga que se divide
en las corrientes (20) y (21). Se separa el H_{2}S disuelto de la
corriente (20) en un separador 102 de aguas amargas y la corriente
(20) se convierte en el producto de agua pura del procedimiento. El
gas de descarga procedente del separador 102, una corriente (5A) muy
pequeña, se combina con el gas de descarga del reactor, la
corriente (5), que fluye hasta el intercambiador 240 de calor. El
agua de lavado, la corriente (21), se separa de la corriente (22) y
se alimenta a la sección de lavado en la parte superior de la
columna 101 de reactor tal como se indicó anteriormente. El líquido
de lavado que deja la sección de lavado se combina con el agua neta
de enfriamiento brusco en la corriente (31), cuya fuente se describe
a continuación, y se inyecta en el disolvente en diversos puntos a
lo largo de la columna 101 de reactor tal como se indicó
anteriormente.
El gas rico en H_{2}S enfriado, la corriente
5, procedente del intercambiador 240 de calor se combina con la
corriente (6) gaseosa desviada del reactor para convertirse en la
corriente (7), la alimentación rica en H_{2}S al horno 104. El
flujo de aire hasta el horno 104, la corriente (9), se proporciona
mediante el soplador 140. El horno preferiblemente se hace
funcionar con una relación O_{2}/combustible que es
aproximadamente igual al requisito estequiométrico para convertir
de aproximadamente el 98% al 99% del H_{2}S en SO_{2} +
H_{2}O, preferiblemente de aproximadamente el 1% al 2% del
H_{2}S en S_{2} + H_{2}O, sustancialmente todos los
compuestos orgánicos de azufre en SO_{2} + CO_{2} + H_{2}O y
sustancialmente todos los hidrocarburos y otros combustibles en
CO_{2} + H_{2}O. El contenido en SO_{2} del gas de combustión
en el procedimiento de la presente invención preferiblemente es
suficientemente alto como para impedir la formación de cualquier
cantidad sustancial de hollín, CO, COS, CS_{2} o H_{2}, mientras
que el contenido en S_{2} es suficientemente alto como para
impedir la formación de cualquier cantidad sustancial de SO_{3} o
NO_{x}.
A medida que fluye el gas de combustión a través
de la caldera para calor residual tras el horno 104 y se enfría,
una pequeña cantidad del azufre se convierte de nuevo en H_{2}S
mediante la inversa de la reacción (1) en la fase gaseosa. La
corriente (10) gaseosa, que está a una temperatura de
aproximadamente 150ºC, entra entonces en la sección de enfriamiento
brusco en la parte inferior del absorbedor 103 de SO_{2}. En la
sección de enfriamiento brusco, la corriente (10) se enfría hasta
casi temperatura ambiente y el vapor de azufre y la mayor parte del
vapor de agua formados mediante la combustión, se condensan por la
corriente de enfriamiento brusco (31A). El calor absorbido por la
corriente de enfriamiento brusco (31 A) se elimina en el
intercambiador 230 de calor. El H_{2}S en la corriente (10)
reaccionará con SO_{2} y agua en la operación de enfriamiento
brusco para formar una disolución muy diluida de sulfoxiácidos, que,
combinados con el azufre coloidal, se conoce en la bibliografía
técnica como "líquido de Wackenroder". El material neto
condensado en la operación de enfriamiento brusco deja la sección
de enfriamiento brusco del absorbedor 103 de SO_{2} en la
corriente (31) y se convierte en parte del refrigerante
suministrado a la columna 101 de reactor. El gas rico en SO_{2}
enfriado fluye a contracorriente con respecto a la corriente (35) de
disolvente enfriada en el absorbedor 103 de SO_{2} y se absorbe
el SO_{2} para formar la corriente (32) de disolvente rica en
SO_{2}. Las cantidades relativas de la corriente (35) de
disolvente enfriada, la corriente (10) rica en SO_{2} enfriada y
la altura del absorbedor 103 de SO_{2} son tales que el gas de
chimenea, la corriente (11), que deja el absorbedor 103 de SO_{2}
cumple las normas de calidad del aire ambiental, normalmente 100
partes por millón de SO_{2} o menos. Una pequeña corriente (24)
de agua lava el vapor de disolvente del gas de chimenea en la parte
superior del absorbedor 103 de SO_{2}. La corriente (32) se
calienta en el intercambiador 210 de calor mediante la corriente
(34) de disolvente pobre y fluye hasta el separador 100 de
SO_{2}.
En el separador 100 de SO_{2}, el disolvente
rico fluye a contracorriente con respecto al vapor de separación
generado en el hervidor 200. Una fracción mayoritaria de ese vapor
consiste en agua que se ha llevado a ebullición a partir del
disolvente sólo moderadamente volátil, y que se añadió como vapor
(23) de agua de reflujo en la parte superior de la columna. La
corriente (23) de reflujo también sirve para el fin de lavar vapor
de disolvente de la corriente (24) gaseosa rica en SO_{2} que
deja la parte superior del separador 100 de SO_{2}. La corriente
(24) de gas rico en SO_{2} pasa entonces a través del condensador
205, en el que se condensa una fracción mayoritaria del contenido
en agua para formar la corriente (23). La corriente (32) de
disolvente rico en SO_{2} contiene normalmente algo más de agua
que la corriente (34) de disolvente pobre; esta agua en exceso se
envía a la columna 101 de reactor en la corriente (23A) para actuar
como refrigerante. La corriente (34) de disolvente pobre, caliente
deja la parte inferior del separador 100 de SO_{2} y se bombea
mediante la bomba 105 de vuelta al absorbedor 103 de SO_{2} por
medio de los intercambiadores 210 y 220 de calor, enfriándose en el
procedimiento.
Ejemplo
Haciendo referencia a la figura 1, la corriente
(1) tiene un flujo horario de 222 kmol de H_{2}S, 107 kmol de
CO_{2}, 0,7 kmol de CH_{4} y 0,3 kmol de H_{2}O. La producción
diaria de azufre líquido es de 170 toneladas (1 tonelada = 1000
kg). La corriente (2), la alimentación rica en H_{2}S a la columna
101 de reactor, constituye el flujo completo de la corriente (1).
La corriente (24) alimenta 73,8 kmol/h de SO_{2} a la columna 101
de reactor. La columna 101 de reactor consiste en 12 etapas teóricas
que se asemejan a las de una columna de absorción de gases de
campana de borboteo. El flujo de disolvente a través de la columna
101 de reactor, la corriente (36), es de 350 kmol/h. El disolvente
es metil éter de dietilenglicol. En el plato de alimentación para
la alimentación rica en H_{2}S a la columna 101 de reactor,
reacciona aproximadamente el 54% del SO_{2}. En la etapa
superior, reacciona aproximadamente el 0,6% del SO_{2}, para un
total del 99,7%, y quedan 74,4 kmol/h de H_{2}S en el gas de
descarga del reactor, la corriente (5). El refrigerante del reactor
total, las corrientes (31) + (22), contiene 155 kmol/h de H_{2}O,
31 kmol/h de disolvente y 1,4 kmol/h de S. El condensador 250
separa aproximadamente 350 kmol/h de H_{2}O del gas de descarga
del reactor; se alimentan aproximadamente 150 kmol/h mediante la
corriente (21) a la sección de lavado en la parte superior de la
columna 101 de reactor y aproximadamente 200 kmol/h pasan a través
del separador 102 de aguas amargas y se convierten en un producto
del procedimiento, la corriente (20).
El flujo de aire al horno 104, la corriente (9),
contiene 424,7 kmol/h de N_{2}, 112,5 kmol/h de O_{2} y 9,4
kmol/h de H_{2}O (suponiendo una humedad relativa del 50%). La
temperatura de llama adiabática es de aproximadamente 1400ºC
(2560ºF). La cantidad de vapor de azufre es de 0,75 kmol/h; no hay
CO, COS, CS_{2} ni H_{2} en el gas de combustión. El gas de
combustión, la corriente (10), también contiene 73,8 kmol/h de
SO_{2}, 108 kmol/h de CO_{2} y 95,4 kmol/h de H_{2}O además
del nitrógeno en el aire.
La corriente (31A) de enfriamiento brusco
contiene 2500 kmol/h de H_{2}O y 31 kmol/h de S; el líquido neto
de enfriamiento brusco, la corriente (31), contiene 61 kmol/h de
H_{2}O y 0,75 kmol/h de S. El flujo de disolvente a través del
absorbedor 103 de SO_{2} es de 750 kmol/h; el absorbedor 103 de
SO_{2} tiene 6 etapas teóricas para la sección de enfriamiento
brusco y 12 etapas teóricas para la sección de disolvente. El
disolvente pobre, la corriente 35, es metil éter de dietilenglicol y
contiene aproximadamente el 4% en peso de agua. El gas de chimenea,
la corriente 11, del absorbedor 103 de SO_{2} contiene 0,044
kmol/h (80 ppmv) de SO_{2}.
El separador 100 de SO_{2} tiene 12 etapas
teóricas para la sección de separación y 2 etapas por encima de la
etapa de alimentación de disolvente para la sección de reflujo. El
flujo de vapor del hervidor es de 230 kmol/h de H_{2}O y 20
kmol/h de disolvente. La cantidad de SO_{2} en el disolvente pobre
es de 0,0022 kmol/h, entrando el 0,003% del mismo en la corriente
33. La corriente 23 de reflujo es de 93 kmol/h de H_{2}O.
Claims (13)
1. Procedimiento para eliminar H_{2}S de un
gas rico en H_{2}S y producir azufre, que comprende:
(a) hacer reaccionar H_{2}S del gas rico en
H_{2}S con SO_{2} en un reactor para producir azufre y un gas
de descarga del reactor que contiene H_{2}S y H_{2}O;
(b) someter a combustión el gas de descarga del
reactor para producir un gas de combustión que contiene SO_{2},
vapor de agua y vapor de azufre;
(c) enfriar el gas de combustión procedente de
la etapa (b) para condensar vapor de agua y vapor de azufre y
producir una corriente acuosa que contiene azufre; y
(d) introducir la corriente acuosa procedente de
la etapa (c) en el reactor para proporcionar enfriamiento para la
reacción de la etapa (a).
2. Procedimiento según la reivindicación 1, en
el que la corriente acuosa procedente de la etapa (c) comprende
principalmente agua.
3. Procedimiento según la reivindicación 1 o la
reivindicación 2, en el que el enfriamiento del gas de combustión
se realiza con un enfriamiento brusco directo con agua.
4. Procedimiento según la reivindicación 1 o la
reivindicación 2, en el que el enfriamiento del gas de combustión
se realiza mediante intercambio de calor indirecto con un medio de
enfriamiento.
5. Procedimiento según cualquier reivindicación
anterior, que comprende además:
(e) eliminar SO_{2} del gas de combustión
enfriado para obtener un gas de chimenea de bajo contenido en
compuestos de azufre.
6. Procedimiento según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 4, en el que:
la etapa (a) comprende hacer reaccionar el
H_{2}S del gas rico en H_{2}S con el SO_{2} en presencia de
un líquido orgánico y el SO_{2} se introduce en el reactor como
gas;
y en el que el procedimiento comprende
además:
(e) recuperar SO_{2} del gas de combustión
enfriado;
(f) introducir SO_{2} procedente de la etapa
(d) en el reactor como el gas de SO_{2} de la etapa (a).
7. Procedimiento según la reivindicación 5 o la
reivindicación 6, en el que la etapa (e) se lleva a cabo en un
absorbedor de SO_{2} en el que se elimina SO_{2} del gas de
combustión enfriado mediante absorción en un disolvente para
obtener disolvente rico en SO_{2}.
8. Procedimiento según la reivindicación 7, en
el que se elimina SO_{2} del gas de combustión usando un
disolvente pobre en SO_{2} introducido en una parte superior del
absorbedor de SO_{2} y en el que se elimina disolvente rico en
SO_{2} de una parte intermedia del absorbedor de SO_{2}.
9. Procedimiento según la reivindicación 7 o la
reivindicación 8, en el que el SO_{2} usado en la etapa (a) se
obtiene al menos en parte separando SO_{2} del disolvente rico en
SO_{2}.
10. Procedimiento según una cualquiera de las
reivindicaciones 7 a 9, en el que el enfriamiento de la etapa (c)
se lleva a cabo en la parte inferior del absorbedor de SO_{2}.
11. Procedimiento según cualquier reivindicación
anterior, en el que la etapa (a) se lleva a cabo en presencia de un
disolvente; el gas de descarga del reactor, antes de dejar el
reactor, se pone en contacto con una segunda corriente acuosa para
recuperar vapor de disolvente, el SO_{2} sin reaccionar reacciona
con H_{2}S en el gas de descarga del reactor en presencia del
agua contenida en la segunda corriente acuosa para producir una
tercera corriente acuosa que comprende principalmente agua y que
contiene azufre en suspensión, y en el que la tercera corriente
acuosa se introduce en el reactor para proporcionar enfriamiento
para la reacción de la etapa (a).
12. Procedimiento según la reivindicación 1 o la
reivindicación 2, en el que:
la etapa (a) comprende alimentar el gas rico en
H_{2}S y un gas rico en SO_{2}, estando el H_{2}S en exceso
estequiométrico, a una columna de reactor en presencia de un
disolvente que cataliza su reacción para formar azufre líquido y
vapor de agua;
en el que se inyecta una primera corriente
acuosa en uno o más puntos de la columna de reactor para absorber
una parte del calor de reacción mediante vaporización de agua; en el
que se lava el gas de descarga rico en H_{2}S con una segunda
corriente acuosa en la sección superior de la columna de reactor
para recuperar vapor de disolvente y SO_{2} sin reaccionar y
entonces se enfría para condensar el agua; someter a combustión el
gas de descarga rico en H_{2}S para producir SO_{2} que va a
alimentarse a la columna de reactor; absorber SO_{2} del gas de
combustión poniendo en contacto el gas con un absorbente de SO_{2}
en un absorbedor para obtener un absorbente rico en SO_{2}; y
separar SO_{2} del absorbente rico en SO_{2} para obtener un
gas rico en SO_{2};
la etapa (b) comprende quemar el gas de descarga
rico en H_{2}S enfriado con una cantidad de gas rico en O_{2}
en un horno de tal manera que sustancialmente todo el hidrógeno se
convierte en H_{2}O y al menos el 90% del azufre se convierte en
SO_{2} mientras que al menos el 0,1% de azufre se convierte en
vapor de azufre;
la etapa (c) comprende enfriar el gas rico en
SO_{2} procedente de la etapa (b) mediante contacto directo con
agua enfriada para producir una suspensión espesa acuosa que
contiene azufre sólido; y
la etapa (d) comprende usar la suspensión espesa
de azufre sólido en suspensión en agua procedente de la etapa (c)
como parte de la primera corriente acuosa inyectada en uno o más
puntos de la columna de reactor para absorber una parte del calor
de reacción mediante vaporización,
y en el que el procedimiento comprende
además
(g) absorber SO_{2} del gas rico en SO_{2}
enfriado en un absorbedor de SO_{2} poniendo en contacto el gas
con un absorbente de SO_{2} para obtener un absorbente rico en
SO_{2}; y
(h) separar SO_{2} del absorbente rico en
SO_{2} para obtener un gas rico en SO_{2}.
13. Procedimiento según cualquier reivindicación
anterior, en el que la cantidad de azufre en la corriente acuosa
procedente de la etapa (c) es de desde aproximadamente el 0,1 hasta
aproximadamente el 10 por ciento en peso.
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