JP2001515832A - Ｈ２ｓ含有ガスから硫黄を回収する高効率の方法 - Google Patents
Ｈ２ｓ含有ガスから硫黄を回収する高効率の方法Info
- Publication number
- JP2001515832A JP2001515832A JP2000510669A JP2000510669A JP2001515832A JP 2001515832 A JP2001515832 A JP 2001515832A JP 2000510669 A JP2000510669 A JP 2000510669A JP 2000510669 A JP2000510669 A JP 2000510669A JP 2001515832 A JP2001515832 A JP 2001515832A
- Authority
- JP
- Japan
- Prior art keywords
- group
- solvent
- liquid
- gas
- reactor
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Granted
Links
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C01—INORGANIC CHEMISTRY
- C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
- C01B17/00—Sulfur; Compounds thereof
- C01B17/02—Preparation of sulfur; Purification
- C01B17/04—Preparation of sulfur; Purification from gaseous sulfur compounds including gaseous sulfides
- C01B17/05—Preparation of sulfur; Purification from gaseous sulfur compounds including gaseous sulfides by wet processes
-
- B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
- B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
- B01D—SEPARATION
- B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
- B01D53/34—Chemical or biological purification of waste gases
- B01D53/74—General processes for purification of waste gases; Apparatus or devices specially adapted therefor
- B01D53/86—Catalytic processes
- B01D53/8603—Removing sulfur compounds
- B01D53/8612—Hydrogen sulfide
Abstract
(57)【要約】
液相反応器、炉、及びＳＯ2 吸収器を組み合わせた反応機構において、天然ガス及び他のプロセスガス中に存在するＨ2 Ｓから元素の硫黄を回収する。この反応器は、均一系触媒の存在下において液相中で、過剰なＨ2 Ｓを使用してＨ2 ＳとＳＯ2 とを反応させる。ここでＳＯ2 は、未反応のＨ2 Ｓを炉において燃焼させ、吸収器において燃焼ガスからＳＯ2 を回収し、この回収したＳＯ2 を反応器に送ることによって供給している。この反応機構はＳ及びＨ2 Ｏ以外の反応生成物をもたらさない。
Description
【０００１】 ［発明の分野］ 本発明は、硫黄の除去及び回収の分野に属する。また本発明は特に、サワーガ
ス及び化学処理産業における他のガスであって硫化水素を含有するガスの処理の
分野に属する。
ス及び化学処理産業における他のガスであって硫化水素を含有するガスの処理の
分野に属する。
【０００２】 ［従来技術の説明］ 米国において生産される多くの天然ガスは４ppm を超える硫化水素を含有して
おり、従って「サワー」である部類に属する。硫化水素は環境的に危険であるの
で、サワー天然ガスを輸送すること又は使用することは許容されないと考えられ
ている。石油、石炭、及び褐炭から燃料を製造する場合においても硫化水素のレ
ベルは問題になる。ここで、これらの原料中の硫黄含有物は、これらの原料をガ
ソリン、ジェット燃料、リファイナリーガス、石炭ガス、水性ガス等に転化する
ときに硫化水素に転化する。硫黄は元素の硫黄として回収したときには化学産業
においてかなりの用途があるが、硫化水素は環境的に危険であるのに加えて、原
料の硫黄の価値を低下させる。
おり、従って「サワー」である部類に属する。硫化水素は環境的に危険であるの
で、サワー天然ガスを輸送すること又は使用することは許容されないと考えられ
ている。石油、石炭、及び褐炭から燃料を製造する場合においても硫化水素のレ
ベルは問題になる。ここで、これらの原料中の硫黄含有物は、これらの原料をガ
ソリン、ジェット燃料、リファイナリーガス、石炭ガス、水性ガス等に転化する
ときに硫化水素に転化する。硫黄は元素の硫黄として回収したときには化学産業
においてかなりの用途があるが、硫化水素は環境的に危険であるのに加えて、原
料の硫黄の価値を低下させる。
【０００３】 ガスプラントの流出物及び天然ガス中の硫化水素を転化させる従来の方法は、
クラウス法である。この方法においては硫化水素の一部を空気中において燃焼し
て二酸化硫黄と水を作る。 ２Ｈ2 Ｓ＋３Ｏ2 → ２ＳＯ2 ＋２Ｈ2 Ｏ （Ａ） ここで作られた二酸化硫黄を更なる硫化水素と反応させて硫黄と追加の水を作る
。 ２Ｈ2 Ｓ＋ＳＯ2 → （３／ｘ）Ｓx ＋２Ｈ2 Ｏ （Ｂ） 反応（Ｂ）における記号「ｘ」の使用は、元素の硫黄が、１分子当たりの硫黄原
子数が様々な分子種の混合物の形で存在していることを示している。
クラウス法である。この方法においては硫化水素の一部を空気中において燃焼し
て二酸化硫黄と水を作る。 ２Ｈ2 Ｓ＋３Ｏ2 → ２ＳＯ2 ＋２Ｈ2 Ｏ （Ａ） ここで作られた二酸化硫黄を更なる硫化水素と反応させて硫黄と追加の水を作る
。 ２Ｈ2 Ｓ＋ＳＯ2 → （３／ｘ）Ｓx ＋２Ｈ2 Ｏ （Ｂ） 反応（Ｂ）における記号「ｘ」の使用は、元素の硫黄が、１分子当たりの硫黄原
子数が様々な分子種の混合物の形で存在していることを示している。
【０００４】 クラウス方における炉（反応Ａ）は、燃料に富む混合物で操作して、Ｈ2 Ｓの
１／３のみをＳＯ2 に転化させる。燃料に富む雰囲気は、Ｈ2 Ｓ供給物中に存在
する炭化水素の一部を転化させ、それによってＣＯＳ及びＣＳ2 の様な化合物を
もたらす。この様な化合物は元素の硫黄の収率を低下させ、またこれら自体が危
険である。燃料に富む雰囲気は、芳香族のすすへの分解も促進する。高い硫黄回
収率を達成するためには、全体の化学量論量の正確な制御が必要であり、またこ
れはＣＯ2 及び他の不活性ガスがかなりの量で存在する場合には特に困難である
。
１／３のみをＳＯ2 に転化させる。燃料に富む雰囲気は、Ｈ2 Ｓ供給物中に存在
する炭化水素の一部を転化させ、それによってＣＯＳ及びＣＳ2 の様な化合物を
もたらす。この様な化合物は元素の硫黄の収率を低下させ、またこれら自体が危
険である。燃料に富む雰囲気は、芳香族のすすへの分解も促進する。高い硫黄回
収率を達成するためには、全体の化学量論量の正確な制御が必要であり、またこ
れはＣＯ2 及び他の不活性ガスがかなりの量で存在する場合には特に困難である
。
【０００５】 反応（Ｂ）の一部は炉において行わせ、反応の残りは不均一系において行わせ
る。この不均一系においては、反応混合物は気相であり、これを、クラウス法の
分野の当業者が良く知る種類の固体活性化アルミナ触媒と接触させる。連続的に
使用すると、時間がたつにつれてアルミナ触媒は汚れ、また不活性化される。こ
れはプラントの停止、処理時間の損失、及び触媒の再生又は交換のコスト、並び
に関連する人件費を必要とする。
る。この不均一系においては、反応混合物は気相であり、これを、クラウス法の
分野の当業者が良く知る種類の固体活性化アルミナ触媒と接触させる。連続的に
使用すると、時間がたつにつれてアルミナ触媒は汚れ、また不活性化される。こ
れはプラントの停止、処理時間の損失、及び触媒の再生又は交換のコスト、並び
に関連する人件費を必要とする。
【０００６】 反応（Ｂ）の更なる欠点は、硫黄の露点以上の温度において平衡が制限され、
反応を２〜４段階で行うにもかかわらず、２％〜５％のＨ2 Ｓ及びＳＯ2 は反応
しないままである。これらそれぞれの段階は元素の硫黄を取り除く別々の凝縮器
を必要とし、またこれらの凝縮器は、大きな熱交換面積、及び最後の凝縮器を除
くそれぞれの凝縮器を出るガスの再加熱を必要とする。更に、それぞれの凝縮器
からもたらされるスチームは圧力が低く、利用可能性が低い。硫黄含有率を１０
分の１〜２０分の１に減らさなければならない最終的なガスの処理には、追加の
費用が必要とされる。
反応を２〜４段階で行うにもかかわらず、２％〜５％のＨ2 Ｓ及びＳＯ2 は反応
しないままである。これらそれぞれの段階は元素の硫黄を取り除く別々の凝縮器
を必要とし、またこれらの凝縮器は、大きな熱交換面積、及び最後の凝縮器を除
くそれぞれの凝縮器を出るガスの再加熱を必要とする。更に、それぞれの凝縮器
からもたらされるスチームは圧力が低く、利用可能性が低い。硫黄含有率を１０
分の１〜２０分の１に減らさなければならない最終的なガスの処理には、追加の
費用が必要とされる。
【０００７】 ［発明の概略］ 天然ガス又は他のガス混合物中の硫化水素の、原素の硫黄及び水への実質的に
完全な転化は、元素の硫黄及び水以外の反応生成物を作らない様式の、硫化水素
と二酸化硫黄との１段階の以下の反応の使用によって達成することができる。 ２Ｈ2 Ｓ＋ＳＯ2 → ３Ｓ＋２Ｈ2 Ｏ （Ｉ） この反応は、過剰なＨ2 Ｓを伴い、液相中において、均一系液相クラウス触媒の
存在下、硫黄の融点よりも高温であるが液相反応を維持するのに十分に低い温度
で、炉の上流において行う。この炉においては、反応していないＨ2 Ｓを燃焼さ
せてＳＯ2 を作る。このＳＯ2 は反応（Ｉ）において消費させる。この炉におい
て燃焼するＨ2 Ｓは、液相反応で反応しなかった過剰なＨ2 Ｓ、随意に反応（Ｉ
）の反応器をバイパスで迂回したＨ2 Ｓ含有流れからのＨ2 Ｓによって補給する
。炉の燃焼ガス中のＳＯ2 は、ガスとして又は溶媒に溶解させて、反応（Ｉ）の
反応器に再循環させるが、いずれの場合においても反応に供給する全ＳＯ2 とし
て供給する。
完全な転化は、元素の硫黄及び水以外の反応生成物を作らない様式の、硫化水素
と二酸化硫黄との１段階の以下の反応の使用によって達成することができる。 ２Ｈ2 Ｓ＋ＳＯ2 → ３Ｓ＋２Ｈ2 Ｏ （Ｉ） この反応は、過剰なＨ2 Ｓを伴い、液相中において、均一系液相クラウス触媒の
存在下、硫黄の融点よりも高温であるが液相反応を維持するのに十分に低い温度
で、炉の上流において行う。この炉においては、反応していないＨ2 Ｓを燃焼さ
せてＳＯ2 を作る。このＳＯ2 は反応（Ｉ）において消費させる。この炉におい
て燃焼するＨ2 Ｓは、液相反応で反応しなかった過剰なＨ2 Ｓ、随意に反応（Ｉ
）の反応器をバイパスで迂回したＨ2 Ｓ含有流れからのＨ2 Ｓによって補給する
。炉の燃焼ガス中のＳＯ2 は、ガスとして又は溶媒に溶解させて、反応（Ｉ）の
反応器に再循環させるが、いずれの場合においても反応に供給する全ＳＯ2 とし
て供給する。
【０００８】 基本的に、図１において示す本発明は以下のように進む。 （ａ）第１の段階１において、Ｈ2 Ｓ含有混合物を連続流れ触媒反応器に流し
、そこでこの混合物をＳＯ2 と接触させて以下のように反応させる。 ２Ｈ2 Ｓ＋ＳＯ2 → ３Ｓ＋２Ｈ2 Ｏ （Ｉ） ここでは約１０〜５０％の過剰なＨ2 Ｓを使用する。Ｈ2 Ｓは、ガスとして又は
有機溶媒に溶解させてこの反応器に入れ、多くの場合にはＨ2 Ｓはガスとしてこ
の反応器に入れる。ＳＯ2 も同様に、ガスとして又は有機溶媒に溶解させてこの
反応器に入れる。反応器に入れる流れの相に関わらずに、両方の反応体が、この
反応器中を流れる有機液体溶媒に溶解し、溶媒は、２つの流入反応体流れのうち
の１つと共に溶解したＨ2 Ｓ又はＳＯ2 を伴わせて反応器に入れ、又は反応器出
口から再循環した循環流れとして反応器に入れる。この反応は、ＳＯ2 の大部分
、好ましくはＳＯ2 の実質的に全てを反応させる。ここで使用する場合、「大部
分」という用語は、少なくとも半分、好ましくは８０〜９０％又はそれ以上を示
している。有機液体溶媒は、反応（Ｉ）を促進する溶解した触媒も含有している
。この反応は元素の硫黄を作り、この硫黄は相分離によって生成混合物から回収
することができる。反応は、硫黄の融点よりも高い温度であるが溶媒の沸点より
も低い温度で行い、好ましくは硫黄が重合する温度以下の温度で行う。 （ｂ）第２の段階２においては、第１の段階において反応しなかったＨ2 Ｓを
含むＨ2 Ｓを以下の反応に従って酸素で燃焼させて、Ｈ2 ＳをＳＯ2 に転化させ
る。 ３Ｈ2 Ｓ＋３Ｏ2 → ２ＳＯ2 ＋２Ｈ2 Ｏ （ＩＩ） Ｈ2 Ｓと共に存在することがある炭化水素は燃焼によってＣＯ2 及びＨ2 Ｏにし
て、存在することがある有機硫黄化合物は追加のＳＯ2 をもたらすようにする。 （ｃ）第３の段階３においては、第２の段階において作られたＳＯ2 を吸収に
よって回収して反応器（第１の段階）に戻す。第３の段階におけるＳＯ2 は、溶
解した第１の段階の触媒を伴う溶媒であって第１の段階１において使用する溶媒
によって回収することができる。ＳＯ2 及び触媒の両方を含有するこの溶液は、
連続流れ反応器（第１段階）へのＳＯ2 供給物として、その全てをこの反応器に
再循環させることができる。或いは、第３の段階３においてＳＯ2 を回収するの
に使用する溶媒を、第１の段階１の反応器の溶媒とは別にして、この第３の段階
３においてＳＯ2 を回収するのに使用する溶媒からＳＯ2 をストリッピングして
第１の段階１にガスとして送ることができる。第３の段階の吸収は、最終的なガ
スがＨ2 Ｓ及びＳＯ2 を実質的に含有していないようにする。
、そこでこの混合物をＳＯ2 と接触させて以下のように反応させる。 ２Ｈ2 Ｓ＋ＳＯ2 → ３Ｓ＋２Ｈ2 Ｏ （Ｉ） ここでは約１０〜５０％の過剰なＨ2 Ｓを使用する。Ｈ2 Ｓは、ガスとして又は
有機溶媒に溶解させてこの反応器に入れ、多くの場合にはＨ2 Ｓはガスとしてこ
の反応器に入れる。ＳＯ2 も同様に、ガスとして又は有機溶媒に溶解させてこの
反応器に入れる。反応器に入れる流れの相に関わらずに、両方の反応体が、この
反応器中を流れる有機液体溶媒に溶解し、溶媒は、２つの流入反応体流れのうち
の１つと共に溶解したＨ2 Ｓ又はＳＯ2 を伴わせて反応器に入れ、又は反応器出
口から再循環した循環流れとして反応器に入れる。この反応は、ＳＯ2 の大部分
、好ましくはＳＯ2 の実質的に全てを反応させる。ここで使用する場合、「大部
分」という用語は、少なくとも半分、好ましくは８０〜９０％又はそれ以上を示
している。有機液体溶媒は、反応（Ｉ）を促進する溶解した触媒も含有している
。この反応は元素の硫黄を作り、この硫黄は相分離によって生成混合物から回収
することができる。反応は、硫黄の融点よりも高い温度であるが溶媒の沸点より
も低い温度で行い、好ましくは硫黄が重合する温度以下の温度で行う。 （ｂ）第２の段階２においては、第１の段階において反応しなかったＨ2 Ｓを
含むＨ2 Ｓを以下の反応に従って酸素で燃焼させて、Ｈ2 ＳをＳＯ2 に転化させ
る。 ３Ｈ2 Ｓ＋３Ｏ2 → ２ＳＯ2 ＋２Ｈ2 Ｏ （ＩＩ） Ｈ2 Ｓと共に存在することがある炭化水素は燃焼によってＣＯ2 及びＨ2 Ｏにし
て、存在することがある有機硫黄化合物は追加のＳＯ2 をもたらすようにする。 （ｃ）第３の段階３においては、第２の段階において作られたＳＯ2 を吸収に
よって回収して反応器（第１の段階）に戻す。第３の段階におけるＳＯ2 は、溶
解した第１の段階の触媒を伴う溶媒であって第１の段階１において使用する溶媒
によって回収することができる。ＳＯ2 及び触媒の両方を含有するこの溶液は、
連続流れ反応器（第１段階）へのＳＯ2 供給物として、その全てをこの反応器に
再循環させることができる。或いは、第３の段階３においてＳＯ2 を回収するの
に使用する溶媒を、第１の段階１の反応器の溶媒とは別にして、この第３の段階
３においてＳＯ2 を回収するのに使用する溶媒からＳＯ2 をストリッピングして
第１の段階１にガスとして送ることができる。第３の段階の吸収は、最終的なガ
スがＨ2 Ｓ及びＳＯ2 を実質的に含有していないようにする。
【０００９】 本発明の好ましい態様においては、任意の様々な配置で、これら３つの段階の
上流、中間、及び下流に様々な追加の処理段階を具備して、流量及び流れの移動
を促進し、相を分離し、濃度及び流量を制御し、反応Ｉ及びＩＩにおいて作られ
た水を分離し、そして温度及び圧力のような他の処理パラメータを調節する。本
発明のこれらの特徴及び他の特徴、特性、及び利点は、以下の説明からより良く
理解される。
上流、中間、及び下流に様々な追加の処理段階を具備して、流量及び流れの移動
を促進し、相を分離し、濃度及び流量を制御し、反応Ｉ及びＩＩにおいて作られ
た水を分離し、そして温度及び圧力のような他の処理パラメータを調節する。本
発明のこれらの特徴及び他の特徴、特性、及び利点は、以下の説明からより良く
理解される。
【００１０】 ［発明の詳細な説明及び好ましい態様］ 図１を参照すると、上述の連続流れ反応器１は第１の段階として機能する。こ
の段階においては、式（Ｉ）に従って、Ｈ2 Ｓ及びＳＯ2 が元素の硫黄及び水に
転化する反応を促進する有機液体の存在下において、これらの反応体を接触させ
る。反応は液相で起こり、またこの液体は均一液相触媒、すなわち液体反応混合
物に溶解した触媒を含有している。
の段階においては、式（Ｉ）に従って、Ｈ2 Ｓ及びＳＯ2 が元素の硫黄及び水に
転化する反応を促進する有機液体の存在下において、これらの反応体を接触させ
る。反応は液相で起こり、またこの液体は均一液相触媒、すなわち液体反応混合
物に溶解した触媒を含有している。
【００１１】 Ｈ2 Ｓ含有流れをガスとして反応器に供給する場合、流れは好ましくは、少な
くとも約２０mol ％のＨ2 Ｓを含有しており、また好ましくは約２５mol ％から
実質的に約１００mol ％のＨ2 Ｓを含有している。反応器に入るＨ2 Ｓの濃度は
本発明においては重要ではなく様々な濃度でよいが、典型的な天然ガス流れ又は
石油燃料処理プラントからのプロセス流れにおけるＨ2 Ｓ濃度よりも高い濃度で
あることが好ましい。所望であれば、ガス流れから溶媒中にＨ2 Ｓを選択的に吸
収させて、この溶媒からＨ2 Ｓをストリッピングすることによって、この濃度は
容易に増加させることができる。この溶媒は、連続流れ反応器において使用する
溶媒と同じものであってよい。或いは、別の流れの循環において他の溶媒を使用
することができる。反応器から溶媒を引き出す場合、溶媒は、上述の反応（Ｉ）
によってもたらされた水も含有していることがあり、ストリッパーは好ましくは
、Ｈ2 Ｓのストリッピングと同時に溶媒から水を蒸発させる。発生するガス流れ
はＨ2 Ｓ及び水蒸気の両方を含有している。いずれの場合においても、好ましい
態様では、連続流れ反応器１に供給するＨ2 Ｓ含有流れは、上述の濃度範囲にお
いて部分的に又は完全に気相である。濃縮の前のＨ2 Ｓ含有ガス混合物は典型的
に、非常に様々なＨ2 Ｓ濃度を有するサワーガスであり、この濃度範囲は０．０
１mol ％程度の低い濃度から１．０mol ％以上のレベルまでがある。
くとも約２０mol ％のＨ2 Ｓを含有しており、また好ましくは約２５mol ％から
実質的に約１００mol ％のＨ2 Ｓを含有している。反応器に入るＨ2 Ｓの濃度は
本発明においては重要ではなく様々な濃度でよいが、典型的な天然ガス流れ又は
石油燃料処理プラントからのプロセス流れにおけるＨ2 Ｓ濃度よりも高い濃度で
あることが好ましい。所望であれば、ガス流れから溶媒中にＨ2 Ｓを選択的に吸
収させて、この溶媒からＨ2 Ｓをストリッピングすることによって、この濃度は
容易に増加させることができる。この溶媒は、連続流れ反応器において使用する
溶媒と同じものであってよい。或いは、別の流れの循環において他の溶媒を使用
することができる。反応器から溶媒を引き出す場合、溶媒は、上述の反応（Ｉ）
によってもたらされた水も含有していることがあり、ストリッパーは好ましくは
、Ｈ2 Ｓのストリッピングと同時に溶媒から水を蒸発させる。発生するガス流れ
はＨ2 Ｓ及び水蒸気の両方を含有している。いずれの場合においても、好ましい
態様では、連続流れ反応器１に供給するＨ2 Ｓ含有流れは、上述の濃度範囲にお
いて部分的に又は完全に気相である。濃縮の前のＨ2 Ｓ含有ガス混合物は典型的
に、非常に様々なＨ2 Ｓ濃度を有するサワーガスであり、この濃度範囲は０．０
１mol ％程度の低い濃度から１．０mol ％以上のレベルまでがある。
【００１２】 ＳＯ2 を液体として連続流れ反応器に入れる態様においては、少なくとも約１
質量％、より好ましくは約１質量％〜約４０質量％、最も好ましくは約３質量％
〜約１０質量％の濃度で、ＳＯ2 吸収器（第３の段階として示されている）にお
いて使用する溶媒にＳＯ2 を溶解することによって、ＳＯ2 を液体の形にするこ
とができる。またこれは、反応器に入れる前又は反応器に入れるときに、反応器
を通って独立に循環している溶媒中に溶解することができる。
質量％、より好ましくは約１質量％〜約４０質量％、最も好ましくは約３質量％
〜約１０質量％の濃度で、ＳＯ2 吸収器（第３の段階として示されている）にお
いて使用する溶媒にＳＯ2 を溶解することによって、ＳＯ2 を液体の形にするこ
とができる。またこれは、反応器に入れる前又は反応器に入れるときに、反応器
を通って独立に循環している溶媒中に溶解することができる。
【００１３】 本発明の実施において使用する溶媒は好ましくは、中間から低い粘度を有し、
また反応体、生成物、及び接触する他の成分に対して化学的に不活性なものであ
る。任意の特定の溶媒に関しては、これは溶媒を使用するプロセスの特定の装置
に依存している。好ましい溶媒は、Ｈ2 Ｓ及びＳＯ2 を容易に吸収し、水と共沸
をせず、反応体、液体硫黄、及び水に対して化学的に不活性であり、且つ液体硫
黄との相溶性が限られている溶媒である。好ましい溶媒は、エチレンオキシド又
はプロピレンオキシドから、活性水素を持つ共反応体との開環反応によってもた
らされる溶媒であって、硫黄及びＳＯ2 の両方に対して不活性である溶媒である
。エチレングリコール及びプロピレングリコールのジエーテル類の多くのもの、
並びにポリグリコールモノエーテル類の多くのものは、これらの条件を満たす。
これらの溶媒中において反応を行う場合、比較的高い酸化状態の硫黄化合物類は
形成されず、従って元素の硫黄及び水が唯一の反応生成物である。例としては、
エチレンオキシド又はプロピレンオキシドからもたらされるグリコール類及びグ
リコールエーテル類があり、特にエチレングリコール、ジエチレングリコール、
トリエチレングリコール、テトラエチレングリコール、プロピレングリコール、
ジプロピレングリコール、トリプロピレングリコール、及びテトラプロピレング
リコールのエーテル類がある。特定の例は、これらのグリコールの、モノメチル
、ジメチル、モノエチル、及びジエチルのエーテルである。これらのなかでより
好ましいものは、ジエチレングリコールのモノメチルエーテル、並びにトリエチ
レングリコール、プロピレングリコール、ジプロピレングリコール、及びトリプ
ロピレングリコールのモノメチルエーテル及びジエチルエーテルである。最も好
ましいものは、ジエチレングリコールモノメチルエーテル（ＤＧＭ）である。本
発明において使用することができる追加の溶媒は、様々なトリアルキルアミン類
及びアルキルジアルカノールアミン類、例えばトリエチルアミン及びメチルジエ
タノールアミン、並びに液体のアルキル及びアリールの第４アンモニウム塩類で
ある。第１アミン類及び第２アミン類は、元素の硫黄と反応するので適当ではな
い。
また反応体、生成物、及び接触する他の成分に対して化学的に不活性なものであ
る。任意の特定の溶媒に関しては、これは溶媒を使用するプロセスの特定の装置
に依存している。好ましい溶媒は、Ｈ2 Ｓ及びＳＯ2 を容易に吸収し、水と共沸
をせず、反応体、液体硫黄、及び水に対して化学的に不活性であり、且つ液体硫
黄との相溶性が限られている溶媒である。好ましい溶媒は、エチレンオキシド又
はプロピレンオキシドから、活性水素を持つ共反応体との開環反応によってもた
らされる溶媒であって、硫黄及びＳＯ2 の両方に対して不活性である溶媒である
。エチレングリコール及びプロピレングリコールのジエーテル類の多くのもの、
並びにポリグリコールモノエーテル類の多くのものは、これらの条件を満たす。
これらの溶媒中において反応を行う場合、比較的高い酸化状態の硫黄化合物類は
形成されず、従って元素の硫黄及び水が唯一の反応生成物である。例としては、
エチレンオキシド又はプロピレンオキシドからもたらされるグリコール類及びグ
リコールエーテル類があり、特にエチレングリコール、ジエチレングリコール、
トリエチレングリコール、テトラエチレングリコール、プロピレングリコール、
ジプロピレングリコール、トリプロピレングリコール、及びテトラプロピレング
リコールのエーテル類がある。特定の例は、これらのグリコールの、モノメチル
、ジメチル、モノエチル、及びジエチルのエーテルである。これらのなかでより
好ましいものは、ジエチレングリコールのモノメチルエーテル、並びにトリエチ
レングリコール、プロピレングリコール、ジプロピレングリコール、及びトリプ
ロピレングリコールのモノメチルエーテル及びジエチルエーテルである。最も好
ましいものは、ジエチレングリコールモノメチルエーテル（ＤＧＭ）である。本
発明において使用することができる追加の溶媒は、様々なトリアルキルアミン類
及びアルキルジアルカノールアミン類、例えばトリエチルアミン及びメチルジエ
タノールアミン、並びに液体のアルキル及びアリールの第４アンモニウム塩類で
ある。第１アミン類及び第２アミン類は、元素の硫黄と反応するので適当ではな
い。
【００１４】 反応（Ｉ）の触媒としては第３アミン、特に比較的小さいアルキル基で置換さ
れた第３アミン、比較的小さいアルキル基及びアリールで置換された第３アミン
、及びアリール基で置換された第３アミンが好ましく、これはアミン原子が芳香
環原子であるものを含む。芳香族環窒素を持たない有益な第３アミンの例として
は、Ｎ，Ｎ−ジメチルアニリン、トリエチルアミン、トリ−ｎ−ブチルアミン、
及び混合されたトリアルキルアミン類がある。好ましい触媒は、芳香環窒素を持
つものであって、環の窒素に隣接する炭素原子の置換基による立体障害がないも
のである。特に好ましい触媒は、ピリジン及びイソキノリンであって、環の窒素
に隣接する炭素原子以外の１又は複数の部位が極性基によって随意に置換されて
いるものである。適当な極性基の例としては、ヒドロキシル基、ヒドロキシアル
キル基、アセトアミド基、アセトアミドアルキル基、アセチル基、アセチルアル
キル基、アセチルオキシ基、アセチルオキシアルキル基、アルコキシ基、アルコ
キシアルキル基、アミノ基、アルキルアミノ基、及びアミノアルキル基がある。
これらの用語の「アルキル」の部分は、比較的小さいアルキル基、すなわちＣ1 〜Ｃ6 の、直鎖の又は枝分かれしたアルキル基であって、置換基の極性の特徴を
完全にはマスクしないものである。好ましいアルキル基はＣ1 〜Ｃ4 であり、特
にメチル及びエチルである。特に好ましい置換基は、ヒドロキシル基、ヒドロキ
シメチル基、アセトアミド基、アセトアミドメチル基、アセチル基、アセチルメ
チル基、アセチルオキシ基、及びアセチルオキシメチル基である。最も好ましい
環構造はピリジンであり、最も好ましい触媒は３−（ヒドロキシメチル）ピリジ
ン（３−ピリジルカルビノール）である。
れた第３アミン、比較的小さいアルキル基及びアリールで置換された第３アミン
、及びアリール基で置換された第３アミンが好ましく、これはアミン原子が芳香
環原子であるものを含む。芳香族環窒素を持たない有益な第３アミンの例として
は、Ｎ，Ｎ−ジメチルアニリン、トリエチルアミン、トリ−ｎ−ブチルアミン、
及び混合されたトリアルキルアミン類がある。好ましい触媒は、芳香環窒素を持
つものであって、環の窒素に隣接する炭素原子の置換基による立体障害がないも
のである。特に好ましい触媒は、ピリジン及びイソキノリンであって、環の窒素
に隣接する炭素原子以外の１又は複数の部位が極性基によって随意に置換されて
いるものである。適当な極性基の例としては、ヒドロキシル基、ヒドロキシアル
キル基、アセトアミド基、アセトアミドアルキル基、アセチル基、アセチルアル
キル基、アセチルオキシ基、アセチルオキシアルキル基、アルコキシ基、アルコ
キシアルキル基、アミノ基、アルキルアミノ基、及びアミノアルキル基がある。
これらの用語の「アルキル」の部分は、比較的小さいアルキル基、すなわちＣ1 〜Ｃ6 の、直鎖の又は枝分かれしたアルキル基であって、置換基の極性の特徴を
完全にはマスクしないものである。好ましいアルキル基はＣ1 〜Ｃ4 であり、特
にメチル及びエチルである。特に好ましい置換基は、ヒドロキシル基、ヒドロキ
シメチル基、アセトアミド基、アセトアミドメチル基、アセチル基、アセチルメ
チル基、アセチルオキシ基、及びアセチルオキシメチル基である。最も好ましい
環構造はピリジンであり、最も好ましい触媒は３−（ヒドロキシメチル）ピリジ
ン（３−ピリジルカルビノール）である。
【００１５】 溶媒中における触媒の濃度は本発明において重要なものではなく、幅広い範囲
で変更することができる。効率及び経済的な理由から、濃度の典型的な範囲は、
約０．１質量％〜約１．０質量％であるが、この範囲を外れる濃度も効果的に使
用することができる。
で変更することができる。効率及び経済的な理由から、濃度の典型的な範囲は、
約０．１質量％〜約１．０質量％であるが、この範囲を外れる濃度も効果的に使
用することができる。
【００１６】 反応区画１に入るＨ2 Ｓは、低い濃度から中間程度の濃度の他のガスを含んで
いることが多い。この他のガスは例えば、ＣＯ2 、炭化水素、メルカプタン、Ｃ
ＯＳ、及びＣＳ2 である。この様な化合物は段階１においては不活性であり、過
剰なＨ2 Ｓと共に変化しないで反応器１を通り過ぎる。
いることが多い。この他のガスは例えば、ＣＯ2 、炭化水素、メルカプタン、Ｃ
ＯＳ、及びＣＳ2 である。この様な化合物は段階１においては不活性であり、過
剰なＨ2 Ｓと共に変化しないで反応器１を通り過ぎる。
【００１７】 反応段階に入る反応体供給流れの一方又は両方がガスである場合、この反応器
を通る流れは並流であっても向流であってもよい。並流の場合には、反応器は好
ましくは、乱流固体−液体接触を促進するように設計された不活性な塔充填物の
、緩く充填された充填層である。使用することができる塔充填物の例は、ラシヒ
リング、レッシングリング、ベルルサドル、インタロックスサドル、テラレット
、ポールリング、及び産業的に入手が容易な様々な設計の構造充填物である。向
流流れ反応器は、従来の設計と同様なものである。充填塔、例えば並流流れのた
めに説明した充填塔は、向流流れにおいても使用することができる。また他のも
のは、プレート、例えばバブルキャッププレート、シーブプレート、バルブプレ
ート、及び邪魔板を具備したプレート塔である。
を通る流れは並流であっても向流であってもよい。並流の場合には、反応器は好
ましくは、乱流固体−液体接触を促進するように設計された不活性な塔充填物の
、緩く充填された充填層である。使用することができる塔充填物の例は、ラシヒ
リング、レッシングリング、ベルルサドル、インタロックスサドル、テラレット
、ポールリング、及び産業的に入手が容易な様々な設計の構造充填物である。向
流流れ反応器は、従来の設計と同様なものである。充填塔、例えば並流流れのた
めに説明した充填塔は、向流流れにおいても使用することができる。また他のも
のは、プレート、例えばバブルキャッププレート、シーブプレート、バルブプレ
ート、及び邪魔板を具備したプレート塔である。
【００１８】 反応器内における滞留時間は、重要ではなく幅広い範囲で変更することができ
るが、反応によってＳＯ2 をなくすのに十分な時間であるべきである。Ｈ2 Ｓが
過剰に存在しているので、約０．５秒〜約３０秒、好ましくは約１秒〜約２０秒
、より好ましくは約１秒〜約１５秒の範囲の気相滞留時間で典型的に達成される
。本発明の特に好ましい実施においては、この気相滞留時間は約２秒〜約１０秒
である。
るが、反応によってＳＯ2 をなくすのに十分な時間であるべきである。Ｈ2 Ｓが
過剰に存在しているので、約０．５秒〜約３０秒、好ましくは約１秒〜約２０秒
、より好ましくは約１秒〜約１５秒の範囲の気相滞留時間で典型的に達成される
。本発明の特に好ましい実施においては、この気相滞留時間は約２秒〜約１０秒
である。
【００１９】 反応の温度及び圧力は通常、元素の硫黄を分離されている透明で黄色い液相で
もたらすように選択する。これは通常、硫黄の融点（１１９℃）から硫黄の重合
温度（約１５５℃）までの温度で反応を行うことによって達成される。好ましい
温度範囲は、約１２５℃〜約１４５℃である。反応によって作られる水の少なく
ともいくらかを、反応器において蒸発させて、オフガスの一部として反応器を去
るようにすることも好ましい。しかしながら、固体の結晶化した生成物をそのま
ま扱う設備を製造すれば、硫黄の融点よりも低い温度で反応器を操作することが
可能である。従って比較的広い意味では、反応器は約４５℃〜約１５０℃の範囲
の温度で操作することができる。しかしながら好ましい温度は、上述の温度範囲
である。温度は、溶媒から水が蒸発するようにすることによって又は適当な間接
熱交換によって、所望の範囲に維持する。これを達成する手段は、反応器設計の
分野の当業者にとって明らかである。
もたらすように選択する。これは通常、硫黄の融点（１１９℃）から硫黄の重合
温度（約１５５℃）までの温度で反応を行うことによって達成される。好ましい
温度範囲は、約１２５℃〜約１４５℃である。反応によって作られる水の少なく
ともいくらかを、反応器において蒸発させて、オフガスの一部として反応器を去
るようにすることも好ましい。しかしながら、固体の結晶化した生成物をそのま
ま扱う設備を製造すれば、硫黄の融点よりも低い温度で反応器を操作することが
可能である。従って比較的広い意味では、反応器は約４５℃〜約１５０℃の範囲
の温度で操作することができる。しかしながら好ましい温度は、上述の温度範囲
である。温度は、溶媒から水が蒸発するようにすることによって又は適当な間接
熱交換によって、所望の範囲に維持する。これを達成する手段は、反応器設計の
分野の当業者にとって明らかである。
【００２０】 本発明の方法の第２の段階として示されている炉２は、連続流れ反応器からの
反応していない（過剰な）硫化水素を酸素含有ガスによって燃焼させる。空気が
最も便利であるが、他の酸素含有ガス混合物（ここでは本質的に全ての他の成分
が不活性である）、又は酸素自身を使用することができる。ＳＯ3 及び窒素酸化
物（ＮＯx ）の生成を避けるために、又はこれらのガスの生成を最小化するため
に、好ましくは炉は、炉を出る燃焼ガス中にほとんど又は全くＯ2 がないように
操作する。これは、化学量論量の燃料又はそれよりもわずか多い燃料を使用する
条件で燃焼を行うことによって、すなわち炉に入るＨ2 Ｓが、上記の反応（ＩＩ
）において酸素に対してほぼ化学量論量であるか約５％まで過剰である条件で燃
焼を行うことによって達成することができる。本発明の特定の態様においては、
Ｈ2 Ｓに対してわずかに過剰の酸素を用いて炉を操作する。Ｈ2 Ｓ供給物の気体
成分、例えば炭化水素、メルカプタン、ＣＯＳ、及びＣＳ2 は、これらの条件に
おいて完全に燃焼する。硫黄含有化合物は、それらの硫黄をＳＯ2 としてもたら
す。ＣＯ2 が供給物の成分である場合、これは変化しないで炉を通過し、またそ
の濃度が過剰である場合にのみ燃焼を妨げる。
反応していない（過剰な）硫化水素を酸素含有ガスによって燃焼させる。空気が
最も便利であるが、他の酸素含有ガス混合物（ここでは本質的に全ての他の成分
が不活性である）、又は酸素自身を使用することができる。ＳＯ3 及び窒素酸化
物（ＮＯx ）の生成を避けるために、又はこれらのガスの生成を最小化するため
に、好ましくは炉は、炉を出る燃焼ガス中にほとんど又は全くＯ2 がないように
操作する。これは、化学量論量の燃料又はそれよりもわずか多い燃料を使用する
条件で燃焼を行うことによって、すなわち炉に入るＨ2 Ｓが、上記の反応（ＩＩ
）において酸素に対してほぼ化学量論量であるか約５％まで過剰である条件で燃
焼を行うことによって達成することができる。本発明の特定の態様においては、
Ｈ2 Ｓに対してわずかに過剰の酸素を用いて炉を操作する。Ｈ2 Ｓ供給物の気体
成分、例えば炭化水素、メルカプタン、ＣＯＳ、及びＣＳ2 は、これらの条件に
おいて完全に燃焼する。硫黄含有化合物は、それらの硫黄をＳＯ2 としてもたら
す。ＣＯ2 が供給物の成分である場合、これは変化しないで炉を通過し、またそ
の濃度が過剰である場合にのみ燃焼を妨げる。
【００２１】 炉２へのＨ2 Ｓ供給物は、反応段階１をバイパスして迂回したＨ2 Ｓ含有ガス
の全てを含んでいる。これを行う場合、プロセスに供給する全てのＨ2 Ｓを反応
段階に送る場合よりもその過剰の程度はおそらく少ないが、反応段階１において
過剰なＨ2 Ｓを維持することが更に好ましい。Ｈ2 Ｓのバイパスを含むプロセス
においては、プロセスに供給するＨ2 Ｓの約３０％まで、好ましくは約１０％〜
約３０％をバイパスさせることができる。Ｈ2 Ｓのバイパスを使用するか使用し
ないかに関わらず、プロセス全体に供給される全Ｈ2 Ｓ（Ｈ2 Ｓのバイパスが存
在する場合にはこの分も含む）は、好ましくは反応段階１に供給されるＳＯ2 に
対して約５０％の過剰量になることが好ましい。ここでは、反応（Ｉ）の化学量
論量を参照している。
の全てを含んでいる。これを行う場合、プロセスに供給する全てのＨ2 Ｓを反応
段階に送る場合よりもその過剰の程度はおそらく少ないが、反応段階１において
過剰なＨ2 Ｓを維持することが更に好ましい。Ｈ2 Ｓのバイパスを含むプロセス
においては、プロセスに供給するＨ2 Ｓの約３０％まで、好ましくは約１０％〜
約３０％をバイパスさせることができる。Ｈ2 Ｓのバイパスを使用するか使用し
ないかに関わらず、プロセス全体に供給される全Ｈ2 Ｓ（Ｈ2 Ｓのバイパスが存
在する場合にはこの分も含む）は、好ましくは反応段階１に供給されるＳＯ2 に
対して約５０％の過剰量になることが好ましい。ここでは、反応（Ｉ）の化学量
論量を参照している。
【００２２】 本発明のプロセスの第３の段階であるＳＯ2 吸収器３は、煙道ガスからＳＯ2 を再循環させることができる形で回収し、場合によっては再循環のための更なる
準備を行って反応段階１に戻す。吸収溶媒が反応段階１において使用する溶媒と
同じものであり、これをＳＯ2 のキャリアーとして反応器に戻すことも可能であ
る。或いは、吸収溶媒が別の循環路の一部であって、ＳＯ2 を反応器に供給する
前に、まずこの循環路からＳＯ2 をストリッピングすることもできる。吸収溶媒
を反応器へのＳＯ2 キャリアーとして使用する場合、溶媒は反応（Ｉ）のための
液相触媒も含有している。
準備を行って反応段階１に戻す。吸収溶媒が反応段階１において使用する溶媒と
同じものであり、これをＳＯ2 のキャリアーとして反応器に戻すことも可能であ
る。或いは、吸収溶媒が別の循環路の一部であって、ＳＯ2 を反応器に供給する
前に、まずこの循環路からＳＯ2 をストリッピングすることもできる。吸収溶媒
を反応器へのＳＯ2 キャリアーとして使用する場合、溶媒は反応（Ｉ）のための
液相触媒も含有している。
【００２３】 反応段階１を出る生成物流れから吸収溶媒を回収する場合、この段階１におい
てこの溶媒に加えられた正味の水及び実質的に全ての溶解したＨ2 Ｓを、この溶
媒が吸収器に入る前にストリッピングすることが好ましい。このプロセスのため
に好ましい溶媒では、ＳＯ2 の溶解度は非常に高い。これらの溶媒は実質的に全
てのＳＯ2 を燃焼ガスから吸収する。吸収器から出る最終的なガス中のＳＯ2 は
、体積分率で１０〜１００ppm まで減少させることができ、この濃度は現行の放
出規制値よりもかなり低い。これらの溶媒中におけるＣＯ2 の溶解度は比較的低
く、燃焼ガスから吸収されるＣＯ2 の量は有意の量ではない。
てこの溶媒に加えられた正味の水及び実質的に全ての溶解したＨ2 Ｓを、この溶
媒が吸収器に入る前にストリッピングすることが好ましい。このプロセスのため
に好ましい溶媒では、ＳＯ2 の溶解度は非常に高い。これらの溶媒は実質的に全
てのＳＯ2 を燃焼ガスから吸収する。吸収器から出る最終的なガス中のＳＯ2 は
、体積分率で１０〜１００ppm まで減少させることができ、この濃度は現行の放
出規制値よりもかなり低い。これらの溶媒中におけるＣＯ2 の溶解度は比較的低
く、燃焼ガスから吸収されるＣＯ2 の量は有意の量ではない。
【００２４】 従ってＳＯ2 吸収器からの最終的なガスは、実質的にＨ2 Ｓ及びＳＯ2 を含有
していない。本発明の明細書中において使用する場合「実質的に含有していない
」とは、それぞれのガスが少量存在していること、例えばＳＯ2 では約１０〜１
００ppm 又はそれ以下であり、またＨ2 Ｓでは０．０１〜１．０ppm 又はそれ以
下であることを示している。
していない。本発明の明細書中において使用する場合「実質的に含有していない
」とは、それぞれのガスが少量存在していること、例えばＳＯ2 では約１０〜１
００ppm 又はそれ以下であり、またＨ2 Ｓでは０．０１〜１．０ppm 又はそれ以
下であることを示している。
【００２５】 図２〜図６は、本発明の範囲に包含される特定の硫黄回収プロセスの詳細なプ
ロセスフローチャートである。
ロセスフローチャートである。
【００２６】 図２は、液相ＳＯ2 及び液相触媒とサワー天然ガス供給物１１とを使用する反
応のために設計されたプラントのプロセスフローチャートである。ここでは、サ
ワー（ｓｏｕｒ）天然ガス供給物１１は、絶対圧が１，０００ポンド／平方イン
チ（ｐｓｉａ）（６８気圧）であり、２．７mol ％のＨ2 Ｓと０．１mol ％のＨ 2 Ｏを含有している。このサワーガスは初めに吸収器１２に上向きの流れで通す
。ここでこの吸収器はガスと液体の向流流れを伴う充填塔である。溶解した触媒
を伴う溶媒１３は、吸収塔１２の上部に入れる。ここでこの溶媒１３は、温度が
約４０℃（１０４°Ｆ）であり、供給ガス１００モルに対して約３ｋｇの割合又
は供給ガス中のＨ2 Ｓの吸収に必要とされる最小流量の約１．５倍である。ジエ
チレングリコールモノメチルエーテル（ＤＧＭ）を溶媒として使用する場合、吸
収器１２の充填区画を通って上昇するガス流れは（吸収器中において）、流入す
る溶媒流れ１３中に存在する水と平衡になり且つ約１０ppm （体積分率）のＤＧ
Ｍを含有するようになる。充填層の上側の吸収器の部分１４では、少量の水の流
れ１５を導入して、残っている溶媒を吸収し、吸収器の上部を出るスイート（Ｈ 2 Ｓを含有しない）ガス１６中に溶媒が失われるのを防ぐ。
応のために設計されたプラントのプロセスフローチャートである。ここでは、サ
ワー（ｓｏｕｒ）天然ガス供給物１１は、絶対圧が１，０００ポンド／平方イン
チ（ｐｓｉａ）（６８気圧）であり、２．７mol ％のＨ2 Ｓと０．１mol ％のＨ 2 Ｏを含有している。このサワーガスは初めに吸収器１２に上向きの流れで通す
。ここでこの吸収器はガスと液体の向流流れを伴う充填塔である。溶解した触媒
を伴う溶媒１３は、吸収塔１２の上部に入れる。ここでこの溶媒１３は、温度が
約４０℃（１０４°Ｆ）であり、供給ガス１００モルに対して約３ｋｇの割合又
は供給ガス中のＨ2 Ｓの吸収に必要とされる最小流量の約１．５倍である。ジエ
チレングリコールモノメチルエーテル（ＤＧＭ）を溶媒として使用する場合、吸
収器１２の充填区画を通って上昇するガス流れは（吸収器中において）、流入す
る溶媒流れ１３中に存在する水と平衡になり且つ約１０ppm （体積分率）のＤＧ
Ｍを含有するようになる。充填層の上側の吸収器の部分１４では、少量の水の流
れ１５を導入して、残っている溶媒を吸収し、吸収器の上部を出るスイート（Ｈ 2 Ｓを含有しない）ガス１６中に溶媒が失われるのを防ぐ。
【００２７】 吸収器を出るＨ2 Ｓに富む溶媒１７は、サワーガス供給物中のＨ2 Ｓ及びＨ2 Ｏの大部分を含有している。このＨ2 Ｓに富む溶媒はバルブ２１に通し、ここで
その圧力を大気圧に近い圧力に下げる。その後、熱交換器２２において予熱して
から、側流として溶媒ストリッパー２３に入れる。この溶媒ストリッパー２３の
上部に入っているものは、少量のＨ2 Ｓも含有している湿った（ｗｅｔ）溶媒の
流れ２４である。湿った溶媒２４の流れは、連続流れ反応器２５（図１の第１の
段階に対応、これは以下で説明する）からの液体流出物であって、反応しなかっ
たＨ2 Ｓ、反応器２５において作られた水蒸気及び液体硫黄を分離した後のもの
である。この分離は、気−液−液分離器２６（以下で説明する）において行って
いる。湿った溶媒の流れ２４は、反応器において使用する触媒及び溶媒、更に水
及び少量の溶解したＨ2 Ｓを含有しており、この湿った溶媒は気−液−液分離器
２６においてガスと液体硫黄から分離したものである。
その圧力を大気圧に近い圧力に下げる。その後、熱交換器２２において予熱して
から、側流として溶媒ストリッパー２３に入れる。この溶媒ストリッパー２３の
上部に入っているものは、少量のＨ2 Ｓも含有している湿った（ｗｅｔ）溶媒の
流れ２４である。湿った溶媒２４の流れは、連続流れ反応器２５（図１の第１の
段階に対応、これは以下で説明する）からの液体流出物であって、反応しなかっ
たＨ2 Ｓ、反応器２５において作られた水蒸気及び液体硫黄を分離した後のもの
である。この分離は、気−液−液分離器２６（以下で説明する）において行って
いる。湿った溶媒の流れ２４は、反応器において使用する触媒及び溶媒、更に水
及び少量の溶解したＨ2 Ｓを含有しており、この湿った溶媒は気−液−液分離器
２６においてガスと液体硫黄から分離したものである。
【００２８】 溶媒ストリッパー２３は大気圧よりもわずかに高い圧力で操作し、またこれは
リボイラ−２７によって加熱する。このストリッパーの缶出物として流出するリ
ーン溶媒（ｌｅａｎ ｓｏｌｖｅｎｔ）２８は、実質的にＨ2 Ｓを含有しておら
ず且つＳＯ2 を全く含有していない。また、このリーン溶媒２８は、約１７０℃
（３３８°Ｆ）の温度であり、約１％（質量分率）の水を含有している。溶媒ス
トリッパーを出る蒸気流れ２９は、サワーガス供給物１１から吸収したＨ2 Ｓ、
水、炭化水素、及び他の成分に加えて、気−液−液分離器２６から戻った水及び
Ｈ2 Ｓを含有している。１モルのＨ2 Ｓに対して約２．５モルの水蒸気を含有し
ているこの蒸気は、分縮器３１を通して反応器２５に送る。
リボイラ−２７によって加熱する。このストリッパーの缶出物として流出するリ
ーン溶媒（ｌｅａｎ ｓｏｌｖｅｎｔ）２８は、実質的にＨ2 Ｓを含有しておら
ず且つＳＯ2 を全く含有していない。また、このリーン溶媒２８は、約１７０℃
（３３８°Ｆ）の温度であり、約１％（質量分率）の水を含有している。溶媒ス
トリッパーを出る蒸気流れ２９は、サワーガス供給物１１から吸収したＨ2 Ｓ、
水、炭化水素、及び他の成分に加えて、気−液−液分離器２６から戻った水及び
Ｈ2 Ｓを含有している。１モルのＨ2 Ｓに対して約２．５モルの水蒸気を含有し
ているこの蒸気は、分縮器３１を通して反応器２５に送る。
【００２９】 リボイラー２７への熱の流入は、供給ガス中の１モルのＨ2 Ｓに対して約１０
２kcalである。ＤＧＭ溶媒からの水のストリッピング係数Ｋwater Ｖ／Ｌは７以
上である。溶媒のＨ2 Ｏ含有率を１％まで減少させ且つ溶媒からＨ2 Ｓの９９．
９９％（いずれも重量分率）をストリッピングするのに必要な理論段はたったの
４段である。
２kcalである。ＤＧＭ溶媒からの水のストリッピング係数Ｋwater Ｖ／Ｌは７以
上である。溶媒のＨ2 Ｏ含有率を１％まで減少させ且つ溶媒からＨ2 Ｓの９９．
９９％（いずれも重量分率）をストリッピングするのに必要な理論段はたったの
４段である。
【００３０】 溶媒ストリッパー２３の底部から出るリーン溶媒２８は２つの画分に分ける。
このうちの１つの画分３４は、ＳＯ2 吸収器３５（図１の第３の段階に対応、こ
れは以下で説明する）に送り、また他の画分３６は、Ｈ2 Ｓ吸収器１２送る。後
者の画分３６は、Ｈ2 Ｓ吸収器１２と溶媒ストリッパー２３との間で、熱交換器
２２においてＨ2 Ｓに富む溶媒１７を加熱し、その後、熱交換器３７において約
４０℃（１０４°Ｆ）まで冷却水を用いて更に冷却する。前者の画分３４は熱交
換器３８に通し、この熱交換器３８においてこの画分３４が、気−液−液分離器
２６から出て溶媒ストリッパー２３に入る前の液体流れを予熱するようにする。
この画分のリーン溶媒は、熱交換器３９において約４０℃（１０４°Ｆ）まで冷
却水を用いて更に冷却し、その後、ＳＯ2 吸収器３５に入れる。
このうちの１つの画分３４は、ＳＯ2 吸収器３５（図１の第３の段階に対応、こ
れは以下で説明する）に送り、また他の画分３６は、Ｈ2 Ｓ吸収器１２送る。後
者の画分３６は、Ｈ2 Ｓ吸収器１２と溶媒ストリッパー２３との間で、熱交換器
２２においてＨ2 Ｓに富む溶媒１７を加熱し、その後、熱交換器３７において約
４０℃（１０４°Ｆ）まで冷却水を用いて更に冷却する。前者の画分３４は熱交
換器３８に通し、この熱交換器３８においてこの画分３４が、気−液−液分離器
２６から出て溶媒ストリッパー２３に入る前の液体流れを予熱するようにする。
この画分のリーン溶媒は、熱交換器３９において約４０℃（１０４°Ｆ）まで冷
却水を用いて更に冷却し、その後、ＳＯ2 吸収器３５に入れる。
【００３１】 溶媒ストリッパー２３からの蒸気流れ２９（オフガス）は、１モルのＨ2 Ｓに
対して約２．５モルのＨ2 Ｏを含有している。水蒸気の約１／３は分縮器３１に
おいて分縮させ、凝縮物とガスを含むこの流れ全体を反応器２５の上部に入れる
。またこの反応器２５の上部には、約４５℃（１１３°Ｆ）の温度のＳＯ2 に富
む溶媒４１（溶解した触媒も含有する）も導入し、これら２つが並流で充填層３
０を通って下向きに流れるようにする。例えば溶媒４１の流量は、サワーガス供
給物１１中の１モルのＨ2 Ｓに対して０．３３ｋｇでよい。反応器自身の活性容
積は、溶媒の１時間当たりの体積流量の約０．０７５倍であってよく、また約１
／２インチ（１．３cm）のポールリングで充填されていてよい。反応器の入り口
近くの温度は約１１５℃（２３９°Ｆ）であり、この反応器を出る混合相生成物
流れの温度は１２０〜１４０℃に制御する。
対して約２．５モルのＨ2 Ｏを含有している。水蒸気の約１／３は分縮器３１に
おいて分縮させ、凝縮物とガスを含むこの流れ全体を反応器２５の上部に入れる
。またこの反応器２５の上部には、約４５℃（１１３°Ｆ）の温度のＳＯ2 に富
む溶媒４１（溶解した触媒も含有する）も導入し、これら２つが並流で充填層３
０を通って下向きに流れるようにする。例えば溶媒４１の流量は、サワーガス供
給物１１中の１モルのＨ2 Ｓに対して０．３３ｋｇでよい。反応器自身の活性容
積は、溶媒の１時間当たりの体積流量の約０．０７５倍であってよく、また約１
／２インチ（１．３cm）のポールリングで充填されていてよい。反応器の入り口
近くの温度は約１１５℃（２３９°Ｆ）であり、この反応器を出る混合相生成物
流れの温度は１２０〜１４０℃に制御する。
【００３２】 混合相生成物流れ４２は気−液−液分離器２６に送り、ここで、（ｉ）液体硫
黄４３、（ｉｉ）水、Ｈ2 Ｓ、及び触媒を共に含有する溶媒４４、並びに（ｉｉ
ｉ）Ｈ2 Ｓ及び水を共に含有するガス４５の、３つの別個の流れに分離する。こ
のＨ2 Ｓ及び水を共に含有するガスの流れ４５は、冷却水凝縮器４６を通して気
−液分離器４７に送る。この分離器から引き出された液体流れ４８は２つの流れ
４９及び５０に分ける。これらの流れのうちの１つである流れ４９は、気−液−
液分離器２６の上部に戻して追加の溶媒蒸気を吸収させ、それによって溶媒の損
失を防ぐ。加えられたこの水は、分離器２６における溶媒中の液体硫黄の溶解度
を減少させる役割も持つ。その後、水は溶媒ストリッパー２３において溶媒から
分離する。そのようにして硫黄含有物を減少させる（なくす）と、図示している
熱交換器によって、この熱交換器の表面に固体の硫黄が堆積しないようにして、
リーン溶媒（ｌｅａｎ ｓｏｌｒｅｎｔ）２８を４０℃（１０４°Ｆ）まで冷却
することができる。この結果を達成するのに必要とされる水の量は現在では、１
kgのＤＧＭに対して約７．５モルであると考えられている。これは、サワーガス
１１中の１モルのＨ2 Ｓに対して約０．３３モルの水に相当する。
黄４３、（ｉｉ）水、Ｈ2 Ｓ、及び触媒を共に含有する溶媒４４、並びに（ｉｉ
ｉ）Ｈ2 Ｓ及び水を共に含有するガス４５の、３つの別個の流れに分離する。こ
のＨ2 Ｓ及び水を共に含有するガスの流れ４５は、冷却水凝縮器４６を通して気
−液分離器４７に送る。この分離器から引き出された液体流れ４８は２つの流れ
４９及び５０に分ける。これらの流れのうちの１つである流れ４９は、気−液−
液分離器２６の上部に戻して追加の溶媒蒸気を吸収させ、それによって溶媒の損
失を防ぐ。加えられたこの水は、分離器２６における溶媒中の液体硫黄の溶解度
を減少させる役割も持つ。その後、水は溶媒ストリッパー２３において溶媒から
分離する。そのようにして硫黄含有物を減少させる（なくす）と、図示している
熱交換器によって、この熱交換器の表面に固体の硫黄が堆積しないようにして、
リーン溶媒（ｌｅａｎ ｓｏｌｒｅｎｔ）２８を４０℃（１０４°Ｆ）まで冷却
することができる。この結果を達成するのに必要とされる水の量は現在では、１
kgのＤＧＭに対して約７．５モルであると考えられている。これは、サワーガス
１１中の１モルのＨ2 Ｓに対して約０．３３モルの水に相当する。
【００３３】 第２の流れ５０は、小さいＨ2 Ｓ／水のストリッパー５１に供給し、ここでＨ 2 Ｓをガス５２として水５３から取り出す。残りの水５３は、供給ガスから吸収
された水と反応器２５及び炉５４（以下において説明する）の両方における反応
によって作られた水との合計の正味の流量である。この様に引き出されたＨ2 Ｓ
５２は気−液分離器４７に再び送る。
された水と反応器２５及び炉５４（以下において説明する）の両方における反応
によって作られた水との合計の正味の流量である。この様に引き出されたＨ2 Ｓ
５２は気−液分離器４７に再び送る。
【００３４】 反応器２５において作られ且つ気−液分離器２６によって分離された液体硫黄
流れ４３は、乾燥スチームストリッパー６１に供給して、硫黄中に存在すること
がある全てのＨ2 Ｓ及び溶媒６２を回収して、これらを気−液−液分離器２６に
戻す。生成される硫黄の量は、サワー供給ガス１１中のＨ2 Ｓ１モル当たり０．
９９９９モル以上である。
流れ４３は、乾燥スチームストリッパー６１に供給して、硫黄中に存在すること
がある全てのＨ2 Ｓ及び溶媒６２を回収して、これらを気−液−液分離器２６に
戻す。生成される硫黄の量は、サワー供給ガス１１中のＨ2 Ｓ１モル当たり０．
９９９９モル以上である。
【００３５】 気−液分離器４７を出るガス流れ６３は、直接に炉５４（図１の第２の段階に
対応）に送り、ここで、大気空気６４によってこのガス流れを燃焼させる。炉５
４の燃料に富む混合物中では、Ｈ2 ＳがＳＯ2 に転化し、メルカプタン類、ＣＯ
Ｓ、及び他の硫黄含有化合物中の硫黄含有物もＳＯ2 に転化する。炭化水素及び
他の有機物は燃焼してＣＯ2 及びＨ2 Ｏになる。燃焼ガス中のＳＯ2 の濃度が高
いので、Ｈ2 、ＣＯ、ＣＯＳ、ＣＳ2 、又はすすは形成されない。
対応）に送り、ここで、大気空気６４によってこのガス流れを燃焼させる。炉５
４の燃料に富む混合物中では、Ｈ2 ＳがＳＯ2 に転化し、メルカプタン類、ＣＯ
Ｓ、及び他の硫黄含有化合物中の硫黄含有物もＳＯ2 に転化する。炭化水素及び
他の有機物は燃焼してＣＯ2 及びＨ2 Ｏになる。燃焼ガス中のＳＯ2 の濃度が高
いので、Ｈ2 、ＣＯ、ＣＯＳ、ＣＳ2 、又はすすは形成されない。
【００３６】 Ｈ2 Ｓの燃焼は９５％の効率で１１８kcal／mol を発生させる。炉を通るボイ
ラーの供給水６５からスチームを発生させることによってエネルギーを集める。
このスチームは、ストリッパー２３の底部のリボイラー２７で使用することがで
きる。炉において発生するこのエネルギーを増加させるためには、ストリッパー
のオフガス４５中に存在する有機物の燃焼を行う。この場合には、このオフガス
は気−液分離器４７を通してＨ2 Ｓと共に炉に送る。
ラーの供給水６５からスチームを発生させることによってエネルギーを集める。
このスチームは、ストリッパー２３の底部のリボイラー２７で使用することがで
きる。炉において発生するこのエネルギーを増加させるためには、ストリッパー
のオフガス４５中に存在する有機物の燃焼を行う。この場合には、このオフガス
は気−液分離器４７を通してＨ2 Ｓと共に炉に送る。
【００３７】 炉を出る燃焼ガス６６は、炉に入るＨ2 Ｓガス１モル当たり、ＳＯ2 とＨ2 Ｏ
をそれぞれ１モルと窒素ガスを６モル含有している。燃焼ガス６６はＳＯ2 吸収
器３５に送り、ここでリーン溶媒３４（実質的にＨ2 Ｓを含有しておらず、また
ＳＯ2 を完全に含有していない溶媒）によって向流で吸収させる。溶媒としてＤ
ＧＭを用いると、ＳＯ2 及びＨ2 Ｏの溶解熱はそれぞれ約９kcal／mol と１０kc
al／mol であり、これはＤＧＭ１kg当たりＳＯ2 が１モルの流出濃度では、ＤＧ
Ｍに約３２℃の温度上昇をもたらす。炉のガスの顕熱も、いずれかの炭化水素の
燃焼による水と共にこの温度上昇に貢献する。温度を制御し且つ吸収器を通る溶
媒の正味の流量を最小化するために、クエンチ流れ６７を、吸収器の底部から出
るＳＯ2 含有溶媒６８から引き出して、冷却（６９）し、そして吸収器に戻す。
Ｈ2 Ｓ吸収器でのように、少量の水の流れ７１を、リーン溶媒３４の導入箇所よ
りも上のＳＯ2 吸収器３５の上部に導入して、煙道ガス７２の溶媒含有率を減少
させる。
をそれぞれ１モルと窒素ガスを６モル含有している。燃焼ガス６６はＳＯ2 吸収
器３５に送り、ここでリーン溶媒３４（実質的にＨ2 Ｓを含有しておらず、また
ＳＯ2 を完全に含有していない溶媒）によって向流で吸収させる。溶媒としてＤ
ＧＭを用いると、ＳＯ2 及びＨ2 Ｏの溶解熱はそれぞれ約９kcal／mol と１０kc
al／mol であり、これはＤＧＭ１kg当たりＳＯ2 が１モルの流出濃度では、ＤＧ
Ｍに約３２℃の温度上昇をもたらす。炉のガスの顕熱も、いずれかの炭化水素の
燃焼による水と共にこの温度上昇に貢献する。温度を制御し且つ吸収器を通る溶
媒の正味の流量を最小化するために、クエンチ流れ６７を、吸収器の底部から出
るＳＯ2 含有溶媒６８から引き出して、冷却（６９）し、そして吸収器に戻す。
Ｈ2 Ｓ吸収器でのように、少量の水の流れ７１を、リーン溶媒３４の導入箇所よ
りも上のＳＯ2 吸収器３５の上部に導入して、煙道ガス７２の溶媒含有率を減少
させる。
【００３８】 図３は、図２のプロセスフローチャートの変形を示している。ここでこの図３
は、Ｈ2 Ｓを主成分とするサワー供給ガスのために設計されたものである。この
様なガスは、プロセスガス流れからＨ2 Ｓ及び他の酸性ガスを取り除くために使
用するアルカノールアミン（又は活性化炭酸カリウム）吸収器／ストリッパー操
作からのオフガスとして典型的であるが、このＨ2 Ｓに富む供給ガスは他の供給
源に起因するものであってもよい。供給ガスは、ＣＯ2 、炭化水素、メルカプタ
ン、ＣＯＳ等も含有していてよいが、Ｈ2 Ｓの画分が典型的に５０％を超えてお
り、場合によっては１００％に近いことがある。溶媒ストリッパー８１を除くと
、この例における全ての化合物及び流れは図２における対応する部品と同じであ
る。このプロセスにおいてはこのストリッパー８１は、気−液−液分離器２６を
出る溶媒中の、水と溶解したＨ2 Ｓとを分離する役割のみを行う。
は、Ｈ2 Ｓを主成分とするサワー供給ガスのために設計されたものである。この
様なガスは、プロセスガス流れからＨ2 Ｓ及び他の酸性ガスを取り除くために使
用するアルカノールアミン（又は活性化炭酸カリウム）吸収器／ストリッパー操
作からのオフガスとして典型的であるが、このＨ2 Ｓに富む供給ガスは他の供給
源に起因するものであってもよい。供給ガスは、ＣＯ2 、炭化水素、メルカプタ
ン、ＣＯＳ等も含有していてよいが、Ｈ2 Ｓの画分が典型的に５０％を超えてお
り、場合によっては１００％に近いことがある。溶媒ストリッパー８１を除くと
、この例における全ての化合物及び流れは図２における対応する部品と同じであ
る。このプロセスにおいてはこのストリッパー８１は、気−液−液分離器２６を
出る溶媒中の、水と溶解したＨ2 Ｓとを分離する役割のみを行う。
【００３９】 上述の吸収器／ストリッパーは図３においては示していないが、これは従来の
構造及び操作を行うものである。吸収器／ストリッパーの吸収器部分において使
用するアミン溶媒は好ましくは、アルカノールアミン、ジアルカノールアミン、
又は炭酸アルカリ金属の水溶液である。アルカノールアミン及びジアルカノール
アミンの中で好ましいものは、（Ｃ1 〜Ｃ4 アルカノール）−アミン及びジ−（
Ｃ1 〜Ｃ4 アルカノール）アミン、例えばモノエタノールアミン、ジエタノール
アミン、メチルジエタノールアミン、ジグリコールアミン、プロパノールアミン
、及びイソプロパノールアミンである。炭酸アルカリ金属の中で好ましいものは
炭酸カリウムである。Ｈ2 Ｓは、その後、従来の手段によって溶媒からストリッ
ピングする。
構造及び操作を行うものである。吸収器／ストリッパーの吸収器部分において使
用するアミン溶媒は好ましくは、アルカノールアミン、ジアルカノールアミン、
又は炭酸アルカリ金属の水溶液である。アルカノールアミン及びジアルカノール
アミンの中で好ましいものは、（Ｃ1 〜Ｃ4 アルカノール）−アミン及びジ−（
Ｃ1 〜Ｃ4 アルカノール）アミン、例えばモノエタノールアミン、ジエタノール
アミン、メチルジエタノールアミン、ジグリコールアミン、プロパノールアミン
、及びイソプロパノールアミンである。炭酸アルカリ金属の中で好ましいものは
炭酸カリウムである。Ｈ2 Ｓは、その後、従来の手段によって溶媒からストリッ
ピングする。
【００４０】 Ｈ2 Ｓに富む供給流れ８２は連続流れ吸収器／反応器２５（図１の第１の段階
に対応）に入れ、ここで並流流れによってＳＯ2 の溶液８４と接触させる。この
ＳＯ2 の溶液８４は、Ｈ2 ＳとＳＯ2 との液相クラウス反応のための均一系触媒
を含有している。吸収器／反応器２５における圧力は、絶対圧で１．５〜２気圧
に維持する。反応器の入り口において脱離する全ての溶解したＳＯ2 は反応の進
行に伴って再び吸収される。吸収器／反応器２５における接触時間を制御して、
溶液中のＳＯ2 の完全な又は実質的に完全な反応を達成する。
に対応）に入れ、ここで並流流れによってＳＯ2 の溶液８４と接触させる。この
ＳＯ2 の溶液８４は、Ｈ2 ＳとＳＯ2 との液相クラウス反応のための均一系触媒
を含有している。吸収器／反応器２５における圧力は、絶対圧で１．５〜２気圧
に維持する。反応器の入り口において脱離する全ての溶解したＳＯ2 は反応の進
行に伴って再び吸収される。吸収器／反応器２５における接触時間を制御して、
溶液中のＳＯ2 の完全な又は実質的に完全な反応を達成する。
【００４１】 吸収器／反応器２５の底部を出る流れ８５は気相と液相との組み合わせであり
、これは気−液−液分離器２６において分離する。この気相は、分離器の頂部に
おいて充填区画８６に通して、水８７によって洗浄して溶媒蒸気を除去する。蒸
気洗浄区画を出るガス８８は必要に応じて冷却して（８９）、水９０を凝縮させ
、そして凝縮しなかったガス９１は炉５４に流す。
、これは気−液−液分離器２６において分離する。この気相は、分離器の頂部に
おいて充填区画８６に通して、水８７によって洗浄して溶媒蒸気を除去する。蒸
気洗浄区画を出るガス８８は必要に応じて冷却して（８９）、水９０を凝縮させ
、そして凝縮しなかったガス９１は炉５４に流す。
【００４２】 気−液−液分離器２６を再び検討すると、２つの液相のうちの下側の部分９２
は液体硫黄であり、これは比較的軽い液体溶媒層９３と分離する。水は２つの供
給源からこの気−液−液分離器２６に入れる。この水の供給源のうちの１つは吸
収器／反応器２５からの生成物流れ８５であり、他方は気−液−液分離器の塔頂
流れから凝縮させた凝縮物８７である。そのようにして分離器に加えられた水は
、溶媒から溶解した硫黄の大部分を分離することを促進して、分離された硫黄が
反応器で作られる硫黄の流れ９４の残部に加わるようにする。
は液体硫黄であり、これは比較的軽い液体溶媒層９３と分離する。水は２つの供
給源からこの気−液−液分離器２６に入れる。この水の供給源のうちの１つは吸
収器／反応器２５からの生成物流れ８５であり、他方は気−液−液分離器の塔頂
流れから凝縮させた凝縮物８７である。そのようにして分離器に加えられた水は
、溶媒から溶解した硫黄の大部分を分離することを促進して、分離された硫黄が
反応器で作られる硫黄の流れ９４の残部に加わるようにする。
【００４３】 気−液−液分離器２６を出る湿った溶媒１０１は直接に溶媒ストリッパー８１
に供給し、ここでＨ2 Ｓと大部分の水をこの溶媒から除去する。ストリッパー８
１を出る溶媒１０２は冷却して（１０３）、吸収器３５に送る。この時点におけ
る溶媒のＳＯ2 含有率は実質的にゼロであるので、この溶媒は吸収器３５でのＳ
Ｏ2 の吸収に関して非常に効果的である。
に供給し、ここでＨ2 Ｓと大部分の水をこの溶媒から除去する。ストリッパー８
１を出る溶媒１０２は冷却して（１０３）、吸収器３５に送る。この時点におけ
る溶媒のＳＯ2 含有率は実質的にゼロであるので、この溶媒は吸収器３５でのＳ
Ｏ2 の吸収に関して非常に効果的である。
【００４４】 炉５４は、空気１１１が化学量論量よりもわずかに多くなるようにしてＳＯ3 の生成を避けながら操作してＳＯ2 を発生させ、このＳＯ2 をＳＯ2 吸収器１６
１においてリーン溶媒１０２で吸収する。硫黄含有化合物、例えばＣＯＳ、メル
カプタン等も、この炉５４において燃焼させて、そのような化合物を大気中に放
出する危険性をなくして、それらの硫黄成分（ＳＯ2 として）及び熱量を回収す
る。炉５４は典型的に１０体積％〜２０体積％のＳＯ2 を含有する排気ガスを発
生させる。このガスは、廃棄熱ボイラー１１２において約１５０℃まで冷却し、
ＳＯ2 吸収器３５に供給する。吸収器を出るＳＯ2 溶液１１３は、加熱して吸収
器／反応器３５に戻す。この方法の１つの特徴は、ストリッパーに入れる湿った
溶媒から水を回収するために必要なスチームが、廃棄熱ボイラーにおいて作られ
るものを超えることである。
１においてリーン溶媒１０２で吸収する。硫黄含有化合物、例えばＣＯＳ、メル
カプタン等も、この炉５４において燃焼させて、そのような化合物を大気中に放
出する危険性をなくして、それらの硫黄成分（ＳＯ2 として）及び熱量を回収す
る。炉５４は典型的に１０体積％〜２０体積％のＳＯ2 を含有する排気ガスを発
生させる。このガスは、廃棄熱ボイラー１１２において約１５０℃まで冷却し、
ＳＯ2 吸収器３５に供給する。吸収器を出るＳＯ2 溶液１１３は、加熱して吸収
器／反応器３５に戻す。この方法の１つの特徴は、ストリッパーに入れる湿った
溶媒から水を回収するために必要なスチームが、廃棄熱ボイラーにおいて作られ
るものを超えることである。
【００４５】 更なる変形は図４に示されている。Ｈ2 Ｓに富む供給流れ１７１は連続流れ吸
収器／反応器１７１（図１の第１の段階に対応）に入れ、ここでこれをＳＯ2 の
溶液１７３と並流で接触させる。また、このＳＯ2 の溶液１７３は、１．５〜２
気圧の絶対圧力で、Ｈ2 ＳとＳＯ2 との液相クラウス反応のための均一系触媒を
含有している。吸着器／反応器における接触時間は、ＳＯ2 の完全な反応又は実
質的に完全な反応を達成するのに十分なものである。
収器／反応器１７１（図１の第１の段階に対応）に入れ、ここでこれをＳＯ2 の
溶液１７３と並流で接触させる。また、このＳＯ2 の溶液１７３は、１．５〜２
気圧の絶対圧力で、Ｈ2 ＳとＳＯ2 との液相クラウス反応のための均一系触媒を
含有している。吸着器／反応器における接触時間は、ＳＯ2 の完全な反応又は実
質的に完全な反応を達成するのに十分なものである。
【００４６】 吸収器／反応器１７２の底部を出る流れ１７４は気相と液相の両方を含んでお
り、この流れは気−液−液分離器１７５において分離する。気相は分離器の頂部
で充填区画１７６を通って流して、水１７７で洗浄して溶媒蒸気を除去する。蒸
気洗浄区画（充填層区画）を出るガス１７８は必要に応じて冷却（１７９）して
水９０を凝縮させ、そしてこの凝縮物を気−液分離器１８１において凝縮しなか
ったガスと分離し、充填区画１７６に戻して循環させる。凝縮しなかったガス１
８２は炉及び廃棄熱ボイラー１８３に流す。
り、この流れは気−液−液分離器１７５において分離する。気相は分離器の頂部
で充填区画１７６を通って流して、水１７７で洗浄して溶媒蒸気を除去する。蒸
気洗浄区画（充填層区画）を出るガス１７８は必要に応じて冷却（１７９）して
水９０を凝縮させ、そしてこの凝縮物を気−液分離器１８１において凝縮しなか
ったガスと分離し、充填区画１７６に戻して循環させる。凝縮しなかったガス１
８２は炉及び廃棄熱ボイラー１８３に流す。
【００４７】 気−液−液分離器１７５においては、２つの液相のうちの下側は液体硫黄１８
５であり、これはこの２つの液相の上側を構成する溶媒１８４から分離する。溶
媒１８４の相は溶媒ストリッパー１９１に直接に供給し、そこでこの溶媒中に溶
解したＨ2 Ｓをスチーム１９０で分離して、塔頂物１９２として取り除く。この
ストリッパーの底部から引き出した溶媒１９３は減圧晶析装置１９４に送り、こ
こで残っている水の多くをフラッシュさせて溶媒を冷却し、ＳＯ2 吸収器１９５
の操作に必要とされる温度（３５℃〜４５℃）にする。ここでこのＳＯ2 吸収器
１９５は、図２のプロセスフローチャートの対応する装置と本質的に同じである
。晶析装置の残留スラリーはサージタンク１９６にポンプ送出して、ここで晶析
装置において作られた硫黄の結晶を沈降させてより濃縮されたスラリー１９７を
作る。このより濃縮されたスラリー１９７は気−液−液分離装置１７５にポンプ
送出して戻す。気−液−液分離器１７５においては、濃縮スラリー中の結晶は溶
融して液体硫黄生成物に加わる。Ｈ2 Ｓ及びＳＯ2 の濃度が低下している純化し
た溶媒１９８は、サージタンク１９６から引き出してＳＯ2 吸収器１９５に送る
。
５であり、これはこの２つの液相の上側を構成する溶媒１８４から分離する。溶
媒１８４の相は溶媒ストリッパー１９１に直接に供給し、そこでこの溶媒中に溶
解したＨ2 Ｓをスチーム１９０で分離して、塔頂物１９２として取り除く。この
ストリッパーの底部から引き出した溶媒１９３は減圧晶析装置１９４に送り、こ
こで残っている水の多くをフラッシュさせて溶媒を冷却し、ＳＯ2 吸収器１９５
の操作に必要とされる温度（３５℃〜４５℃）にする。ここでこのＳＯ2 吸収器
１９５は、図２のプロセスフローチャートの対応する装置と本質的に同じである
。晶析装置の残留スラリーはサージタンク１９６にポンプ送出して、ここで晶析
装置において作られた硫黄の結晶を沈降させてより濃縮されたスラリー１９７を
作る。このより濃縮されたスラリー１９７は気−液−液分離装置１７５にポンプ
送出して戻す。気−液−液分離器１７５においては、濃縮スラリー中の結晶は溶
融して液体硫黄生成物に加わる。Ｈ2 Ｓ及びＳＯ2 の濃度が低下している純化し
た溶媒１９８は、サージタンク１９６から引き出してＳＯ2 吸収器１９５に送る
。
【００４８】 このプロセスの配置は、その操作のために廃棄熱ボイラーのスチーム流出物の
約２０％のみを必要とする。
約２０％のみを必要とする。
【００４９】 図５のプロセス配置は更に他の例である。この発明の基本的な構成要素は、図
１の第１の段階に対応する充填反応塔２０１、第２の段階に対応する炉及び廃棄
熱ボイラー２０２、及び第３の段階に対応するＳＯ2 吸収器２０３として存在し
ている。ここでは、反応塔２０１に入れるＨ2 Ｓに富む流れ２０４とＳＯ2 に富
む流れ２０５の両方が気相である。反応塔においては、これら２つの流れを有機
溶媒２０６と混合し、両方の気相と液相を並流にしてクラウス反応を液相で行う
。ここでこの有機溶媒２０６は溶解した均一系触媒を含有している。反応塔２０
１は充填物を有しており、またこれは区画２０７、２０８、２０９、２１０、２
１１に分けられており、それぞれの充填区画が気相と液相との強力な混合を提供
する。塔内において蒸発する水２１２の注入によって、隣接する区画のそれぞれ
の間において冷却を行う。この水の代わりに、他の冷却手段、例えば様々な間接
熱交換方法を使用することができる。この塔の底部からは、ガスと液体の両方を
含有する生成混合物２１３を気−液−液分離器２１４に導入し、ここでガスと２
つの液相（溶媒２０６及び液体硫黄２１５）を分離する。これは、先の図のプロ
セス配置において行ったのと同様に行う。溶媒２０６は反応器入り口に再循環さ
せる。
１の第１の段階に対応する充填反応塔２０１、第２の段階に対応する炉及び廃棄
熱ボイラー２０２、及び第３の段階に対応するＳＯ2 吸収器２０３として存在し
ている。ここでは、反応塔２０１に入れるＨ2 Ｓに富む流れ２０４とＳＯ2 に富
む流れ２０５の両方が気相である。反応塔においては、これら２つの流れを有機
溶媒２０６と混合し、両方の気相と液相を並流にしてクラウス反応を液相で行う
。ここでこの有機溶媒２０６は溶解した均一系触媒を含有している。反応塔２０
１は充填物を有しており、またこれは区画２０７、２０８、２０９、２１０、２
１１に分けられており、それぞれの充填区画が気相と液相との強力な混合を提供
する。塔内において蒸発する水２１２の注入によって、隣接する区画のそれぞれ
の間において冷却を行う。この水の代わりに、他の冷却手段、例えば様々な間接
熱交換方法を使用することができる。この塔の底部からは、ガスと液体の両方を
含有する生成混合物２１３を気−液−液分離器２１４に導入し、ここでガスと２
つの液相（溶媒２０６及び液体硫黄２１５）を分離する。これは、先の図のプロ
セス配置において行ったのと同様に行う。溶媒２０６は反応器入り口に再循環さ
せる。
【００５０】 ここまでで示されていない図５のプロセス配置の構成要素は、図６のプロセス
配置において明らかになる。図６の以下の説明において示されるこれらの構成要
素の説明は、図５及び図６の両方に適用する。
配置において明らかになる。図６の以下の説明において示されるこれらの構成要
素の説明は、図５及び図６の両方に適用する。
【００５１】 図５の並流流れ塔２０１は、図９のプロセス配置においては向流流れ塔２１１
で置き換えられている。この向流流れ塔２２１はバブルキャップトレイ２２２を
具備しており、これはガスと液体の滞留時間を独立に制御することを可能にする
。個々のトレイは、液体硫黄と溶媒の深さを独立に設定することも可能にする。
向流流れは、Ｈ2 Ｓに富むガス２２３及び気体ＳＯ2 ２２４を塔２２１の底部に
おいて導入して上向きに流し、溶解した触媒を含有する有機溶媒２２５を塔の上
部で導入して重力によって下向きに流すことによって達成される。この系に入る
Ｈ2 Ｓに富むガス２２６の供給に関しては、流入する全流れ２２６のうちの３０
％までの部分２２７を引き出し、反応塔２２１をバイパスして迂回させ、炉２２
８に直接に送る。
で置き換えられている。この向流流れ塔２２１はバブルキャップトレイ２２２を
具備しており、これはガスと液体の滞留時間を独立に制御することを可能にする
。個々のトレイは、液体硫黄と溶媒の深さを独立に設定することも可能にする。
向流流れは、Ｈ2 Ｓに富むガス２２３及び気体ＳＯ2 ２２４を塔２２１の底部に
おいて導入して上向きに流し、溶解した触媒を含有する有機溶媒２２５を塔の上
部で導入して重力によって下向きに流すことによって達成される。この系に入る
Ｈ2 Ｓに富むガス２２６の供給に関しては、流入する全流れ２２６のうちの３０
％までの部分２２７を引き出し、反応塔２２１をバイパスして迂回させ、炉２２
８に直接に送る。
【００５２】 Ｈ2 Ｓに富むガス２２３及びＳＯ2 を含有するガス２２４の流れを制御して、
Ｈ2 Ｓの約８０〜９０％、又はＳＯ2 の全て若しくは実質的に全てを塔において
反応させる。塔において経済的に効率的な反応速度を維持するために、反応が進
行したときに気相においてＨ2 Ｓの濃度を高く維持するべきである。Ｈ2 Ｓに富
むガス供給物が大量の他のガスを含有している場合、ガス供給物中におけるＨ2 ＳとＳＯ2 の相対的な供給比を選択して、相対的に大過剰のＨ2 Ｓが塔に入るよ
うにすることが好ましい。反対に、Ｈ2 Ｓに富むガスがほぼ純粋なＨ2 Ｓである
場合、相対的にわずかに過剰のＨ2 Ｓで反応速度を十分に維持することができる
。
Ｈ2 Ｓの約８０〜９０％、又はＳＯ2 の全て若しくは実質的に全てを塔において
反応させる。塔において経済的に効率的な反応速度を維持するために、反応が進
行したときに気相においてＨ2 Ｓの濃度を高く維持するべきである。Ｈ2 Ｓに富
むガス供給物が大量の他のガスを含有している場合、ガス供給物中におけるＨ2 ＳとＳＯ2 の相対的な供給比を選択して、相対的に大過剰のＨ2 Ｓが塔に入るよ
うにすることが好ましい。反対に、Ｈ2 Ｓに富むガスがほぼ純粋なＨ2 Ｓである
場合、相対的にわずかに過剰のＨ2 Ｓで反応速度を十分に維持することができる
。
【００５３】 図６の配置においては、ＳＯ2 流れ２２４は、Ｈ2 Ｓに富むガス２２３の入り
口よりも下の箇所で塔２２１に導入する。ＳＯ2 流れの一部のみをこの箇所で導
入する場合であっても、塔において製造された液体硫黄２２９は塔を出る前にＳ
Ｏ2 に富む溶液に接触する。これは、液体硫黄から全ての溶解していないＨ2 Ｓ
を取り除き、このことは、Ｈ2 Ｓが液体硫黄に対してかなりの溶解度を持ち且つ
その毒性のために望ましくない不純物であるので好ましい。加えて、ＳＯ2 の入
り口よりも下で少量のストリッピング蒸気流れを導入して、硫黄２２９及び溶媒
２２５の両方からＳＯ2 をストリッピングしてもよい。
口よりも下の箇所で塔２２１に導入する。ＳＯ2 流れの一部のみをこの箇所で導
入する場合であっても、塔において製造された液体硫黄２２９は塔を出る前にＳ
Ｏ2 に富む溶液に接触する。これは、液体硫黄から全ての溶解していないＨ2 Ｓ
を取り除き、このことは、Ｈ2 Ｓが液体硫黄に対してかなりの溶解度を持ち且つ
その毒性のために望ましくない不純物であるので好ましい。加えて、ＳＯ2 の入
り口よりも下で少量のストリッピング蒸気流れを導入して、硫黄２２９及び溶媒
２２５の両方からＳＯ2 をストリッピングしてもよい。
【００５４】 塔２２１において起こる反応は、Ｈ2 ＳとＳＯ2 との液相反応であり、このＨ 2 ＳとＳＯ2 はそのいずれもが循環溶媒２２５によって気相から吸収したもので
あり、Ｈ2 Ｓが化学量論的に過剰になるような相対的な比で導入している。反応
温度では、Ｈ2 Ｓ及びＳＯ2 はグリコール類及びグリコールエーテル類に対して
同様な溶解度を持つ。過剰のＨ2 Ｓを使用すると、溶媒中においてＨ2 Ｓの濃度
を相対的に高く維持して、ＳＯ2 の実質的に完全な反応を促進する。
あり、Ｈ2 Ｓが化学量論的に過剰になるような相対的な比で導入している。反応
温度では、Ｈ2 Ｓ及びＳＯ2 はグリコール類及びグリコールエーテル類に対して
同様な溶解度を持つ。過剰のＨ2 Ｓを使用すると、溶媒中においてＨ2 Ｓの濃度
を相対的に高く維持して、ＳＯ2 の実質的に完全な反応を促進する。
【００５５】 塔２２５を出る蒸気流れ２４１は、主に水及び反応しなかったＨ2 Ｓとからな
っており、元々のＨ2 Ｓ供給物２２６に存在していた他の成分を伴っている。蒸
気２４１は冷却し（２４２）、気−液分離器２４３において凝縮した水２４５を
非凝縮物２４４と分離する。非凝縮物２４４は炉２２８に送り、凝縮物２４５の
一部は反応塔２２１に冷却剤として戻す。追加の冷却剤は、図示していないが、
ＳＯ2 ストリッパー２４７を出るＳＯ2 に富む流れ２４６から凝縮させた水であ
る。
っており、元々のＨ2 Ｓ供給物２２６に存在していた他の成分を伴っている。蒸
気２４１は冷却し（２４２）、気−液分離器２４３において凝縮した水２４５を
非凝縮物２４４と分離する。非凝縮物２４４は炉２２８に送り、凝縮物２４５の
一部は反応塔２２１に冷却剤として戻す。追加の冷却剤は、図示していないが、
ＳＯ2 ストリッパー２４７を出るＳＯ2 に富む流れ２４６から凝縮させた水であ
る。
【００５６】 反応器蒸気流れからの凝縮物２４５の残部２４８はＨ2 Ｓで飽和している。凝
縮物のこの部分はサワー水ストリッパー２４９に送ってＨ2 Ｓを除去する。サワ
ー水ストリッパーの塔底生成物の一部２５０は、ＳＯ2 吸収器２５４の上部にお
いて及びＳＯ2 ストリッパーの上部において洗浄水２５１のために使用すること
ができる。
縮物のこの部分はサワー水ストリッパー２４９に送ってＨ2 Ｓを除去する。サワ
ー水ストリッパーの塔底生成物の一部２５０は、ＳＯ2 吸収器２５４の上部にお
いて及びＳＯ2 ストリッパーの上部において洗浄水２５１のために使用すること
ができる。
【００５７】 反応塔２２１を出た非凝縮物２４４は、反応塔をバイパスで迂回させたＨ2 Ｓ
に富むガス供給物の一部２２７と組み合わせて、この組み合わせた流れを炉２２
８に流し、この炉２２８において空気によって燃焼させる。炉において使用する
空気の量は好ましくは、Ｈ2 Ｓ、炭化水素、及び他の可燃物の完全な燃焼に必要
とされる化学量論量よりもわずかに多い量である。しかしながら、この過剰な空
気の量はＳＯ3 の生成を避けるのに十分に少ない量に維持する。典型的に炉２２
８は１０体積％以上の量でＳＯ2 を含有する排気ガスを発生させる。このガスは
、廃棄熱ボイラー２５５において冷却してＳＯ2 吸収器２５４に供給する。
に富むガス供給物の一部２２７と組み合わせて、この組み合わせた流れを炉２２
８に流し、この炉２２８において空気によって燃焼させる。炉において使用する
空気の量は好ましくは、Ｈ2 Ｓ、炭化水素、及び他の可燃物の完全な燃焼に必要
とされる化学量論量よりもわずかに多い量である。しかしながら、この過剰な空
気の量はＳＯ3 の生成を避けるのに十分に少ない量に維持する。典型的に炉２２
８は１０体積％以上の量でＳＯ2 を含有する排気ガスを発生させる。このガスは
、廃棄熱ボイラー２５５において冷却してＳＯ2 吸収器２５４に供給する。
【００５８】 炉の適当な燃焼レベルの維持に関しては、過剰なＣＯ2 は、従来のクラウス炉
での場合に比べてこの炉ではあまり重要ではない。従来のクラウスプロセスにお
いては、Ｈ2 Ｓの１／３のみを炉において燃焼させ、炉のガスを大過剰のＨ2 Ｓ
によって希釈するが、これは、ここで説明するプロセスにおいては存在しない。
過剰な量のＣＯ2 又は他の不活性ガスが炉への供給物中に存在する場合、天然ガ
スのような気体燃料を加えて適当な燃焼を確実にすることができる。本発明は、
従来のクラウス反応器においてすすが発生する問題も避ける。従来の方法におい
ては、炉内の燃料に富む混合物中の有機化合物の不完全な燃焼によって生じるす
すは、気相クラウス反応器に入って固相触媒（及び硫黄生成物）を汚染する。本
発明においては、炉の上流において液相でクラウス反応を行うことによってこれ
を避ける。
での場合に比べてこの炉ではあまり重要ではない。従来のクラウスプロセスにお
いては、Ｈ2 Ｓの１／３のみを炉において燃焼させ、炉のガスを大過剰のＨ2 Ｓ
によって希釈するが、これは、ここで説明するプロセスにおいては存在しない。
過剰な量のＣＯ2 又は他の不活性ガスが炉への供給物中に存在する場合、天然ガ
スのような気体燃料を加えて適当な燃焼を確実にすることができる。本発明は、
従来のクラウス反応器においてすすが発生する問題も避ける。従来の方法におい
ては、炉内の燃料に富む混合物中の有機化合物の不完全な燃焼によって生じるす
すは、気相クラウス反応器に入って固相触媒（及び硫黄生成物）を汚染する。本
発明においては、炉の上流において液相でクラウス反応を行うことによってこれ
を避ける。
【００５９】 図７において示されているプロセスは、吸収器２５４及びストリッパー２４７
において１つの溶媒を使用し、且つ反応塔２２１において他の溶媒を使用するこ
とを可能にする更なる利点を提供する。従ってこれら２つの溶媒は独立に選択す
ることができ、個々の装置において特定の役割を行うのに最も好ましいものをそ
れぞれ選択することができる。
において１つの溶媒を使用し、且つ反応塔２２１において他の溶媒を使用するこ
とを可能にする更なる利点を提供する。従ってこれら２つの溶媒は独立に選択す
ることができ、個々の装置において特定の役割を行うのに最も好ましいものをそ
れぞれ選択することができる。
【００６０】 ストリッパー、吸収器、充填塔、分離器、熱交換器、並びに関連するポンプ及
び弁を含む全ての装置及び装置の操作は、従来のものであり、またこれらの装置
は従来の材料から従来の構造で作ったものである。これらの選択は化学プロセス
分野の当業者、特にサワーガス流れの処理の分野の当業者にとっては容易である
。
び弁を含む全ての装置及び装置の操作は、従来のものであり、またこれらの装置
は従来の材料から従来の構造で作ったものである。これらの選択は化学プロセス
分野の当業者、特にサワーガス流れの処理の分野の当業者にとっては容易である
。
【００６１】 上記の記載は説明のためのものである。本発明の本質及びその範囲から離れず
に、プロセスフローの構成、相対的な流量、流れの組成、操作条件、及びここで
説明したプロセスの他のパラメータを変更すること又は様々な様式で置き換える
ことは、当業者に明らかである。
に、プロセスフローの構成、相対的な流量、流れの組成、操作条件、及びここで
説明したプロセスの他のパラメータを変更すること又は様々な様式で置き換える
ことは、当業者に明らかである。
【図１】 図１は、本発明の方法の３つの主要な段階を説明するブロックフローチャート
である。
である。
【図２】 図２は、供給ガスが、Ｈ2 Ｓの含有率が比較的高く且つ炭素原子が５以上の炭
化水素の含有率が比較的低い高圧サワー天然ガス流れ又は他のＨ2 Ｓ含有流れで
ある本発明の態様を説明するプロセスフローチャートである。ここではＳＯ2 は
、溶解した触媒も含有する有機溶媒溶液として反応器に供給している。
化水素の含有率が比較的低い高圧サワー天然ガス流れ又は他のＨ2 Ｓ含有流れで
ある本発明の態様を説明するプロセスフローチャートである。ここではＳＯ2 は
、溶解した触媒も含有する有機溶媒溶液として反応器に供給している。
【図３】 図３は、供給ガスが、プロセスガスからＨ2 Ｓを回収するアルカノールアミン
吸収器／ストリッパー操作において一般的であるＨ2 Ｓ含有ガス流れである本発
明の態様を説明するプロセスフローチャートである。ここでは図２の態様と同様
に、ＳＯ2 は、溶解した触媒も含有している有機溶媒溶液として低反応器に供給
する。
吸収器／ストリッパー操作において一般的であるＨ2 Ｓ含有ガス流れである本発
明の態様を説明するプロセスフローチャートである。ここでは図２の態様と同様
に、ＳＯ2 は、溶解した触媒も含有している有機溶媒溶液として低反応器に供給
する。
【図４】 図４は、反応器の下流の相分離装置に再循環される水の量を減少させる本発明
の更なる態様を説明するプロセスフローチャートである。
の更なる態様を説明するプロセスフローチャートである。
【図５】 図５は、炉の燃焼ガスから吸収したＳＯ2 を、反応器に供給する前に吸収溶媒
からストリッピングする本発明の更なる他の態様を説明するプロセスフローチャ
ートである。
からストリッピングする本発明の更なる他の態様を説明するプロセスフローチャ
ートである。
【図６】 図６は、反応器におけるガスと液体の流れが向流であることを除いて図５の態
様と同様な、本発明の更なる他の態様を説明しているプロセスフローチャートで
ある。
様と同様な、本発明の更なる他の態様を説明しているプロセスフローチャートで
ある。
【手続補正書】
【提出日】平成１２年５月９日（２０００．５．９）
【手続補正１】
【補正対象書類名】明細書
【補正対象項目名】請求項１
【補正方法】変更
【補正内容】
【手続補正２】
【補正対象書類名】明細書
【補正対象項目名】請求項１３
【補正方法】変更
【補正内容】
【手続補正３】
【補正対象書類名】明細書
【補正対象項目名】０００８
【補正方法】変更
【補正内容】
【０００８】 基本的に、図１において示す本発明は以下のように進む。 （ａ）第１の段階１において、Ｈ2 Ｓ含有混合物を連続流れ触媒反応器に流し
、そこでこの混合物をＳＯ2 と接触させて以下のように反応させる。 ２Ｈ2 Ｓ＋ＳＯ2 → ３Ｓ＋２Ｈ2 Ｏ （Ｉ） ここでは約１０〜５０％の過剰なＨ2 Ｓを使用する。Ｈ2 Ｓは、ガスとして又は
有機溶媒に溶解させてこの反応器に入れ、多くの場合にはＨ2 Ｓはガスとしてこ
の反応器に入れる。ＳＯ2 も同様に、ガスとして又は有機溶媒に溶解させてこの
反応器に入れる。反応器に入れる流れの相に関わらずに、両方の反応体が、この
反応器中を流れる有機液体溶媒に溶解し、溶媒は、２つの流入反応体流れのうち
の１つと共に溶解したＨ2 Ｓ又はＳＯ2 を伴わせて反応器に入れ、又は反応器出
口から再循環した循環流れとして反応器に入れる。この反応は、ＳＯ2 の大部分
、好ましくはＳＯ2 の実質的に全てを反応させる。ここで使用する場合、「大部
分」という用語は、少なくとも半分、好ましくは８０〜９０％又はそれ以上を示
している。有機液体溶媒は、反応（Ｉ）を促進する溶解した触媒も含有している
。この反応は元素の硫黄を作り、この硫黄は相分離によって生成混合物から回収
することができる。反応は、硫黄の融点よりも高い温度であるが溶媒の沸点より
も低い温度で行い、好ましくは硫黄が重合する温度以下の温度で行う。 （ｂ）第２の段階２においては、第１の段階において反応しなかったＨ2 Ｓを
含むＨ2 Ｓを以下の反応に従って酸素で燃焼させて、Ｈ2 ＳをＳＯ2 に転化させ
る。 ２Ｈ2 Ｓ＋３Ｏ2 → ２ＳＯ2 ＋２Ｈ2 Ｏ （ＩＩ） Ｈ2 Ｓと共に存在することがある炭化水素は燃焼によってＣＯ2 及びＨ2 Ｏにし
て、存在することがある有機硫黄化合物は追加のＳＯ2 をもたらすようにする。
（ｃ）第３の段階３においては、第２の段階において作られたＳＯ2 を吸収に
よって回収して反応器（第１の段階）に戻す。第３の段階におけるＳＯ2 は、溶
解した第１の段階の触媒を伴う溶媒であって第１の段階１において使用する溶媒
によって回収することができる。ＳＯ2 及び触媒の両方を含有するこの溶液は、
連続流れ反応器（第１段階）へのＳＯ2 供給物として、その全てをこの反応器に
再循環させることができる。或いは、第３の段階３においてＳＯ2 を回収するの
に使用する溶媒を、第１の段階１の反応器の溶媒とは別にして、この第３の段階
３においてＳＯ2 を回収するのに使用する溶媒からＳＯ2 をストリッピングして
第１の段階１にガスとして送ることができる。第３の段階の吸収は、最終的なガ
スがＨ2 Ｓ及びＳＯ2 を実質的に含有していないようにする。
、そこでこの混合物をＳＯ2 と接触させて以下のように反応させる。 ２Ｈ2 Ｓ＋ＳＯ2 → ３Ｓ＋２Ｈ2 Ｏ （Ｉ） ここでは約１０〜５０％の過剰なＨ2 Ｓを使用する。Ｈ2 Ｓは、ガスとして又は
有機溶媒に溶解させてこの反応器に入れ、多くの場合にはＨ2 Ｓはガスとしてこ
の反応器に入れる。ＳＯ2 も同様に、ガスとして又は有機溶媒に溶解させてこの
反応器に入れる。反応器に入れる流れの相に関わらずに、両方の反応体が、この
反応器中を流れる有機液体溶媒に溶解し、溶媒は、２つの流入反応体流れのうち
の１つと共に溶解したＨ2 Ｓ又はＳＯ2 を伴わせて反応器に入れ、又は反応器出
口から再循環した循環流れとして反応器に入れる。この反応は、ＳＯ2 の大部分
、好ましくはＳＯ2 の実質的に全てを反応させる。ここで使用する場合、「大部
分」という用語は、少なくとも半分、好ましくは８０〜９０％又はそれ以上を示
している。有機液体溶媒は、反応（Ｉ）を促進する溶解した触媒も含有している
。この反応は元素の硫黄を作り、この硫黄は相分離によって生成混合物から回収
することができる。反応は、硫黄の融点よりも高い温度であるが溶媒の沸点より
も低い温度で行い、好ましくは硫黄が重合する温度以下の温度で行う。 （ｂ）第２の段階２においては、第１の段階において反応しなかったＨ2 Ｓを
含むＨ2 Ｓを以下の反応に従って酸素で燃焼させて、Ｈ2 ＳをＳＯ2 に転化させ
る。 ２Ｈ2 Ｓ＋３Ｏ2 → ２ＳＯ2 ＋２Ｈ2 Ｏ （ＩＩ） Ｈ2 Ｓと共に存在することがある炭化水素は燃焼によってＣＯ2 及びＨ2 Ｏにし
て、存在することがある有機硫黄化合物は追加のＳＯ2 をもたらすようにする。
（ｃ）第３の段階３においては、第２の段階において作られたＳＯ2 を吸収に
よって回収して反応器（第１の段階）に戻す。第３の段階におけるＳＯ2 は、溶
解した第１の段階の触媒を伴う溶媒であって第１の段階１において使用する溶媒
によって回収することができる。ＳＯ2 及び触媒の両方を含有するこの溶液は、
連続流れ反応器（第１段階）へのＳＯ2 供給物として、その全てをこの反応器に
再循環させることができる。或いは、第３の段階３においてＳＯ2 を回収するの
に使用する溶媒を、第１の段階１の反応器の溶媒とは別にして、この第３の段階
３においてＳＯ2 を回収するのに使用する溶媒からＳＯ2 をストリッピングして
第１の段階１にガスとして送ることができる。第３の段階の吸収は、最終的なガ
スがＨ2 Ｓ及びＳＯ2 を実質的に含有していないようにする。
【手続補正４】
【補正対象書類名】明細書
【補正対象項目名】００４４
【補正方法】変更
【補正内容】
【００４４】 炉５４は、空気１１１が化学量論量よりもわずかに多くなるようにしてＳＯ3 の生成を避けながら操作してＳＯ2 を発生させ、このＳＯ2 をＳＯ2 吸収器３５ においてリーン溶媒１０２で吸収する。硫黄含有化合物、例えばＣＯＳ、メルカ
プタン等も、この炉５４において燃焼させて、そのような化合物を大気中に放出
する危険性をなくして、それらの硫黄成分（ＳＯ2 として）及び熱量を回収する
。炉５４は典型的に１０体積％〜２０体積％のＳＯ2 を含有する排気ガスを発生
させる。このガスは、廃棄熱ボイラー１１２において約１５０℃まで冷却し、Ｓ
Ｏ2 吸収器３５に供給する。吸収器を出るＳＯ2 溶液１１３は、加熱して吸収器
／反応器３５に戻す。この方法の１つの特徴は、ストリッパーに入れる湿った溶
媒から水を回収するために必要なスチームが、廃棄熱ボイラーにおいて作られる
ものを超えることである。
プタン等も、この炉５４において燃焼させて、そのような化合物を大気中に放出
する危険性をなくして、それらの硫黄成分（ＳＯ2 として）及び熱量を回収する
。炉５４は典型的に１０体積％〜２０体積％のＳＯ2 を含有する排気ガスを発生
させる。このガスは、廃棄熱ボイラー１１２において約１５０℃まで冷却し、Ｓ
Ｏ2 吸収器３５に供給する。吸収器を出るＳＯ2 溶液１１３は、加熱して吸収器
／反応器３５に戻す。この方法の１つの特徴は、ストリッパーに入れる湿った溶
媒から水を回収するために必要なスチームが、廃棄熱ボイラーにおいて作られる
ものを超えることである。
【手続補正５】
【補正対象書類名】明細書
【補正対象項目名】００４６
【補正方法】変更
【補正内容】
【００４６】 吸収器／反応器１７２の底部を出る流れ１７４は気相と液相の両方を含んでお
り、この流れは気−液−液分離器１７５において分離する。気相は分離器の頂部
で充填区画１７６を通って流して、水１７７で洗浄して溶媒蒸気を除去する。蒸
気洗浄区画（充填層区画）を出るガス１７８は必要に応じて冷却（１７９）して 水を 凝縮させ、そしてこの凝縮物を気−液分離器１８１において凝縮しなかった
ガスと分離し、充填区画１７６に戻して循環させる。凝縮しなかったガス１８２
は炉及び廃棄熱ボイラー１８３に流す。
り、この流れは気−液−液分離器１７５において分離する。気相は分離器の頂部
で充填区画１７６を通って流して、水１７７で洗浄して溶媒蒸気を除去する。蒸
気洗浄区画（充填層区画）を出るガス１７８は必要に応じて冷却（１７９）して 水を 凝縮させ、そしてこの凝縮物を気−液分離器１８１において凝縮しなかった
ガスと分離し、充填区画１７６に戻して循環させる。凝縮しなかったガス１８２
は炉及び廃棄熱ボイラー１８３に流す。
【手続補正６】
【補正対象書類名】明細書
【補正対象項目名】００５５
【補正方法】変更
【補正内容】
【００５５】 塔２２１を出る蒸気流れ２４１は、主に水及び反応しなかったＨ2 Ｓとからな
っており、元々のＨ2 Ｓ供給物２２６に存在していた他の成分を伴っている。蒸
気２４１は冷却し（２４２）、気−液分離器２４３において凝縮した水２４５を
非凝縮物２４４と分離する。非凝縮物２４４は炉２２８に送り、凝縮物２４５の
一部は反応塔２２１に冷却剤として戻す。追加の冷却剤は、図示していないが、
ＳＯ2 ストリッパー２４７を出るＳＯ2 に富む流れ２４６から凝縮させた水であ
る。
っており、元々のＨ2 Ｓ供給物２２６に存在していた他の成分を伴っている。蒸
気２４１は冷却し（２４２）、気−液分離器２４３において凝縮した水２４５を
非凝縮物２４４と分離する。非凝縮物２４４は炉２２８に送り、凝縮物２４５の
一部は反応塔２２１に冷却剤として戻す。追加の冷却剤は、図示していないが、
ＳＯ2 ストリッパー２４７を出るＳＯ2 に富む流れ２４６から凝縮させた水であ
る。
【手続補正７】
【補正対象書類名】明細書
【補正対象項目名】００５７
【補正方法】変更
【補正内容】
【００５７】 気液分離器２４３を出た非凝縮物２４４は、反応塔をバイパスで迂回させたＨ 2 Ｓに富むガス供給物の一部２２７と組み合わせて、この組み合わせた流れを炉
２２８に流し、この炉２２８において空気によって燃焼させる。炉において使用
する空気の量は好ましくは、Ｈ2 Ｓ、炭化水素、及び他の可燃物の完全な燃焼に
必要とされる化学量論量よりもわずかに多い量である。しかしながら、この過剰
な空気の量はＳＯ3 の生成を避けるのに十分に少ない量に維持する。典型的に炉
２２８は１０体積％以上の量でＳＯ2 を含有する排気ガスを発生させる。このガ
スは、廃棄熱ボイラー２５５において冷却してＳＯ2 吸収器２５４に供給する。
２２８に流し、この炉２２８において空気によって燃焼させる。炉において使用
する空気の量は好ましくは、Ｈ2 Ｓ、炭化水素、及び他の可燃物の完全な燃焼に
必要とされる化学量論量よりもわずかに多い量である。しかしながら、この過剰
な空気の量はＳＯ3 の生成を避けるのに十分に少ない量に維持する。典型的に炉
２２８は１０体積％以上の量でＳＯ2 を含有する排気ガスを発生させる。このガ
スは、廃棄熱ボイラー２５５において冷却してＳＯ2 吸収器２５４に供給する。
【手続補正８】
【補正対象書類名】明細書
【補正対象項目名】００５９
【補正方法】変更
【補正内容】
【００５９】 図６において示されているプロセスは、吸収器２５４及びストリッパー２４７
において１つの溶媒を使用し、且つ反応塔２２１において他の溶媒を使用するこ
とを可能にする更なる利点を提供する。従ってこれら２つの溶媒は独立に選択す
ることができ、個々の装置において特定の役割を行うのに最も好ましいものをそ
れぞれ選択することができる。
において１つの溶媒を使用し、且つ反応塔２２１において他の溶媒を使用するこ
とを可能にする更なる利点を提供する。従ってこれら２つの溶媒は独立に選択す
ることができ、個々の装置において特定の役割を行うのに最も好ましいものをそ
れぞれ選択することができる。
【手続補正９】
【補正対象書類名】図面
【補正対象項目名】図２
【補正方法】変更
【補正内容】
【図２】
【手続補正１０】
【補正対象書類名】図面
【補正対象項目名】図３
【補正方法】変更
【補正内容】
【図３】
【手続補正１１】
【補正対象書類名】図面
【補正対象項目名】図４
【補正方法】変更
【補正内容】
【図４】
【手続補正１２】
【補正対象書類名】図面
【補正対象項目名】図６
【補正方法】変更
【補正内容】
【図６】
───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (81)指定国 ＥＰ(ＡＴ，ＢＥ，ＣＨ，ＣＹ， ＤＥ，ＤＫ，ＥＳ，ＦＩ，ＦＲ，ＧＢ，ＧＲ，ＩＥ，Ｉ Ｔ，ＬＵ，ＭＣ，ＮＬ，ＰＴ，ＳＥ)，ＯＡ(ＢＦ，ＢＪ ，ＣＦ，ＣＧ，ＣＩ，ＣＭ，ＧＡ，ＧＮ，ＧＷ，ＭＬ， ＭＲ，ＮＥ，ＳＮ，ＴＤ，ＴＧ)，ＡＰ(ＧＨ，ＧＭ，Ｋ Ｅ，ＬＳ，ＭＷ，ＳＤ，ＳＺ，ＵＧ，ＺＷ)，ＥＡ(ＡＭ ，ＡＺ，ＢＹ，ＫＧ，ＫＺ，ＭＤ，ＲＵ，ＴＪ，ＴＭ) ，ＡＬ，ＡＭ，ＡＴ，ＡＵ，ＡＺ，ＢＡ，ＢＢ，ＢＧ， ＢＲ，ＢＹ，ＣＡ，ＣＨ，ＣＮ，ＣＵ，ＣＺ，ＤＥ，Ｄ Ｋ，ＥＥ，ＥＳ，ＦＩ，ＧＢ，ＧＥ，ＧＨ，ＧＭ，ＨＲ ，ＨＵ，ＩＤ，ＩＬ，ＩＳ，ＪＰ，ＫＥ，ＫＧ，ＫＰ， ＫＲ，ＫＺ，ＬＣ，ＬＫ，ＬＲ，ＬＳ，ＬＴ，ＬＵ，Ｌ Ｖ，ＭＤ，ＭＧ，ＭＫ，ＭＮ，ＭＷ，ＭＸ，ＮＯ，ＮＺ ，ＰＬ，ＰＴ，ＲＯ，ＲＵ，ＳＤ，ＳＥ，ＳＧ，ＳＩ， ＳＫ，ＳＬ，ＴＪ，ＴＭ，ＴＲ，ＴＴ，ＵＡ，ＵＧ，Ｕ Ｓ，ＵＺ，ＶＮ，ＹＵ，ＺＷ (71)出願人 1111 Ｆｒａｎｋｌｉｎ Ｓｔｒｅｅｔ, 12ｔｈ Ｆｌｏｏｒ，Ｏａｋｌａｎｄ，Ｃ ａｌｉｆｏｒｎｉａ 94607−5200，Ｕｎ ｉｔｅｄ Ｓｔａｔｅｓ ｏｆ Ａｍｅｒ ｉｃａ
Claims (18)
- 【請求項１】 Ｈ2 Ｓ含有流れを処理してこの流れ中のＨ2 Ｓを元素の硫黄
に転化させる方法であって、 （ａ）前記Ｈ2 Ｓ含有流れを連続流れ反応器に供給し、そしてこの反応器にお
いて下記の（ｉ）〜（ｉｉｉ）の条件で、前記Ｈ2 Ｓ含有流れをＳＯ2 含有流れ
及び有機液体溶媒に接触させて、実質的に全てのＳＯ2 を液体状の元素の硫黄に
転化させ、且つ前記液体状の元素の硫黄及び未反応のＨ2 Ｓを含有する反応器の
流出物を生成すること、 （ｉ）前記有機液体溶媒が、下記の液相反応（Ｉ）を促進する均一系触媒を
含有するようにし、 ２Ｈ2 Ｓ＋ＳＯ2 → ３Ｓ＋２Ｈ2 Ｏ （Ｉ） （ｉｉ）前記反応器内の温度を、前記溶媒の沸点以下であるが融点以上の温
度に維持し、そして （ｉｉｉ）前記Ｈ2 Ｓ含有流れ及び前記ＳＯ2 含有流れを、反応（Ｉ）に関
して、Ｈ2 ＳがＳＯ2 に対して過剰になるような相対的な供給量で供給すること
、 （ｂ）下記の反応（ＩＩ）によって、前記未反応のＨ2 ＳをＯ2 含有ガスによ
って燃焼させて、この未反応のＨ2 ＳをＳＯ2 に転化させ、且つＳＯ2 及びＨ2 Ｏを含有する燃焼ガスを生成すること、 ３Ｈ2 Ｓ＋３Ｏ2 → ２ＳＯ2 ＋２Ｈ2 Ｏ （ＩＩ） （ｃ）前記燃焼ガスをＳＯ2 吸収器に通して、この燃焼ガスから実質的に全て
のＳＯ2 を回収し、それによって最終的なガスが実質的にＨ2 Ｓ及びＳＯ2 を含
有していないようにし、且つそのように回収された前記ＳＯ2 の全てを、前記連
続流れ反応器への全ＳＯ2 供給物として再循環させること、 を含むＨ2 Ｓ含有流れのＨ2 Ｓを元素の硫黄に転化させる処理方法。 - 【請求項２】 （ａ）（ｉｉ）における前記温度を１１９℃〜１５５℃に維
持する請求項１に記載の方法。 - 【請求項３】 （ａ）（ｉｉ）における前記温度を１２５℃〜１４５℃に維
持する請求項１に記載の方法。 - 【請求項４】 前記Ｈ2 Ｓ含有流れがガス流れであり、前記ＳＯ2 含有流れ
が前記溶媒に溶解した液相ＳＯ2 であり、且つ前記触媒も前記溶媒に溶解してい
る請求項１に記載の方法。 - 【請求項５】 前記Ｈ2 Ｓ含有流れ及び前記ＳＯ2 含有流れの両方がガス流
れであり、これらの両方を前記反応器において、溶解した前記触媒を含有する前
記溶媒によって吸収させる請求項１に記載の方法。 - 【請求項６】 前記反応器が塔タイプの気−液接触器であり、この接触器に
おいて両方の前記ガス流れを、前記溶媒及び前記液体状の元素の硫黄に対して並
流で流す請求項５に記載の方法。 - 【請求項７】 前記反応器が塔タイプの気−液接触器であり、この接触器に
おいて両方の前記ガス流れを、前記溶媒及び前記液体状の元素の硫黄に対して向
流で流す請求項５に記載の方法。 - 【請求項８】 （ｄ）前記反応器の流出物を分離器に通して、液体硫黄相、
有機液相、及び気相を別々の流れに分離すること、 （ｅ）スチームストリッパーにおいて前記有機液相からＨ2 Ｓを抽出して、液
体のストリッパー缶出物流れが実質的にＨ2 Ｓを含有しない有機溶媒、水、及び
硫黄になるようにすること、 （ｆ）減圧晶析器において前記液体のストリッパー缶出物流れをフラッシュさ
せて、前記液体のストリッパー缶出物流れから前記水の実質的な量を蒸発させ且
つこの液体のストリッパー缶出物流れから硫黄を沈殿させ、それによって結晶化
硫黄のスラリーを作ること、 （ｇ）前記スラリー中において結晶化硫黄を沈降させて、濃縮スラリー及び純
化した溶媒を作ること、並びに （ｈ）前記純化した溶媒を前記ＳＯ2 吸収器に供給し、且つ前記濃縮スラリー
を工程（ｄ）の前記分離器に供給すること、 を含む請求項５に記載の方法。 - 【請求項９】 工程（ａ）の前記連続流れ反応器に通していない追加のＨ2 Ｓ含有ガス流れを、前記反応器の流出物からの前記未反応のＨ2 Ｓと組み合わせ
て工程（ｂ）に供給することを更に含み、ここで前記追加のＨ2 Ｓ含有ガス流れ
中のＨ2 Ｓがこの方法に供給する全Ｈ2 Ｓの約１０％〜約３０％の量であり、ま
たこの方法に供給する全Ｈ2 Ｓが、式（Ｉ）に関しては、前記連続流れ反応器に
供給する前記ＳＯ2 に対して約５０％過剰である請求項１に記載の方法。 - 【請求項１０】 工程（ａ）において作られた前記液体状の元素の硫黄を液
相のＳＯ2 と接触させて、この液体状の元素の硫黄から、溶解したＨ2 Ｓを除去
することを更に含む請求項１に記載の方法。 - 【請求項１１】 前記ＳＯ2 含有流れを、前記Ｈ2 Ｓ含有流れの導入箇所よ
りも下方の箇所で前記塔タイプの気−液接触器に導入し、これらの流れの両方を
、この気−液接触器内を下向きに流れる液体に対して向流で上向きに流して、液
体状の元素の硫黄から溶解したＨ2 Ｓを除去してから、この液体状の元素の硫黄
をこの接触器から引き出すことを更に含む請求項７に記載の方法。 - 【請求項１２】 前記溶媒を、エチレングリコール、ジエチレングリコール
、トリエチレングリコール、テトラエチレングリコール、プロピレングリコール
、ジプロピレングリコール、トリプロピレングリコール、及びテトラプロピレン
グリコールのエーテルからなる群より選択する請求項１に記載の方法。 - 【請求項１３】 前記溶媒を、エチレングリコール、ジエチレングリコール
、トリエチレングリコール、テトラエチレングリコール、プロピレングリコール
、ジプロピレングリコール、トリプロピレングリコール、及びテトラエチレング
リコールの、モノメチル、ジメチル、モノエチル、及びジエチルエーテルからな
る群より選択する請求項１に記載の方法。 - 【請求項１４】 前記溶媒を、ジエチレングリコール、トリエチレングリコ
ール、プロピレングリコール、ジプロピレングリコール、及びトリプロピレング
リコールの、モノメチル及びジメチルエーテルからなる群より選択する請求項１
に記載の方法。 - 【請求項１５】 前記均一系触媒を、環上の窒素に隣接する炭素原子を除く
１又は複数の部位が極性基で置換されていてもよいピリジン及びイソキノリンか
らなる群から選択し、ここで前記極性基を、ヒドロキシル基、ヒドロキシアルキ
ル基、アセトアミド基、アセトアミドアルキル基、アセチル基、アセチルアルキ
ル基、アセチルオキシ基、アセチルオキシアルキル基、アルコキシ基、アルコキ
シアルキル基、アミノ基、アルキルアミノ基、及びアミノアルキル基からなる群
より選択する請求項１に記載の方法。 - 【請求項１６】 前記均一系触媒を、環上の窒素に隣接する炭素原子以外の
部位が置換されているピリジン及びイソキノリンからなる群から選択し、ここで
前記置換が、ヒドロキシル基、ヒドロキシメチル基、アセトアミド基、アセトア
ミドメチル基、アセチル基、アセチルメチル基、アセチルオキシ基、及びアセチ
ルオキシメチル基からなる群より選択されるものによる請求項１に記載の方法。 - 【請求項１７】 前記均一系触媒が、環上の窒素に隣接する炭素原子以外の
部位が置換されているピリジンであり、この置換がヒドロキシメチル基、アセト
アミド基、アセトアミドメチル基、アセチル基、アセチルメチル基、アセチルオ
キシ基、及びアセチルオキシメチル基からなる群より選択されるものによる請求
項１に記載の方法。 - 【請求項１８】 前記均一系触媒が、３−（ヒドロキシメチル）ピリジンで
ある請求項１に記載の方法。
Applications Claiming Priority (3)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US08/926,652 | 1997-09-10 | ||
| US08/926,652 US5928620A (en) | 1997-09-10 | 1997-09-10 | Process employing single-stage reactor for recovering sulfur from H2 S- |
| PCT/US1998/018400 WO1999012849A1 (en) | 1997-09-10 | 1998-09-03 | High efficiency process for recovering sulfur from h2s-bearing gas |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JP2001515832A true JP2001515832A (ja) | 2001-09-25 |
| JP3448030B2 JP3448030B2 (ja) | 2003-09-16 |
Family
ID=25453511
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP2000510669A Expired - Fee Related JP3448030B2 (ja) | 1997-09-10 | 1998-09-03 | Ｈ２ｓ含有ガスから硫黄を回収する高効率の方法 |
Country Status (10)
| Country | Link |
|---|---|
| US (2) | US5928620A (ja) |
| EP (1) | EP1021372B1 (ja) |
| JP (1) | JP3448030B2 (ja) |
| AT (1) | ATE218507T1 (ja) |
| AU (1) | AU9302998A (ja) |
| CA (1) | CA2302673C (ja) |
| DE (1) | DE69805828T2 (ja) |
| EA (1) | EA002241B1 (ja) |
| ES (1) | ES2178258T3 (ja) |
| WO (1) | WO1999012849A1 (ja) |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JP2011502766A (ja) * | 2007-11-09 | 2011-01-27 | ゼネラル・エレクトリック・カンパニイ | 過渡プロセスガスを処理するためのシステム及び方法 |
Families Citing this family (21)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US5928620A (en) * | 1997-09-10 | 1999-07-27 | The Regents Of The University Of California | Process employing single-stage reactor for recovering sulfur from H2 S- |
| US6416729B1 (en) | 1999-02-17 | 2002-07-09 | Crystatech, Inc. | Process for removing hydrogen sulfide from gas streams which include or are supplemented with sulfur dioxide |
| US6645459B2 (en) * | 2001-10-30 | 2003-11-11 | The Regents Of The University Of California | Method of recovering sulfurous components in a sulfur-recovery process |
| US20030103884A1 (en) * | 2001-11-30 | 2003-06-05 | The Regents Of The University Of California | Low-emission method of recovering sulfur from sour industrial gases |
| GB0204224D0 (en) * | 2002-02-22 | 2002-04-10 | Boc Group Plc | Partial oxidation of hydrogen sulphide |
| US7662215B2 (en) * | 2004-07-12 | 2010-02-16 | Exxonmobil Upstream Research Company | Methods for removing sulfur-containing compounds |
| US7381393B2 (en) * | 2004-10-07 | 2008-06-03 | The Regents Of The University Of California | Process for sulfur removal suitable for treating high-pressure gas streams |
| EP1690827A1 (en) * | 2005-02-11 | 2006-08-16 | Nederlandse Organisatie voor toegepast-natuurwetenschappelijk Onderzoek TNO | Process and apparatus for the recovery of hydrogen sulphides |
| FR2882942B1 (fr) * | 2005-03-09 | 2007-06-15 | Inst Francais Du Petrole | Procede perfectionne de traitement d'un gaz contenant de l'hydrogene sulfure et du dioxyde de soufre |
| US7282193B2 (en) * | 2005-06-20 | 2007-10-16 | Black & Veatch Corporation | Method for energy recovery from hydrogen sulfide |
| US7831742B2 (en) * | 2007-08-10 | 2010-11-09 | Qimonda Ag | Method and device for enumeration |
| EP2362849A1 (en) * | 2008-11-28 | 2011-09-07 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Process for the selective oxidation of hydrogen sulphide |
| US7811544B1 (en) | 2009-08-26 | 2010-10-12 | Gas Technology Institute | Sulfur recovery process |
| WO2012029447A1 (ja) * | 2010-09-02 | 2012-03-08 | 三菱重工業株式会社 | リクレーミング装置およびリクレーミング方法 |
| US8241603B1 (en) | 2011-03-22 | 2012-08-14 | Gas Technology Institute | Process and system for removing sulfur from sulfur-containing gaseous streams |
| US9023310B1 (en) | 2014-04-25 | 2015-05-05 | Gas Technology Institute | Aqueous process for recovering sulfur from hydrogen sulfide-bearing gas |
| US10118843B2 (en) | 2015-08-18 | 2018-11-06 | United Arab Emirates University | Process for capture of carbon dioxide and desalination |
| US9724639B2 (en) | 2015-08-18 | 2017-08-08 | United Arab Emirates University | System for contacting gases and liquids |
| CA3029840C (en) | 2016-07-05 | 2023-09-26 | Ineos Americas, Llc | Method and apparatus for recovering absorbing agents in acid gas treatment |
| US11731080B2 (en) | 2018-12-21 | 2023-08-22 | King Fahd University Of Petroleum And Minerals | Method of sweetening hydrocarbon gas from hydrogen sulfide |
| CN113860308B (zh) * | 2021-09-15 | 2023-01-10 | 爱斯特（成都）生物制药股份有限公司 | 一种使用二氧化硫连续制备硫光气的方法 |
Family Cites Families (11)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPS5116186B2 (ja) * | 1972-12-15 | 1976-05-22 | ||
| US4124685A (en) * | 1976-06-08 | 1978-11-07 | Tarhan Mehmet O | Method for substantially complete removal of hydrogen sulfide from sulfur bearing industrial gases |
| FR2532292A2 (fr) * | 1982-08-25 | 1984-03-02 | Raffinage Cie Francaise | Procede d'elimination de l'hydrogene sulfure contenu dans un melange gazeux |
| CA1219731A (en) * | 1983-05-02 | 1987-03-31 | John Happel | Process for desulfurizing fuel gases |
| DE3333933A1 (de) * | 1983-09-20 | 1985-04-04 | Linde Ag, 6200 Wiesbaden | Verfahren zum reinigen eines gasstromes |
| WO1986002628A1 (en) * | 1984-11-04 | 1986-05-09 | The Regents Of The University Of California | Process for removal of hydrogen sulfide from gases |
| US4976935A (en) * | 1984-11-04 | 1990-12-11 | Regents Of The University Of California | Regeneration of solvent in H2 S removal from gases |
| US5098681A (en) * | 1990-08-16 | 1992-03-24 | The Dow Chemical Company | Process for absorption of sulfur compounds from fluids |
| US5389351A (en) * | 1992-11-04 | 1995-02-14 | Hasebe; Nobuyasu | Method for desulfurizing a gas |
| US5397556A (en) * | 1992-12-16 | 1995-03-14 | The Regents Of The Unviversity Of California | Process for recovery of sulfur from acid gases |
| US5928620A (en) * | 1997-09-10 | 1999-07-27 | The Regents Of The University Of California | Process employing single-stage reactor for recovering sulfur from H2 S- |
-
1997
- 1997-09-10 US US08/926,652 patent/US5928620A/en not_active Expired - Lifetime
-
1998
- 1998-09-03 EA EA200000301A patent/EA002241B1/ru not_active IP Right Cessation
- 1998-09-03 US US09/486,925 patent/US6495117B1/en not_active Expired - Lifetime
- 1998-09-03 WO PCT/US1998/018400 patent/WO1999012849A1/en active IP Right Grant
- 1998-09-03 CA CA002302673A patent/CA2302673C/en not_active Expired - Fee Related
- 1998-09-03 AU AU93029/98A patent/AU9302998A/en not_active Abandoned
- 1998-09-03 EP EP98945885A patent/EP1021372B1/en not_active Expired - Lifetime
- 1998-09-03 DE DE69805828T patent/DE69805828T2/de not_active Expired - Lifetime
- 1998-09-03 JP JP2000510669A patent/JP3448030B2/ja not_active Expired - Fee Related
- 1998-09-03 AT AT98945885T patent/ATE218507T1/de not_active IP Right Cessation
- 1998-09-03 ES ES98945885T patent/ES2178258T3/es not_active Expired - Lifetime
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JP2011502766A (ja) * | 2007-11-09 | 2011-01-27 | ゼネラル・エレクトリック・カンパニイ | 過渡プロセスガスを処理するためのシステム及び方法 |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| US6495117B1 (en) | 2002-12-17 |
| EA002241B1 (ru) | 2002-02-28 |
| DE69805828D1 (de) | 2002-07-11 |
| EP1021372B1 (en) | 2002-06-05 |
| AU9302998A (en) | 1999-03-29 |
| DE69805828T2 (de) | 2003-01-02 |
| ES2178258T3 (es) | 2002-12-16 |
| ATE218507T1 (de) | 2002-06-15 |
| US5928620A (en) | 1999-07-27 |
| JP3448030B2 (ja) | 2003-09-16 |
| CA2302673C (en) | 2009-05-12 |
| EA200000301A1 (ru) | 2000-12-25 |
| CA2302673A1 (en) | 1999-03-18 |
| EP1021372A1 (en) | 2000-07-26 |
| WO1999012849A1 (en) | 1999-03-18 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| JP3448030B2 (ja) | Ｈ２ｓ含有ガスから硫黄を回収する高効率の方法 | |
| US7381393B2 (en) | Process for sulfur removal suitable for treating high-pressure gas streams | |
| KR100464840B1 (ko) | 산소 함유 혼합물로부터 이산화탄소를 회수하는 방법 | |
| KR100810188B1 (ko) | 황화수소 함유 가스 스트림의 처리방법 | |
| EP1142628A2 (en) | Treatment of gas streams containing hydrogen sulphide | |
| US11453588B2 (en) | Thermal stage and reduction absorption sulfur recovery process | |
| GB2079307A (en) | Selective separation of hydrogen sulphide from gaseous mixtures | |
| US6309609B1 (en) | Apparatus for treating a gas containing hydrogen sulphide and sulphur dioxide, comprising a step for depleting the recycled solvent in sulphur | |
| WO1994013579A1 (en) | Process for recovery of sulfur from acid gases | |
| JP3300009B2 (ja) | ガスの処理方法 | |
| US4124685A (en) | Method for substantially complete removal of hydrogen sulfide from sulfur bearing industrial gases | |
| EA021848B1 (ru) | Способ селективного окисления сероводорода | |
| EP1456123B1 (en) | Method of recovering sulfurous components in a sulfur-recovery process | |
| KR20020049001A (ko) | 이산화황으로부터 삼산화황, 황산 및 발연 황산의 제조 방법 | |
| US5951961A (en) | Process for treating a gas containing hydrogen sulphide and sulphur dioxide, comprising a step for eliminating sulphur by cooling a gaseous effluent | |
| JP2005507844A5 (ja) | ||
| US20030103884A1 (en) | Low-emission method of recovering sulfur from sour industrial gases | |
| US4479929A (en) | Production of sulfur from a H2 S-bearing gas stream | |
| MXPA00002441A (en) | High efficiency process for recovering sulfur from h2 | |
| JPH09278421A (ja) | 天然ガスからの硫黄回収方法 | |
| KR20060122448A (ko) | 테레프탈산 제조공정시 유기물질의 환류 방법 | |
| Lacy Jr et al. | Production of sulfur from a H 2 S-bearing gas stream |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| A01 | Written decision to grant a patent or to grant a registration (utility model) |
Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A01 Effective date: 20030527 |
|
| R250 | Receipt of annual fees |
Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: R250 |
|
| FPAY | Renewal fee payment (event date is renewal date of database) |
Free format text: PAYMENT UNTIL: 20080704 Year of fee payment: 5 |
|
| FPAY | Renewal fee payment (event date is renewal date of database) |
Free format text: PAYMENT UNTIL: 20090704 Year of fee payment: 6 |
|
| FPAY | Renewal fee payment (event date is renewal date of database) |
Free format text: PAYMENT UNTIL: 20100704 Year of fee payment: 7 |
|
| FPAY | Renewal fee payment (event date is renewal date of database) |
Free format text: PAYMENT UNTIL: 20110704 Year of fee payment: 8 |
|
| FPAY | Renewal fee payment (event date is renewal date of database) |
Free format text: PAYMENT UNTIL: 20120704 Year of fee payment: 9 |
|
| FPAY | Renewal fee payment (event date is renewal date of database) |
Free format text: PAYMENT UNTIL: 20120704 Year of fee payment: 9 |
|
| FPAY | Renewal fee payment (event date is renewal date of database) |
Free format text: PAYMENT UNTIL: 20130704 Year of fee payment: 10 |
|
| R250 | Receipt of annual fees |
Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: R250 |
|
| R250 | Receipt of annual fees |
Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: R250 |
|
| R250 | Receipt of annual fees |
Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: R250 |
|
| LAPS | Cancellation because of no payment of annual fees |