JP2021503431A - 触媒クラウス反応器を用いない酸性ガス流からの硫黄回収プロセス - Google Patents

Abstract

酸性ガス流中の硫化水素から硫黄を回収する方法であって、燃焼炉内で硫化水素と酸素とを反応させるステップと、炉流出物から熱を移動させてボイラー流出物を生成するステップと、硫黄凝縮器内のボイラー流出物の温度を低下させるステップと、非凝縮ガス流から水蒸気を分離するステップと、第１の水素化反応器内で二酸化硫黄と水素ガスとを反応させて硫化水素を生成するステップと、反応炉内で硫化水素と酸素とを反応させて反応炉流出物を生成するステップと、反応炉流出物から熱を移動させて冷却された流出物を生成するステップと、硫黄冷却器内で冷却された流出物の温度を低下させてガス流を生成するステップと、ガス流から水蒸気を分離するステップと、第２の水素化反応器内で二酸化硫黄と水素ガスとを反応させて硫化水素を生成して処理されたテールガス流を生成するステップとを含む方法。

Description

硫黄回収方法を開示する。

硫黄回収とは、硫化水素（Ｈ_２Ｓ）の元素硫黄への変換のことである。硫化水素は、天然ガスの処理および高硫黄原油の精製の副産物である。硫黄回収の従来の方法はクラウスプロセスである。

従来のクラウスプロセスは、熱燃焼段階および触媒反応段階を含む。装置に関しては、熱燃焼段階が熱反応器および熱回収ユニットを含む。触媒反応段階は、２つまたは３つの触媒反応器と、関連する再加熱器および凝縮器とを含む。

熱燃焼段階では、硫化水素、二酸化硫黄、および酸素が反応して、熱反応器内で硫化水素を元素硫黄に変換する。熱燃焼段階に入る硫化水素の約６０〜７０％を元素硫黄に変換することができる。元素硫黄は凝縮によって分離され、残りのガスは触媒セクションに導入される。触媒セクションでは、追加の硫黄が熱反応器中よりも低い温度で触媒の存在下でのさらなる反応によって生成される。

従来のクラウスプロセスは、典型的には触媒コンバータの数に応じて硫化水素の９５〜９８％を回収する。２つのクラウスコンバータを有するクラウスプラントの硫黄回収効率は、９０％〜９７％である。３つの触媒コンバータを有するクラウスプロセスについての硫黄回収効率は、９５％〜９８％である。

しかし、厳しい排出規制のために、より高い硫黄除去および回収効率を達成する要求が高まっている。硫黄酸化物（ＳＯｘ）排出に関する最近の環境規制では、９８．５％〜９９．９％以上の範囲の硫黄回収効率が求められる。従来のクラウスプロセスでは、クラウスプロセスにおける反応の平衡性のために、この要件を満たすことができない。反応の平衡性は、従来のクラウスプロセスにおける変換を妨げる。従来のクラウスプロセスでより多くの硫黄回収を達成するためには、テールガス処理装置（ＴＧＴＵ）の追加が必要である。

テールガス処理ユニット（ＴＧＴＵ）の追加は硫黄回収率を９９．９％以上に増加させることができるが、複雑で高価な装置を必要とする。ＴＧＴＵは、クラウスユニットの端部に追加ユニットを伴うか、またはクラウスユニット自体に対する変更を伴う。クラウスユニットの端部の追加ＴＧＴＵは、クラウスプロセスが２つのクラウスコンバータを含むときに一般に使用される。テールガス処理技術にはいくつかの種類があるが、それらは次の４つの広いカテゴリーに分類することができる：露点下クラウスプロセス、Ｈ_２Ｓから硫黄への直接酸化、二酸化硫黄（ＳＯ_２）の還元およびＨ_２Ｓの回収、ならびにＨ_２ＳからＳＯ_２への燃焼およびＳＯ_２の回収。

露点下クラウスプロセスは、硫黄露点未満の温度（クラウス触媒反応の平衡性のため、より低い温度が望ましい）で行うクラウスコンバータに基づく方法である。露点下法は１つの触媒床において高い平衡変換率を提供するが、高温での硫黄蒸発による定期的な触媒再生の必要性により複雑である。再生に適応するために、このようなプロセスは、通常、反応および再生を定期的に行う、２つまたは３つ（またはそれ以上）の並列反応器中で行われる。冷床吸着（ＣＢＡ）は最も効率的な露点下プロセスであり、９９％の硫黄回収を達成することができる。

Ｈ_２Ｓから硫黄への直接酸化を含む方法は、選択的触媒を用いた酸素によるＨ_２Ｓからの元素硫黄への選択的酸化に基づく。直接酸化法の例には、スーパークラウス（ＳｕｐｅｒＣｌａｕｓ）プロセスが含まれる。

ＳＯ_２の還元およびＨ_２Ｓの回収に基づくＴＧＴＵ技術は、残留硫黄種のＨ_２Ｓへの接触水素化、アミン溶液によるＨ_２Ｓの吸収、次いでＨ_２Ｓのクラウス炉への再循環を含む。硫化水素プロセスのＳＯ_２還元および回収の一例は、ＳＣＯＴプロセスである。

ＳＯ_２へのＨ_２Ｓ燃焼およびＳＯ_２の回収に基づくＴＧＴＵ技術は、テールガス流中の残留Ｈ_２ＳのＳＯ_２への燃焼、溶媒によるＳＯ_２の吸収（湿式スクラビング）、およびＳＯ_２のクラウス炉への供給物への再循環を含む。煙道ガススクラビングとしても知られるＳＯ_２スクラビングはＴＧＴＵとして商業的に試験されていないが、この技術は石炭ベースの発電所の煙道ガススクラビングとして広く使用されている。

クラウスプロセスの複雑さと、環境規制を満たすための高コストのＴＧＴＵの必要性とを考慮すると、容易に実施し、既存のユニットに改造することができる、より単純でより安価な代替物が必要であり、それは産業に大いに貢献するであろう。

硫黄回収方法を開示する。

第１の態様では、酸性ガス供給物中の硫化水素から硫黄を回収する方法が提供される。この方法は、酸性ガス供給物を燃焼炉に導入するステップであって、前記酸性ガス供給物は硫化水素を含む、ステップと、空気供給物を燃焼炉に導入するステップであって、前記空気供給物は酸素を含む、ステップと、燃焼炉内で硫化水素と酸素を反応させて炉流出物流を生成するステップであって、前記炉流出物流が硫化水素、元素硫黄、二酸化硫黄、および水蒸気を含む、ステップと、炉流出物を廃熱ボイラに導入するステップと、炉流出物から水供給物に熱を伝達してボイラ流出物および水蒸気出口を生成するステップと、ボイラ流出物を硫黄凝縮器に導入するステップと、前記硫黄凝縮器内のボイラ流出物の温度を低下させて硫黄流および非凝縮ガスを生成するステップであって、前記硫黄流は元素硫黄を含み、前記非凝縮ガスは硫化水素、二酸化硫黄、および水蒸気を含む、ステップと、前記非凝縮ガスを第１の水吸着器に導入するステップであって、前記第１の水吸着器は第１の分子篩を含む、ステップと、非凝縮ガス流から水蒸気を分離して第１の回収水流および第１の脱水流を生成するステップであって、前記第１の回収水流は水を含み、前記第１の脱水流は硫化水素、二酸化硫黄、およびそれらの組合せを含む、ステップと、第１の水素化反応器に前記第１の脱水流を導入するステップと、前記第１の水素化反応器に水素供給物を導入するステップであって、前記水素供給物は水素ガスを含む、ステップと、前記第１の水素化反応器において二酸化硫黄と水素ガスとを反応させて硫化水素を生成して還元流を生成するステップであって、前記還元流は硫化水素を含む、ステップと、前記還元流を反応炉に導入するステップと、空気流を反応炉に導入するステップであって、前記空気流が酸素を含む、ステップと、新鮮な供給物を反応炉に導入するステップであって、前記新鮮な供給物は硫化水素を含む、ステップと、前記反応炉内で硫化水素および酸素を反応させて反応炉流出物を生成するステップであって、前記反応炉流出物は硫化水素、元素硫黄、二酸化硫黄、および水蒸気を含む、ステップと、前記反応炉流出物を熱回収ボイラに導入するステップと、前記反応炉流出物から水流に熱を伝達して、冷却された流出物および蒸気流を生成するステップと、前記冷却された流出物を硫黄冷却器に導入するステップと、前記硫黄冷却器内の前記冷却された流出物の温度を低下させて回収硫黄流およびガス流を生成するステップであって、前記回収硫黄流は元素硫黄を含み、前記ガス流は硫化水素、二酸化硫黄、および水蒸気を含む、ステップと、前記ガス流を第２の水吸着器に導入するステップであって、前記第２の水吸着器は第２の分子篩を含む、ステップと、前記ガス流から水蒸気を分離して第２の回収水流および第２の脱水流を生成しするステップであって、前記第２の回収水流流は水を含み、第２の脱水流は硫化水素および二酸化硫黄を含む、ステップと、第２の脱水流を第２の水素化反応器に導入するステップと、水素流を前記第２の水素化反応器に導入するステップであって、前記水素流は水素ガスを含む、ステップと、前記第２の水素化反応器で二酸化硫黄および水素ガスを反応させて硫化水素を生成して処理されたテールガス流を生成するステップであって、前記処理されたテールガス流は硫化水素を含む、ステップと、前記処理されたテールガス流を燃焼炉に再循環させるステップ、とを含む。

特定の態様では、全変換率が決定される。特定の態様では、全変換率は９９重量％を超える。特定の態様では、第１の分子篩はゼオライト−３Ａである。特定の態様では、第２の分子篩はゼオライト−３Ａである。特定の態様では、燃焼炉内の温度は華氏１８００度（°Ｆ）〜２５００°Ｆであり、さらに、反応炉内の温度は１８００°Ｆ〜２５００°Ｆである。

特定の態様では、硫黄凝縮器内の温度は１００°Ｆ〜２００°Ｆであり、硫黄冷却器内の温度は１００°Ｆ〜２００°Ｆである。特定の態様では、第１の水吸着器内の温度は７５℃〜１７０℃であり、第２の水吸着器内の温度は７５℃〜１７０℃である。特定の態様では、第１の脱水流が１ｐｐｍ未満の水の濃度を含み、第２の脱水流は１ｐｐｍ未満の水の濃度を含む。特定の態様では、第１の水素化反応器内の温度は２２０℃〜３１０℃であり、第２の水素化反応器内の温度は２２０℃〜３１０℃である。

第２の態様では、酸性ガス供給物中の硫化水素から硫黄を回収するシステムが提供される。システムは、硫化水素を元素硫黄に変換して炉流出物を生成するように構成された燃焼炉であって、前記炉流出物は元素硫黄、硫化水素、二酸化硫黄、および水蒸気を含む、燃焼炉と、前記燃焼炉に流体接続された廃熱ボイラであって、前記炉流出物から熱を除去してボイラ流出物を生成するように構成された、廃熱ボイラと、前記廃熱ボイラに流体接続された硫黄凝縮器であって、前記硫黄凝縮器はボイラ流出物中の元素硫黄を凝縮して硫黄流および非凝縮ガスを生成するように構成され、前記非凝縮ガスは元素硫黄の不在下にあり、前記非凝縮ガスは水蒸気を含む、硫黄凝縮器と、前記硫黄凝縮器に流体接続された第１の水吸着器であって、前記第１の水吸着器は非凝縮ガスから水を除去して第１の回収水流および第１の脱水流を生成するように構成され、前記第１の水吸着器は第１の分子篩を含み、前記第１の脱水流は水蒸気の不在下にあり、前記第１の脱水流は二酸化硫黄を含む、第１の水吸着器と、前記第１の水吸着器に流体接続された第１の水素化反応器であって、水素ガスの存在下で二酸化硫黄を硫化水素に変換するように構成された、第１の水素化反応器と、前記第１の水素化反応器に流体接続された反応炉であって、酸素および二酸化硫黄の存在下で硫化水素を元素硫黄に変換するように構成された、反応炉と、前記反応炉に流体接続された熱回収ボイラであって、反応炉流出物から熱を除去してボイラ流出物を生成するように構成された、熱回収ボイラと、前記熱回収ボイラに流体接続された硫黄冷却器であって、前記硫黄冷却器は反応炉流出物中の元素硫黄を凝縮して回収硫黄およびガス流を生成するように構成され、前記ガス流は元素硫黄の不在下にあり、前記ガス流は水蒸気を含む、硫黄冷却器と、前記硫黄凝縮器に流体接続された第２の水吸着器であって、前記第２の水吸着器は非凝縮ガスから水を除去して第２の回収水流および第２の脱水流を生成するように構成され、前記第２の水吸着器は第２の分子篩を含み、前記第２の脱水流は水蒸気の不在下にあり、前記第２の脱水流は二酸化硫黄を含む、第２の水吸着器と、第２の水吸着器に流体接続された第２の水素化反応器であって、前記第２の水素化反応器は水素ガスの存在下で二酸化硫黄を硫化水素に変換して、処理されたテールガス流を生成するように構成され、前記第２の水素化反応器は燃焼炉に流体接続され、前記処理されたテールガス流は燃焼炉に再循環される、第２の水素化反応器、を含む。

本発明の範囲のこれらおよび他の特徴、態様、および利点は、以下の説明、特許請求の範囲、および添付の図面に関してより良く理解されるのであろう。しかしながら、図面はいくつかの実施形態のみを示し、したがって、本発明の範囲を限定すると見なされるべきではないことに留意されたい。

硫黄回収システムの一実施形態のプロセスフロー図である。 ３つの触媒反応器を有する従来のクラウスプロセスのプロセスフロー図である。 ２つの触媒反応器およびＴＧＴＵを有する従来のクラウスプロセスのプロセスフロー図である。 硫黄回収システムの一実施形態のプロセスフロー図である。 実施例６における第２炉への空気流中の酸素含有量による硫黄回収効率の変化を示すグラフである。

範囲はいくつかの実施形態で説明されるが、当業者は本明細書で説明される装置および方法に対する多くの例、変形、および変更がその範囲および精神内にあることを認識するであろうことが理解される。したがって、記載された実施形態は、特許請求の範囲に、一般性を損なうことなく、かつ限定を課すことなく記載される。当業者は、実施形態の範囲が本明細書に記載される特定の特徴の全ての可能な組み合わせおよび使用を含むことを理解する。

硫化水素を含有する酸性ガス流から元素硫黄を回収するためのシステムおよび方法が記載される。ここで述べるシステムと方法には従来のクラウス触媒反応器が存在しないため、システムと方法は従来のクラウスプロセスの改良である。元素硫黄を回収するためのシステムおよび方法は、回収される元素硫黄の量を有利に増加させ、したがって、従来のクラウスプロセスと比較して、大気に排出される二酸化硫黄の量を減少させる。ここで述べる元素硫黄を回収するシステムと方法は有利に、環境硫黄規制を満たすプロセスの能力を高める。

酸性ガス流から元素硫黄を回収するためのシステムおよび方法には、水蒸気（Ｈ_２Ｏ）の除去、および硫黄含有化合物を元素硫黄に変換するためのクラウス触媒反応の不在が含まれる。

本明細書中で使用される場合、そして特に指定されない限り、用語「元素硫黄」とは、単純な重合のために、Ｓ_２、Ｓ_３、Ｓ_４、Ｓ_５、Ｓ_６、Ｓ_７、およびＳ_８として存在し得る硫黄蒸気をいう。華氏１８００度（°Ｆ）を超える温度では、硫黄蒸気はＳ_２の形態である。温度が低下することにつれて、硫黄蒸気は、以下の反応に従って、Ｓ_６およびＳ_８を含む他の硫黄形態にシフトする:

本明細書で使用される場合、「露点（ｄｅｗ ｐｏｉｎｔ）」は、蒸気が液体で飽和する温度を指す。それは、液体が凝縮するのと同じ速度で液体が蒸発する温度である。任意の化合物の露点は、蒸気中の化合物の割合を含む、蒸気の圧力および組成の関数である。成分の露点未満では、成分は気相から凝縮する。

本明細書で使用される場合、「湿潤ガス流（ｗｅｔ ｇａｓ ｓｔｒｅａｍ）」は、水蒸気を含有する流れを指す。

本明細書で使用される場合、「水蒸気の不在下（ｉｎ ｔｈｅ ａｂｓｅｎｃｅ ｏｆ ｗａｔｅｒ ｖａｐｏｒ）」または「全ての水蒸気の不在下（ｉｎ ｔｈｅ ａｂｓｅｎｃｅ ｏｆ ａｌｌ ｗａｔｅｒ ｖａｐｏｒ）」は、脱水ガス流が０．１ｐｐｍ未満を含有することを意味する。

本明細書で使用される場合、「空気（ａｉｒ）」は地球の大気を構成するガスを指し、窒素、酸素、アルゴン、二酸化炭素、およびそれらの組み合わせを含む。

図１を参照すると、硫黄回収システムのシステム及び方法が記載されている。酸性ガス供給物１０は、処理されたテールガス流９０と混合されて、混合酸性ガス供給物１３を生成することができる。酸性ガス供給物１０は、硫化水素を含有するガス流を生成する任意の供給源からのものであり得る。酸性ガス供給物１０には、硫化水素、二酸化炭素、他のガス、およびそれらの組み合わせが含まれ得る。他のガスとしては、一酸化炭素、水、窒素、水素、不純物、およびそれらの組み合わせが挙げられる。不純物には、炭化水素、アンモニア、およびそれらの組み合わせが含まれ得る。酸性ガス流の性質および組成は酸性ガス流の供給源であるプロセスに依存し、酸性ガス供給物の組成の分析が可能な任意の技術を使用して決定することができる。酸性ガス供給物１０は、８０モル％〜９０モル％、あるいは７０モル％〜８０モル％、あるいは６０モル％〜７０モル％、あるいは６０モル％未満、あるいは４０モル％未満の硫化水素濃度を含むことができる。少なくとも１つの実施形態において、酸性ガス供給物１０中の硫化水素の濃度は、６５モル％〜７５モル％である。混合酸性ガス供給物１３は燃焼炉１００に導入することができる。

空気供給物５は燃焼炉１００に導入することができる。空気供給物５は、燃焼炉での使用に適した酸素を含有する任意のガス流とすることができる。空気供給物５は、空気流、酸素富化空気流、純酸素流、またはそれらの組み合わせから選択することができる。燃焼炉１００は１８００°Ｆを超える温度でクラウス熱反応を支持することができる任意のタイプの反応ユニットとすることができ、燃焼炉１００では、硫化水素、酸素、および二酸化硫黄が反応して、以下の反応に従って元素硫黄を形成する:

ここで、Ｈ_２Ｓは硫化水素であり、Ｏ_２は酸素であり、Ｈ_２Ｏは水であり、ＳＯ_２は二酸化硫黄であり、Ｓ_２は元素硫黄であり、ΔＨはエンタルピーの変化であり、負の値は反応が発熱性であることを示し、正の値は反応が吸熱性であることを示す。

燃焼炉１００の温度は、１８００°Ｆ（摂氏９８２．２度（℃））から２５００°Ｆ（１３７１．１℃）であってもよく、交互に１８００°Ｆ（９８２．２℃）から２２００°Ｆ（１３７１．１℃）であってもよい。燃焼炉１００の圧力は大気圧とすることができる。１８００°Ｆより高い温度では、硫黄２（Ｓ_２）の吸熱形成が好ましい。より低い反応温度では、硫黄８（Ｓ_８）の形成が好ましい。反応（５）は平衡制約があり、わずかに吸熱性である。

硫化水素から硫黄への変換を最大にするために、燃焼炉１００内の硫化水素対二酸化硫黄の比を２対１に維持することができる。少なくとも１つの実施形態では、二酸化硫黄は、燃焼炉１００に外部から供給される二酸化硫黄流が存在しないように、燃焼炉１００内で生成される。空気供給物５の流量を制御することにより、燃焼炉１００内で燃焼される硫化水素の量を制御することができる。少なくとも１つの実施形態では、空気供給物５の流量が燃焼炉１００内の硫化水素の１／３が酸化されて二酸化硫黄になるように調節することができる（反応（４）参照）。少なくとも１つの実施形態において、反応（５）は、硫化水素の元素硫黄への６０％〜７０％の変換をもたらす。

副反応は、燃焼炉１００内で起こり得る。副反応は、全ての反応を含む、以下の反応のうちの１つ以上を含むことができる。

個々の副反応の発生および副反応のいずれか１つが完了に近づく程度は、酸性ガス供給物１０中の硫化水素濃度に依存する。少なくとも１つの実施形態では、炉流出物１５が二硫化炭素（ＣＳ_２）および硫化カルボニル（ＣＯＳ）を含み得るが、これは全硫黄回収の減少をもたらす。

炉流出物１５は燃焼炉１００を出る。炉流出物１５は、硫化水素、二酸化硫黄、元素硫黄、二酸化炭素、水、空気、および他のガスを含み得る。他のガスは、汚染物質を含み得る。汚染物質は、二硫化炭素および硫化カルボニルを含み得る。炉流出物１５の温度は１８００°Ｆから２２００°Ｆとすることができ、炉流出物１５は廃熱ボイラ１１０に導入することができる。

廃熱ボイラ１１０は流れから熱を除去し、水蒸気を生成することができる任意の熱交換器とすることができる。廃熱ボイラ１１０は、炉流出物１５から熱を除去して、ボイラ流出物２０を生成する。廃熱ボイラ１１０は炉流出物１５から熱を除去して水供給物１７を加熱し、水蒸気出口１９を生成することができる。水蒸気出口１９は、高圧水蒸気（４０ａｔｍ（４０５３ｋＰａ）を超える）または中圧ストリーム（約２０ａｔｍ（２０２６．５ｋＰａ））であり得る。少なくとも１つの実施形態では、水蒸気出口１９は高圧水蒸気である。水蒸気出口１９は、エネルギーを生成する目的で水蒸気発生器に動力を供給するために使用することができる。ボイラ流出物２０の温度は５５０°Ｆ（２８７．７℃）から６００°Ｆ（３１５．５°Ｆ）であり、ボイラ流出物２０はガス流である。ボイラ流出物２０は、炉流出物１５中に存在する成分と同じ成分を含むことができる。ボイラ流出物２０は、硫黄凝縮器１２０に導入することができる。

硫黄凝縮器１２０は、ガス流から熱を除去することができる任意の熱交換器とすることができる。硫黄凝縮器１２０は、ボイラ流出物２０から熱を除去して、ボイラ流出物２０に存在する蒸気相元素硫黄を硫黄流２５中の液体硫黄に凝縮する。硫黄凝縮器１２０の温度は１００℃〜２００℃、交互に１１０℃〜２００℃、交互に１２０℃〜２００℃、交互に１３０℃〜２００℃、交互に１４０℃〜２００℃である。硫黄流２５は、酸性ガス供給物１０中の硫黄を６０重量％〜７５重量％、交互に酸性ガス供給物１０中の硫黄を６５重量％〜７０重量％含むことができる。

廃熱ボイラ１１０および硫黄凝縮器１２０の温度は、反応（１）〜（３）の発熱性を考慮して設計することができる。流れの温度が低下するにつれて、硫黄種はＳ_２からＳ_８にシフトし、８００°Ｆ未満の温度では、Ｓ_２の全てが他の硫黄種に変換される。４００°Ｆ未満の温度では、Ｓ_８硫黄種が硫黄蒸気中に存在する硫黄種の８０％超を占める。

凝縮しないガスは、非凝縮ガス３０として硫黄凝縮器１２０を出る。非凝縮ガス３０は、硫化水素、二酸化硫黄、二酸化炭素、水、空気、及び他のガスを含むことができる。非凝縮ガス３０は、第１の水吸着器１３０に導入することができる。第１の水吸着器１３０は水吸着器である。水吸着器は、ガス流から水蒸気を除去して、脱水ガス流および回収水流を生成することができる。水吸着器は、湿潤ガス流から水蒸気を除去するように設計された任意の吸着−脱水カラムユニットであり得る。水吸着器はいつでも、１つの床が吸着サイクル上にあり、第２の床が再生サイクル上にある２床システムとすることができる。少なくとも１つの実施形態では、第１の水吸着器１３０が温度スイング吸着（ＴＳＡ）システムである。ＴＳＡシステムでは、再生サイクルが吸着床の温度と比較して再生床の温度の上昇によって駆動され、成分を脱着させる。圧力スイング吸着（ＰＳＡ）システムでは、再生サイクルが吸着床の圧力と比較して再生床の圧力の減少によって駆動され、成分を脱着させる。硫黄回収システムは、高価な圧縮装置なしではＰＳＡシステムを使用するのに十分な圧力で動作しない。第１の水吸着器１３０はＰＳＡシステムではない。ＰＳＡシステムの不在下で硫化水素を除去するためのシステムおよび方法。ＴＳＡシステムは、硫化水素を除去するためのシステムおよび方法において使用することができる。ＴＳＡシステムは、任意の市販のＴＳＡシステムとすることができる。

水吸着器は、湿潤ガス流から水蒸気を選択的に吸着し、他の成分を排除することができる任意の分子篩を含むことができる。分子篩は、流れ中の特定の成分を選択的に吸着する一方で、ガス相中の残りの成分を分子直径が大きいために排除することによって作用する。硫黄回収システムの水吸着器での使用に適した分子篩はオングストローム（Å）で測定される細孔サイズを有し、分子篩は、良好に規則化された細孔および空洞構造をもたらす結晶格子を有する。分子篩のケージの有効チャネル直径は特定の動力学的直径を有する分子がケージ内に拡散し、吸着され得るか否かを決定する。水に対する吸着親和性と、硫化水素を排除するのに十分小さいが、水を通過させるのに十分大きいチャネル直径とを有する任意の分子篩を、水吸着器に使用することができる。本発明で使用することができる分子篩の例には、ゼオライト−３Ａが含まれる。ゼオライト−３Ａは、カリウムゼオライト、約３Åの有効チャネル直径(細孔直径)、および４４ポンド/立方フィートの嵩密度を含む。水の動力学的直径は約２．６Åである。ゼオライト−３Ａは水蒸気とアンモニアを吸着する。硫化水素は約３．６０Åの動力学的直径を有し、ゼオライト−３Ａによって吸着されない。ゼオライト−３Ａを有する分子篩は、バインダを含むことができる。特定の実施形態では、分子篩が当該技術分野で知られているように、ミクロンサイズのゼオライト結晶を一緒に結合させてペレットを形成することによって製造される。バインダは、シリカまたは他の不活性材料を含むことができる。特定の理論に束縛されるものではないが、バインダは不活性であるので、分子篩の性能はバインダの量に比例して低下することが理解される。ペレットの設計は、ペレットの前述の強度なしにバインダの量を最小限にすることができることが理解される。例えば、バインダを有するゼオライト−３Ａペレットを有する分子篩の平衡吸着容量は約２０重量パーセント（ｗｔ％）であり、換言すれば、全重量の２０％が平衡状態の水である。ゼオライト−３Ａ中のバインダは、約９重量％であることができる。

所与の吸着剤についての吸着された水蒸気分子の量は、温度および圧力の関数である。吸着された水の量は圧力が増加することにつれて増加し、温度が増加することにつれて減少する。ゼオライト−３Ａを有する分子篩の１００℃での水蒸気に対する吸着容量は２００℃での水に対する吸着容量よりも大きい。第１の水吸着器１３０の温度は、７５℃〜１７０℃、交互に７５℃〜１６０℃、交互に７５℃〜１５０℃、交互に７５℃〜１４０℃である。少なくとも１つの実施形態では、第１の水吸着器の温度が７５℃〜１５０℃である。第１の脱水流３５中の水の濃度は１ｐｐｍ未満、交互に０．５ｐｐｍ未満、交互に０．１ｐｐｍ未満である。少なくとも１つの実施形態では、第１の脱水流３５中の水の濃度が０．１ｐｐｍ未満である。

第１の水吸着器１３０は、非凝縮ガス流３０から水蒸気を除去して、第１の回収水流３３及び第１の脱水流３５を生成することができる。第１の脱水流３５は、全ての又は実質的に全ての水蒸気の不在下にある。第１の脱水流３５は、硫化水素、二酸化硫黄、二酸化炭素、空気、及び他のガスを含むことができる。第１の脱水流３５は、第１の水素化反応器１４０に導入することができる。

第１の水素化反応器１４０は、水素の存在下で成分を還元することができる任意のタイプの水素化反応器とすることができる。第１の水素化反応器１４０は、水素化触媒を含むことができる。水素化触媒は、アルミナ上にコバルト及びモリブデン触媒を含むことができる。水素供給物４５は、第１の水素化反応器１４０に導入される。水素供給物４５は、水素ガスを含むことができる。第1の水素化反応器１４０の温度は２２０℃〜３１０℃であり、交互に２８０℃〜３００℃である。少なくとも１つの実施形態では、第１の水素化反応器１４０の温度は３００℃であり、第１の水素化反応器１４０の圧力は０．５気圧（ａｔｍ）（５０．６６２５キロパスカル（ｋＰａ）)〜１．５ａｔｍ（１５１．９８７５ｋＰａ）の間である。少なくとも１つの実施形態では、第１の水素化反応器１４０内の圧力が１ａｔｍ（１０１．３２５ｋＰａ）である。

第１の水素化反応器１４０における操作条件および触媒は、反応２６に従って、二酸化硫黄の硫化水素への選択的水素化を可能にすることができる:

硫黄含有化合物を変換するために、第１の水素化反応器１４０において他の反応が起こる:

第１の水素化反応器１４０は、第１の脱水流３５中の二酸化硫黄を硫化水素に還元することができる。第１の水素化反応器１４０は、還元流４０を生成することができる。還元流４０は、硫化水素、二酸化炭素、水、空気、及び他のガスを含むことができる。有利には、第１の水吸着器１３０で水を除去することにより、還元流４０中の水の量を減少させることができ、これにより、反応炉１５０に導入される水の量を最小限に抑え、熱力学的に平衡制御される反応（５）によって元素硫黄への変換を増加させる。有利には、第１の水吸着器１３０内の水を除去することにより、安定した火炎温度を維持しながら、第１の水素化反応器１４０の体積を減少させることができ、反応器炉１５０への空気流５５の体積流量を減少させることができる。

還元流４０は、空気流５５及び新鮮な供給物５３と共に反応炉１５０に導入することができる。空気流５５は、酸素を含有する任意の種類のガス流とすることができる。空気流５５は、空気流であってもよく、酸素富化空気流、純粋酸素流、またはそれらの組み合わせであってもよい。少なくとも１つの実施形態では、空気流５５は空気供給物５と同じ供給源からのものである。新鮮な供給物５３は、硫化水素を含有するガス流を生成する任意の供給源からのものであり得る。新鮮な供給物５３は、硫化水素、二酸化炭素、他のガス、およびそれらの組み合わせを含むことができる。他のガスとしては、一酸化炭素、水、窒素、水素、不純物、およびそれらの組み合わせが挙げられる。不純物には、炭化水素、アンモニア、およびそれらの組み合わせが含まれ得る。新鮮な供給物５３は、反応炉１５０の火炎温度を維持するために追加の硫化水素を供給することができる。新鮮な供給物５３の流量は、還元流４０中の硫化水素の濃度に基づくことができる。還元流４０中の硫化水素の濃度が反応炉１５０中の火炎温度を維持するのに十分でない場合には、新鮮な供給物５３の流量を増加させることができる。有利には、新鮮な供給物５３の追加が硫黄回収システムの処理能力を増加させることができる。少なくとも１つの実施形態では、新鮮な供給物５３は酸性ガス供給物１０と同じ供給源からのものである。反応炉１５０は、燃焼炉１００に関して説明したような反応ユニットとすることができる。反応（４）〜（２２）は、反応炉１５０内で行うことができる。反応炉１５０は、反応炉流出物５０を生成することができる。反応炉流出物５０は、硫化水素、二酸化硫黄、元素硫黄、二酸化炭素、水、空気、および他のガスを含むことができる。反応炉流出物５０は、熱回収ボイラ１６０に導入することができる。

熱回収ボイラ１６０は、廃熱ボイラ１１０に関して説明したような熱交換器とすることができる。熱回収ボイラ１６０は反応炉流出物５０から熱を回収して、水流６３を加熱し、蒸気流６５を生成することができる。熱回収ボイラ１６０は、反応炉流出物５０から熱を回収して、冷却された流出物６０を生成することができる。冷却された流出物６０は、硫黄冷却器１７０に導入することができる。

硫黄冷却器１７０は、硫黄凝縮器１２０に関して説明したような熱交換器とすることができる。硫黄冷却器１７０が冷却された流出物６０中の蒸気相元素硫黄を凝縮させて、回収された硫黄流７５を生成することができる。回収された硫黄流７５は、液体硫黄を含むことができる。凝縮しないガスは、ガス流７０として硫黄冷却器１７０を出る。ガス流７０は、第２の水吸着器１８０に導入することができる。

第２の水吸着器１８０は、第１の水吸着器１３０に関して説明したような水吸着器とすることができる。第２の水吸着器１８０は、第２の回収水流８５及び第２の脱水流８０を生成する。第２の脱水流８０は、第２の水素化反応器１９０に導入することができる。

第２の水素化反応器１９０は、第１の水素化反応器１４０に関して記載したような水素化反応器であり得る。水素流９５は、第２の水素化反応器１９０に導入することができる。第２の水素化反応器１９０は、第２の脱水流８０中の二酸化硫黄を硫化水素に還元することができる。硫化水素は、処理されたテールガス流９０として第２の水素化反応器１９０を出る。処理されたテールガス流９０は、燃焼炉１００に再循環させることができる。処理されたテールガス流９０を酸性ガス供給物１０と混合して、混合酸性ガス供給物１３を生成することができる。

反応炉流出物５０の運転条件および流れ成分は、炉流出物１５と同じであり得る。冷却された流出物６０の運転条件及び流れ成分は、ボイラ流出物２０と同じであり得る。ガス流７０の運転条件及び流れ成分は、非凝縮ガス３０と同じであり得る。第２の脱水流８０の運転条件および流れ成分は、第１の脱水流３５と同じであり得る。処理されたテールガス流９０の運転条件及び流れ成分は、還元流４０と同じであり得る。

全転化率は、回収された全元素硫黄および酸性ガス供給物および新鮮な供給物中の分子硫黄の量に基づいて計算することができる。硫黄回収システムにおける全転化率は、９９重量％〜９９．９重量％であり得る。有利には、燃焼炉１００への処理されたテールガス流９０の再循環が硫化水素の元素硫黄への変換を増加させることができる。

図４を参照して説明する別の実施形態では、硫黄回収システムは、第１の水素化反応器１４０を含まず、第２の水素化反応器１９０を含まない。第２の脱水流８０をＴＧＴＵ４００に導入する。ＴＧＴＵ４００は、第２の脱水流８０中の成分を処理して、硫化水素を含む流れを生成することができる。ＴＧＴＵ４００は硫黄含有成分を硫化水素に変換することができ、独立型水素化反応器に取って代わることができる。少なくとも１つの実施形態では、ＴＧＴＵ４００は、ＳＣＯＴプロセスなどの市販のプロセスである。硫化水素は、テールガス出口２９５においてＴＧＴＵ４００を出る。テールガス出口２９５は、酸性ガス供給物１０と混合されて、混合酸性ガス供給物１３を生成する。

ＴＧＴＵの追加は、二酸化炭素および窒素の蓄積を防止することができる。少なくとも１つの実施形態では、酸性ガス供給物１０は、硫化水素、二酸化炭素およびこれらの組み合わせを含むことができ、ＴＧＴＵ４００は硫黄回収システムに含まれる。

少なくとも１つの実施形態では、酸性ガス供給物１０は硫化水素を含み、二酸化炭素を含まず、硫黄回収システムはＴＧＴＵ４００の不在下にある。

ここで述べる硫化水素の除去のためのシステム及び方法には、ガス流からの水蒸気を凝縮するように設計された凝縮器が存在しない。有利には、吸着のための分子篩を使用することで、湿潤ガス流から水蒸気の全て又は実質的に全てを除去することができる。分子篩の使用は、有利には、動作温度および圧力の飽和点まで水を除去することに限定される凝縮器と比較して、ｐｐｍレベルまで水を除去する。凝縮器は、ガス流が熱力学的平衡のために水蒸気で飽和されたままであるので、水蒸気の全て又は実質的に全てを凝縮するために使用することができない。凝縮器では、任意の所与の温度に対して、液体水は蒸気と平衡になる（ガス相は飽和水蒸気になる）ので、凝縮器は硫黄回収システムの運転のために十分な水を除去することができない。分子篩では、吸着剤が水蒸気を吸着し続けることができ、したがって、吸着剤が飽和するまで水を除去することができる。

ここで述べる硫化水素の除去のためのシステムと方法には、クラウス触媒コンバータが存在しない。有利には、クラウス触媒コンバータが存在しないことにより、触媒汚損による触媒失活の問題を排除する。クラウス触媒コンバータが存在しないことにより、芳香族除去のための吸着ベッドの必要性を排除することができる。有利には、ここで述べる硫化水素の除去のためのシステムと方法がより多くの高圧蒸気を生成し、それは電気を生成するために使用できる。有利には、ここで述べる硫化水素の除去のためのシステムと方法は、吸着床を含めることなく、ベンゼン、トルエン、およびキシレンのような芳香族を除去することができる。

硫黄回収システムのプロセスは、実施例によって容易に理解することができる。以下の実施例は、本実施形態の方法をシミュレートするために、ＨＹＳＹＳプロセスシミュレータを使用してシミュレートされた。

比較例である実施例１は、図１を参照して図２に基づいて、従来のクラウスプロセスとしてシミュレートされた。触媒セクションでは、シミュレーションが３つの触媒反応器３１２、３２２、および３３２と、３つの凝縮器３１４、３２４、および３３４と、３つの再加熱器３１０、３２０、および３３０とを含んでいた。非凝縮ガス３０は、第１の再加熱器３１０に導入されて温度を上昇させ、第１の加熱ガス１２を生成する。第１の加熱ガス１２は、第１の触媒反応器３１２に導入される。第１の触媒流出物１４は、第１の凝縮器３１４に導入される。第１の凝縮器３１４は、第１の触媒流出物１４の温度を低下させて、第１の液体硫黄流１６および第１の凝縮器流出物１８を生成する。第２の再加熱器３２０は、第１の凝縮器流出物１８の温度を上昇させて、第２の加熱ガス２２を生成する。第２の加熱ガスは、第２の触媒反応器３２２に導入されて、第２の触媒流出物２４を生成する。第２の凝縮器３２４は、第２の触媒流出物２４の温度を低下させて、第２の液体硫黄流２６および第２の凝縮器流出物２８を生成する。第２の凝縮器流出物２８は、第３の再加熱器３３０に導入される。第３の再熱器３３０は、第２の凝縮器流出物２８の温度を上昇させて、第３の加熱ガス３２を生成する。第３の加熱ガス３２は、第３の触媒反応器３３２に導入される。第３の凝縮器３３４は、第３の触媒流出物３４の温度を低下させて、第３の液体硫黄流３６および第３の凝縮器流出物３８を生成する。流れの組成および特性を表１に示す。

比較例である実施例２は、図１および図２を参照して図３に基づいて、ＴＧＴＵを用いた従来のクラウスプロセスとしてシミュレートされた。触媒セクションでは、シミュレーションが２つの触媒反応器３１２および３２２と、２つの凝縮器３１４および３２４と、２つの再加熱器３１０および３２０と、ＴＧＴＵ４００とを含んでいた。第２の凝縮器流出物２８は、ＴＧＴＵ４００に導入される。ＴＧＴＵ４００は、市販のＳＣＯＴ技術としてシミュレートされた。ＴＧＴＵ４００は、テールガス流４２を生成する。流れの組成および特性を表２に示す。

実施例３は、硫黄回収システムにおいて硫黄を回収するためのシステムおよび方法に基づく例である。実施例３は、図１のプロセスフロー図に基づいてシミュレートされた。実施例３では、酸性ガス供給物１０は純粋な硫化水素の流れである。空気供給物５および空気流５５は純酸素としてシミュレートされた。流れの組成および特性を表３に示す。

実施例４は、硫黄回収システムにおいて硫黄を回収するためのシステムおよび方法に基づく実施例である。実施例４は、図４のプロセスフロー図に基づいてシミュレートされた。第１の脱水流３５は、新鮮な供給物５３と混合されて、混合炉供給物２３５を生成する。混合炉供給物２３５を反応炉１５０に導入する。第２の脱水流８０をＴＧＴＵ４００に導入する。テールガス出口２９５は、酸性ガス供給物１０と混合されて、混合酸性ガス供給物１３を生成する。空気流５５は、２１％の酸素濃度を有する空気である。流れの組成および特性を表４に示す。

実施例５は、硫黄回収システムにおいて硫黄を回収するためのシステムおよび方法に基づく例である。実施例５は、図４のプロセスフロー図に基づいてシミュレートされた。実施例４と実施例５との違いは、空気流５５の組成である。この実施例５では、空気流５５が３８％の酸素を含む乾燥空気流であった。

表６は、実施例１〜５にわたる結果を示す。

表６の結果は、硫黄回収システムにおける全変換率が９９．５％に達し得ることを示す。

実施例６は、硫黄回収システムにおいて硫黄を回収するためのシステムおよび方法に基づく実施例である。実施例６は、図４のプロセスフロー図および実施例５に基づいてシミュレートされた。実施例６は、空気流５５中の酸素の量を変化させることによる硫黄回収効率を試験した。実施例５からの全ての他の入力を維持した。表７は、実施例６からのデータを提示する。表７に示すように、実施例５のシミュレーションは、９９．６２パーセントの硫黄回収率を有していた。

図５は、表７の結果のグラフを提示する。

実施形態を詳細に説明してきたが、本発明の原理および範囲から逸脱することなく、様々な変更、置換、および改変を行うことができることを理解されたい。したがって、範囲は、以下の特許請求の範囲およびそれらの適切な法的均等物によって決定されるべきである。

単数形「ａ」、「ａｎ」、および「ｔｈｅ」は文脈から明らかに別段の指示がない限り、複数の指示対象を含む。

「任意の（ｏｐｔｉｏｎａｌ）」または「任意選択的に（ｏｐｔｉｏｎａｌｌｙ）」とは、次に説明される事象または状況が発生し得るか、または発生し得ないことを意味する。説明には、事象または状況が発生する場合と、それが発生しない場合とを含む。

範囲は、全体を通して、約１つの特定の値から約別の特定の値として表現され得る。そのような範囲が表現される場合、別の実施形態は１つの特定の値から他の特定の値までであり、前記範囲内の全ての組み合わせを伴うことが理解されるべきである。

全体を通して、および添付の特許請求の範囲で使用されるように、単語「備える（ｃｏｍｐｒｉｓｅ）」、「有する（ｈａｓ）」、および「含む（ｉｎｃｌｕｄｅ）」、ならびにそれらのすべての文法的変形はそれぞれ、追加の要素またはステップを排除しない、オープンで非限定的な意味を有することが意図される。

全体を通して使用されるように、「第１の（ｆｉｒｓｔ）」および「第２の（ｓｅｃｏｎｄ）」などの用語は流路内のユニットの位置に基づいて割り当てられ、単に、システム内の同じユニットのうちの２つ以上を区別することが意図される。単語「第１（ｆｉｒｓｔ）」および「第２（ｓｅｃｏｎｄ）」は、他の目的を果たさず、構成要素の名称または種類の一部ではないことを理解されたい。さらに、用語「第１の（ｆｉｒｓｔ）」および「第２の（ｓｅｃｏｎｄ）」の単なる使用は「第３の（ｔｈｉｒｄ）」成分が存在することを必要としないが、範囲内でその可能性が考えられることを理解されたい。

Claims (18)

1. 酸性ガス供給物中の硫化水素から硫黄を回収する方法であって、
   酸性ガス供給物を燃焼炉に導入するステップであって、前記酸性ガス供給物は硫化水素を含む、ステップと；
   空気供給物を燃焼炉に導入するステップであって、前記空気供給物は酸素を含む、ステップと；
   燃焼炉内で硫化水素と酸素とを反応させて炉流出物流を生成するステップであって、前記炉流出物流は、硫化水素、元素硫黄、二酸化硫黄、および水蒸気を含む、ステップと、
   炉流出物を廃熱ボイラに導入するステップと；
   炉流出物から水供給物に熱を伝達してボイラ流出物および水蒸気出口を生成するステップと；
   ボイラ流出物を硫黄凝縮器に導入するステップと；
   前記硫黄凝縮器内のボイラ流出物の温度を低下させて硫黄流および非凝縮ガスを生成するステップであって、前記硫黄流は元素硫黄を含み、前記非凝縮ガスは硫化水素、二酸化硫黄、および水蒸気を含む、ステップと；
   前記非凝縮ガスを第１の水吸着器に導入するステップであって、前記第１の水吸着器は第１の分子篩を含む、ステップと；
   前記第１の水吸着器内の非凝縮ガス流から水蒸気を分離して第１の回収水流および第１の脱水流を生成するステップであって、前記第１の回収水流は水を含み、前記第１の脱水流は硫化水素、二酸化硫黄、およびそれらの組合せを含む、ステップと；
   前記第１の脱水流を第１の水素化反応器に導入するステップと；
   水素供給物を前記第１の水素化反応器に導入するステップであって、前記水素供給物は水素ガスを含む、ステップと；
   前記第１の水素化反応器において二酸化硫黄と水素ガスとを反応させて硫化水素を生成して還元流を生成するステップであって、前記還元流は硫化水素を含む、ステップと；
   前記還元流を反応炉に導入するステップと；
   反応炉に空気流を導入するステップであって、前記空気流が酸素を含む、ステップと；
   新鮮な供給物を反応炉に導入するステップであって、前記新鮮な供給物は硫化水素を含む、ステップと；
   前記反応炉内で硫化水素と酸素とを反応させて反応炉流出物を生成するステップであって、前記反応炉流出物は硫化水素、元素硫黄、二酸化硫黄、および水蒸気を含む、ステップと；
   反応炉流出物を熱回収ボイラに導入するステップと；
   前記反応炉流出物から水流に熱を伝達して、冷却された流出物および蒸気流を生成するステップと；
   前記冷却された流出物を硫黄冷却器に導入するステップと；
   前記硫黄冷却器内の前記冷却された流出物の温度を低下させて回収硫黄流およびガス流を生成するステップであって、前記回収硫黄流は元素硫黄を含み、前記ガス流は硫化水素、二酸化硫黄、および水蒸気を含む、ステップと；
   前記ガス流を第２の水吸着器に導入するステップであって、前記第２の水吸着器は第２の分子篩を含む、ステップと；
   前記第２の水吸着器内のガス流から水蒸気を分離して、第２の回収水流と第２の脱水流とを生成するステップであって、前記第２の回収水流は水を含み、前記第２の脱水流は硫化水素と二酸化硫黄とを含む、ステップと；
   前記第２の脱水流を第２の水素化反応器に導入するステップと；
   水素流を前記第２の水素化反応器に導入するステップであって、前記水素流は水素ガスを含む、ステップと；
   前記第２の水素化反応器中において二酸化硫黄と水素ガスとを反応させて硫化水素を生成して処理されたテールガス流を生成するステップであって、前記処理されたテールガス流は硫化水素を含む、ステップと；
   前記処理されたテールガス流を燃焼炉に再循環させるステップと
   を含む、方法。
2. 全変換率が決定される、請求項１に記載の方法。
3. 全変換率が９９重量％を超える、請求項２に記載の方法。
4. 第１の分子篩がゼオライト−３Ａを含み、さらに第２の分子篩がゼオライト−３Ａを含む、請求項１〜３のいずれか一項に記載の方法。
5. 燃焼炉内の温度が１８００°Ｆ〜２５００°Ｆであり、さらに反応炉内の温度が１８００°Ｆ〜２５００°Ｆである、請求項１〜４のいずれか一項に記載の方法。
6. 硫黄凝縮器内の温度が１００°Ｆ〜２００°Ｆの間であり、さらに硫黄冷却器内の温度が１００°Ｆ〜２００°Ｆの間である、請求項１〜５のいずれか一項に記載の方法。
7. 第１の水吸着器の温度が７５℃〜１７０℃であり、さらに第２の水吸着器の温度が７５℃〜１７０℃である、請求項１〜６のいずれか一項に記載の方法。
8. 前記第１の脱水流が１ｐｐｍ未満の水の濃度を含み、さらに、前記第２の脱水流が１ｐｐｍ未満の水の濃度を含む、請求項１〜７のいずれか一項に記載の方法。
9. 前記第１の水素化反応器内の温度が２２０℃〜３１０℃であり、前記第２の水素化反応器内の温度が２２０℃〜３１０℃である、請求項１〜８のいずれか一項に記載の方法。
10. 酸性ガス流中の硫化水素から硫黄を回収するシステムであって、
    燃焼炉であって、前記燃焼炉は前記硫化水素を元素硫黄に変換して炉流出物を生成するように構成され、前記炉流出物は元素硫黄、硫化水素、二酸化硫黄、および水蒸気を含む、燃焼炉と；
    前記燃焼炉に流体接続された廃熱ボイラであって、前記炉流出物から熱を除去してボイラ流出物を生成するように構成された、廃熱ボイラと；
    前記廃熱ボイラに流体接続された硫黄凝縮器であって、ボイラ流出物中の元素硫黄を凝縮して硫黄流および非凝縮ガスを生成するように構成された硫黄凝縮器であって、前記非凝縮ガスが元素硫黄の不在下にあり、前記非凝縮ガスが水蒸気を含む、硫黄凝縮器と；
    前記硫黄凝縮器に流体接続された第１の水吸着器であって、前記第１の水吸着器は非凝縮ガスから水を除去して、第１の回収水流および第１の脱水流を生成するように構成され、前記第１の水吸着器は第１の分子篩を含み、前記第１の脱水流は水蒸気の不在下にあり、前記第１の脱水流は二酸化硫黄を含む、第１の水吸着器と；
    前記第１の水吸着器に流体接続された第１の水素化反応器であって、水素ガスの存在下で二酸化硫黄を硫化水素に変換するように構成された、第１の水素化反応器と；
    前記第１の水素化反応器に流体接続された反応炉であって、酸素および二酸化硫黄の存在下で硫化水素を元素硫黄に変換するように構成された、反応炉と；
    前記反応炉に流体接続された熱回収ボイラであって、反応炉流出物から熱を除去してボイラ流出物を生成するように構成された、熱回収ボイラと；
    前記熱回収ボイラに流体接続された硫黄冷却器であって、前記硫黄冷却器は反応炉流出物中の元素硫黄を凝縮して回収硫黄流およびガス流を生成するように構成され、前記ガス流は元素硫黄の不在下にあり、前記ガス流は水蒸気を含む、硫黄冷却器と；
    前記硫黄凝縮器に流体接続された第２の水吸着器であって、前記第２の水吸着器は非凝縮ガスから水を除去して第２の回収水流および第２の脱水流を生成するように構成され、前記第２の水吸着器は第２の分子篩を含み、前記第２の脱水流は水蒸気の不在下にあり、前記第２の脱水流は二酸化硫黄を含む、第２の水吸着器と；
    前記第２の水吸着器に流体接続された第２の水素化反応器であって、前記第２の水素化反応器は水素ガスの存在下で二酸化硫黄を硫化水素に変換して、処理されたテールガス流を生成するように構成され、前記第２の水素化反応器は燃焼炉に流体接続され、前記処理されたテールガス流は燃焼炉に再循環される、第２の水素化反応器；
    を含む、システム。
11. 全変換率が決定される、請求項１０に記載のシステム。
12. 全変換率が９９重量％を超える、請求項１１に記載のシステム。
13. 前記第１の分子篩がゼオライト−３Ａを含み、さらに前記第２の分子篩がゼオライト−３Ａである、請求項１０〜１２のいずれか一項に記載のシステム。
14. 燃焼炉内の温度が１８００°Ｆ〜２５００°Ｆであり、さらに反応炉内の温度が１８００°Ｆ〜２５００°Ｆである、請求項１０〜１３のいずれか一項に記載のシステム。
15. 硫黄凝縮器内の温度が１００°Ｆ〜２００°Ｆであり、さらに硫黄冷却器内の温度が１００°Ｆ〜２００°Ｆである、請求項１０〜１４のいずれか一項に記載のシステム。
16. 第１の水吸着器の温度が７５℃〜１７０℃であり、さらに第２の水吸着器の温度が７５℃〜１７０℃である、請求項１０〜１５のいずれか一項に記載のシステム。
17. 前記第１の脱水流が１ｐｐｍ未満の水の濃度を含み、さらに前記第２の脱水流が１ｐｐｍ未満の水の濃度を含む、請求項１０〜１６のいずれか一項に記載の方法。
18. 前記第１の水素化反応器内の温度が２２０℃〜３１０℃であり、前記第２の水素化反応器内の温度が２２０℃〜３１０℃である、請求項１０〜１７のいずれか一項に記載の方法。
    
    

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