JPH04295004A - ガスの処理 - Google Patents
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Classifications
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- F25J3/04284—Generation of cold for compensating heat leaks or liquid production, e.g. by Joule-Thompson expansion using internal refrigeration by open-loop gas work expansion, e.g. of intermediate or oxygen enriched (waste-)streams
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- 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
- B01D53/46—Removing components of defined structure
- B01D53/48—Sulfur compounds
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Abstract
(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるた
め要約のデータは記録されません。
め要約のデータは記録されません。
Description
【0001】本発明はガスの処理に関する。とくに、本
発明は硫化水素を含むガス流の処理に関する。
発明は硫化水素を含むガス流の処理に関する。
【0002】硫化水素を含むガス流は典型的には多くの
工業プロセスから廃棄物または副生物として生成する。 例えば、二酸化炭素および硫化水素を含む酸性ガス流は
、典型的には原油から硫黄を除去する石油精製工程中に
生成する。硫化水素含有流を大気中に排出する前に、硫
黄含有ガス中の該成分の含有率を低減させるかまたは完
全に除去するように該硫化水素含有流を処理することが
必要である。硫化水素を含むガス流を処理する周知で、
広く行われている1つの方法はクラウス法である。 この方法は次式に従って、硫黄蒸気および水蒸気を生成
させる硫化水素と二酸化硫黄との反応に基づくものであ
る。
工業プロセスから廃棄物または副生物として生成する。 例えば、二酸化炭素および硫化水素を含む酸性ガス流は
、典型的には原油から硫黄を除去する石油精製工程中に
生成する。硫化水素含有流を大気中に排出する前に、硫
黄含有ガス中の該成分の含有率を低減させるかまたは完
全に除去するように該硫化水素含有流を処理することが
必要である。硫化水素を含むガス流を処理する周知で、
広く行われている1つの方法はクラウス法である。 この方法は次式に従って、硫黄蒸気および水蒸気を生成
させる硫化水素と二酸化硫黄との反応に基づくものであ
る。
【0003】SO2+2H2S=2H2O+3S温度に
よって、S2、S6およびS8のような多数の異なる分
子種の硫黄が気相に存在する。
よって、S2、S6およびS8のような多数の異なる分
子種の硫黄が気相に存在する。
【0004】クラウス法の第1段階は、入来流中の硫化
水素の約3分の1を燃焼させて、次式に従って、二酸化
硫黄と水蒸気とを生成させることである。
水素の約3分の1を燃焼させて、次式に従って、二酸化
硫黄と水蒸気とを生成させることである。
【0005】2H2S+3O2=2H2O+2SO2こ
の燃焼反応は適当な炉内で行われ、燃焼のための酸素源
として通常空気が用いられる。炉は、二酸化硫黄と硫化
水素との反応が、燃焼帯域で始まり、さらに燃焼帯域の
下流まで続くことができるように設計される。硫化水素
の燃焼によってもたらされる温度では、二酸化硫黄との
反応によって、残存硫化水素の約75%以上を硫黄に転
化させることは不可能であって、典型的には、硫化水素
の50ないし70%が前記のように転化する。しかし、
触媒の存在下では、200ないし350℃程度の反応温
度で、残存硫化水素と二酸化硫黄とを反応させることに
よって、さらに高い転化率を得ることができる。 (該「接触」温度においては、温度が低いほど、得られ
る転化率は高くなる。)従って、ガスが炉の所謂加熱領
域を出た後で、炉内で生成する硫黄が凝縮する温度にガ
スを冷却する。このようにして硫黄が回収される。さら
に硫黄を取り出すためには、ガス流をさらに複数の(硫
化水素と二酸化硫黄との)接触反応の工程にかけて、残
存硫黄を各工程の下流で分離させ、次の接触工程の前に
ガス混合物を再加熱する。2つか3つの接触工程を実施
することによって、実質的にすべての硫化水素がガス流
から除かれる。痕跡量の硫化水素を除去するために、ガ
ス流を、比較的希薄な硫化水素流を処理するのに適する
公知のような所謂排ガス浄化プロセスに通すかまたは焼
却する。
の燃焼反応は適当な炉内で行われ、燃焼のための酸素源
として通常空気が用いられる。炉は、二酸化硫黄と硫化
水素との反応が、燃焼帯域で始まり、さらに燃焼帯域の
下流まで続くことができるように設計される。硫化水素
の燃焼によってもたらされる温度では、二酸化硫黄との
反応によって、残存硫化水素の約75%以上を硫黄に転
化させることは不可能であって、典型的には、硫化水素
の50ないし70%が前記のように転化する。しかし、
触媒の存在下では、200ないし350℃程度の反応温
度で、残存硫化水素と二酸化硫黄とを反応させることに
よって、さらに高い転化率を得ることができる。 (該「接触」温度においては、温度が低いほど、得られ
る転化率は高くなる。)従って、ガスが炉の所謂加熱領
域を出た後で、炉内で生成する硫黄が凝縮する温度にガ
スを冷却する。このようにして硫黄が回収される。さら
に硫黄を取り出すためには、ガス流をさらに複数の(硫
化水素と二酸化硫黄との)接触反応の工程にかけて、残
存硫黄を各工程の下流で分離させ、次の接触工程の前に
ガス混合物を再加熱する。2つか3つの接触工程を実施
することによって、実質的にすべての硫化水素がガス流
から除かれる。痕跡量の硫化水素を除去するために、ガ
ス流を、比較的希薄な硫化水素流を処理するのに適する
公知のような所謂排ガス浄化プロセスに通すかまたは焼
却する。
【0006】クラウスプラントの能力を高めるために、
酸素富有空気を使用して、炉内の硫化水素の燃焼を持続
させることが提案されている。この方法はプラント内を
流れるガス流中の窒素の比率を低下させることができ、
余分の硫化水素がそれに取って代わる。しかし、実際に
は、窒素の減量が、炉に付属する廃熱ボイラーまたは耐
火物内張り炉が耐えうる以上に高い炉からの放出温度を
もたらす傾向があるので、多くのプラントでこの方法に
よって得ることができる改善の大きさには限度がある。 実際に、ガス流を(硫化水素で)濃縮すればするほど、
単に空気中の酸素の濃厚化によって著しく改善される可
能性は少なくなる。
酸素富有空気を使用して、炉内の硫化水素の燃焼を持続
させることが提案されている。この方法はプラント内を
流れるガス流中の窒素の比率を低下させることができ、
余分の硫化水素がそれに取って代わる。しかし、実際に
は、窒素の減量が、炉に付属する廃熱ボイラーまたは耐
火物内張り炉が耐えうる以上に高い炉からの放出温度を
もたらす傾向があるので、多くのプラントでこの方法に
よって得ることができる改善の大きさには限度がある。 実際に、ガス流を(硫化水素で)濃縮すればするほど、
単に空気中の酸素の濃厚化によって著しく改善される可
能性は少なくなる。
【0007】従って、クラウス法において酸素の用い方
を改良するための技術的提案が数多くなされている。こ
れらの提案は2つの種類に分けることができる。第1の
種類では、窒素よりも高いモル比熱と有する流体、好ま
しくは液体を、炉内に生じる温度を緩和させるように炉
内に導入する。流体が水である該提案の一例はGB21
73 780Aに開示されている。第2の種類は2つ
以上の別個の炉における非接触反応の伝導に関する。従
って、硫化水素と酸素との燃焼反応熱は2つ以上の別個
の炉まで拡がり、その結果各炉で個々に発生する熱は小
さいものとなり、少なくとも二三の側では、各炉での燃
焼を持続させるために、空気または酸素富有空気よりも
むしろ実質的に純粋な酸素の使用が可能となる。
を改良するための技術的提案が数多くなされている。こ
れらの提案は2つの種類に分けることができる。第1の
種類では、窒素よりも高いモル比熱と有する流体、好ま
しくは液体を、炉内に生じる温度を緩和させるように炉
内に導入する。流体が水である該提案の一例はGB21
73 780Aに開示されている。第2の種類は2つ
以上の別個の炉における非接触反応の伝導に関する。従
って、硫化水素と酸素との燃焼反応熱は2つ以上の別個
の炉まで拡がり、その結果各炉で個々に発生する熱は小
さいものとなり、少なくとも二三の側では、各炉での燃
焼を持続させるために、空気または酸素富有空気よりも
むしろ実質的に純粋な酸素の使用が可能となる。
【0008】典型的なクラウスプラントの大きさは、酸
素を用いて該法を行わせるようなものであるので、遠隔
の酸素製造場所からプラントの場所まで酸素を運ぶより
も現場に酸素発生装置を有する方が好ましいことが多い
。たとえば、1日に400トンの硫黄を製造するプラン
トは典型的に1日当たり180トン程度の酸素を必要と
するかもしれない。酸素は典型的には低温で空気を分溜
することによって該量が製造される。この方法は必然的
に窒素副生物を生成する。時には、クラウムプラントの
場所で窒素副生物の用途を見出すことができる。しかし
、そうでない場合には、窒素副生物の該用途はない。
素を用いて該法を行わせるようなものであるので、遠隔
の酸素製造場所からプラントの場所まで酸素を運ぶより
も現場に酸素発生装置を有する方が好ましいことが多い
。たとえば、1日に400トンの硫黄を製造するプラン
トは典型的に1日当たり180トン程度の酸素を必要と
するかもしれない。酸素は典型的には低温で空気を分溜
することによって該量が製造される。この方法は必然的
に窒素副生物を生成する。時には、クラウムプラントの
場所で窒素副生物の用途を見出すことができる。しかし
、そうでない場合には、窒素副生物の該用途はない。
【0009】本発明の目的は、硫化水素含有ガス流から
硫黄を回収する方法および装置において、空気分離法の
酸素および窒素の両生成物を利用する方法および装置を
提供することである。
硫黄を回収する方法および装置において、空気分離法の
酸素および窒素の両生成物を利用する方法および装置を
提供することである。
【0010】本発明によれば、空気を酸素生成物および
窒素生成物流に分離し、1つ以上の炉内で酸素生成物流
の少なくとも一部を原料ガス中の若干の硫化水素分と反
応させて、二酸化硫黄および水蒸気を生成させ、さらに
単数または複数の炉中で、該生成二酸化硫黄を硫化水素
と反応させて、未反応の硫化水素および二酸化硫黄、硫
黄蒸気ならびに水蒸気を含む高温ガス流を生成させ、か
つ該高温ガス流から硫黄を凝縮させることを含む、硫化
水素含有原料ガス流から硫黄を回収する方法において、
少なくとも2気圧の圧力の生成物窒素流の少なくとも若
干を用いて、高温ガスから熱を取り出し、タービン内で
膨張させて、タービンから有用な仕事を回収する方法が
提供される。
窒素生成物流に分離し、1つ以上の炉内で酸素生成物流
の少なくとも一部を原料ガス中の若干の硫化水素分と反
応させて、二酸化硫黄および水蒸気を生成させ、さらに
単数または複数の炉中で、該生成二酸化硫黄を硫化水素
と反応させて、未反応の硫化水素および二酸化硫黄、硫
黄蒸気ならびに水蒸気を含む高温ガス流を生成させ、か
つ該高温ガス流から硫黄を凝縮させることを含む、硫化
水素含有原料ガス流から硫黄を回収する方法において、
少なくとも2気圧の圧力の生成物窒素流の少なくとも若
干を用いて、高温ガスから熱を取り出し、タービン内で
膨張させて、タービンから有用な仕事を回収する方法が
提供される。
【0011】本発明は、また酸素生成物流よび窒素生成
物流を生成させる空気分離手段;酸素生成物流の少なく
とも一部を原料ガス中の硫化水素分の一部と反応させて
、水蒸気および二酸化硫黄を生成させ、さらに該生成二
酸化硫黄を硫化水素と反応させて、硫黄蒸気および水蒸
気ならびに残存する二酸化硫黄および硫化水素を含む高
温ガス流を生成させる少なくとも一つの炉;少なくとも
2気圧の圧力の窒素生成物流の少なくとも一部を炉また
は複数の炉の少なくとも一つの炉の下流で高温ガス流と
熱交換させて、ガス流から熱を回収する高温ガス流から
硫黄を凝縮させる少なくとも一つの凝縮器手段;このよ
うに熱せられた窒素を膨張させるタービン、および窒素
の膨張によって仕事を回収する手段を含む硫化水素含有
原料ガスから硫黄を回収する装置を提供する。
物流を生成させる空気分離手段;酸素生成物流の少なく
とも一部を原料ガス中の硫化水素分の一部と反応させて
、水蒸気および二酸化硫黄を生成させ、さらに該生成二
酸化硫黄を硫化水素と反応させて、硫黄蒸気および水蒸
気ならびに残存する二酸化硫黄および硫化水素を含む高
温ガス流を生成させる少なくとも一つの炉;少なくとも
2気圧の圧力の窒素生成物流の少なくとも一部を炉また
は複数の炉の少なくとも一つの炉の下流で高温ガス流と
熱交換させて、ガス流から熱を回収する高温ガス流から
硫黄を凝縮させる少なくとも一つの凝縮器手段;このよ
うに熱せられた窒素を膨張させるタービン、および窒素
の膨張によって仕事を回収する手段を含む硫化水素含有
原料ガスから硫黄を回収する装置を提供する。
【0012】本発明による方法および装置は、純粋な酸
素または酸素富有空気により持続される硫化水素の燃焼
が単一炉または複数の炉内で行われる場合に使用するこ
とができる。
素または酸素富有空気により持続される硫化水素の燃焼
が単一炉または複数の炉内で行われる場合に使用するこ
とができる。
【0013】高温ガス流が流れる少なくとも一つの硫黄
凝縮器を通過させることによって、高温ガス流から熱を
取り出すのに窒素の少なくとも一部を使用するのが好ま
しい。あるいはまたはさらに、窒素は、炉または複数の
炉の少なくとも一つからの高温ガスの出口と硫黄凝縮器
との中間の少なくとも一つの熱交換器で高温ガス流から
熱を取り出すことができる。
凝縮器を通過させることによって、高温ガス流から熱を
取り出すのに窒素の少なくとも一部を使用するのが好ま
しい。あるいはまたはさらに、窒素は、炉または複数の
炉の少なくとも一つからの高温ガスの出口と硫黄凝縮器
との中間の少なくとも一つの熱交換器で高温ガス流から
熱を取り出すことができる。
【0014】窒素が高温ガス流との熱交換関係にもたら
される最適圧力はこのガス流の温度に依存する。ガス流
の温度が高いほど、好適な窒素流の圧力は高くなる。入
来硫黄含有ガス流の温度が典型的に275ないし325
℃の範囲内にあることができる硫黄凝縮器内で用いるた
めには、窒素の圧力は好ましくは2ないし5気圧の範囲
内にあり、より好ましくは3ないし4.5気圧の範囲内
にある。炉または複数の炉の一つと硫黄凝縮器との中間
で高温ガスと熱交換するには、窒素は好ましくは少なく
とも6気圧の圧力にあり、入来ガス流の温度は典型的に
は少なくとも1000℃である。このような高温では、
セラミック熱交換素子を有する熱交換を用いるのが望ま
しい。
される最適圧力はこのガス流の温度に依存する。ガス流
の温度が高いほど、好適な窒素流の圧力は高くなる。入
来硫黄含有ガス流の温度が典型的に275ないし325
℃の範囲内にあることができる硫黄凝縮器内で用いるた
めには、窒素の圧力は好ましくは2ないし5気圧の範囲
内にあり、より好ましくは3ないし4.5気圧の範囲内
にある。炉または複数の炉の一つと硫黄凝縮器との中間
で高温ガスと熱交換するには、窒素は好ましくは少なく
とも6気圧の圧力にあり、入来ガス流の温度は典型的に
は少なくとも1000℃である。このような高温では、
セラミック熱交換素子を有する熱交換を用いるのが望ま
しい。
【0015】窒素は圧縮機によって所望の圧力に高める
ことができる。もしくは、5気圧以下の圧力の窒素を望
む場合には、空気を分離するのに用いる単数または複数
の蒸留塔を、窒素圧縮機を必要としないように所要の高
圧で窒素流を生成させるように配置して操作することが
できる。実際に、通常のような二段塔で空気を分離する
場合には、低圧塔を3ないし4気圧(絶対)の圧力で有
利に操作することができ、1ないし2気圧(絶対)の圧
力による該塔の通常の操作に比べて能力の向上が得られ
る。約4気圧(絶対)よりも高い圧力の窒素流が必要で
あるとしても、前記圧力で低圧塔を操作し、さらに窒素
を圧縮して所望の圧力を得るのが有利である。
ことができる。もしくは、5気圧以下の圧力の窒素を望
む場合には、空気を分離するのに用いる単数または複数
の蒸留塔を、窒素圧縮機を必要としないように所要の高
圧で窒素流を生成させるように配置して操作することが
できる。実際に、通常のような二段塔で空気を分離する
場合には、低圧塔を3ないし4気圧(絶対)の圧力で有
利に操作することができ、1ないし2気圧(絶対)の圧
力による該塔の通常の操作に比べて能力の向上が得られ
る。約4気圧(絶対)よりも高い圧力の窒素流が必要で
あるとしても、前記圧力で低圧塔を操作し、さらに窒素
を圧縮して所望の圧力を得るのが有利である。
【0016】典型的には、窒素と硫黄蒸気含有高温ガス
流との熱交換は直接的なガス−ガス熱交換器内で行われ
る。別法は高温ガスを用いて伝熱媒質の温度を上げ(媒
質の状態を変えないで)、さらに該媒質を用い、これも
媒質の状態を変えずに、熱交換によって窒素を加熱する
ことである。媒質は溶融塩であることができる。
流との熱交換は直接的なガス−ガス熱交換器内で行われ
る。別法は高温ガスを用いて伝熱媒質の温度を上げ(媒
質の状態を変えないで)、さらに該媒質を用い、これも
媒質の状態を変えずに、熱交換によって窒素を加熱する
ことである。媒質は溶融塩であることができる。
【0017】本発明による装置内のすべての硫黄凝縮器
は、硫黄を凝縮させるのに用いられる流体として窒素生
成物を用いるのがとくに好ましい。このような場合には
、分離の上流で空気を圧縮するのに行った圧縮の仕事の
少なくとも半分を、有用な仕事として窒素から回収する
ことができる。従って、酸素製造費の著しい事実上の低
減がある。必要な場合には、それぞれ熱交換および膨張
を構成する2つ以上の工程において、各一対の工程間で
窒素を再圧縮して、工程中の窒素から熱を回収すること
ができる。
は、硫黄を凝縮させるのに用いられる流体として窒素生
成物を用いるのがとくに好ましい。このような場合には
、分離の上流で空気を圧縮するのに行った圧縮の仕事の
少なくとも半分を、有用な仕事として窒素から回収する
ことができる。従って、酸素製造費の著しい事実上の低
減がある。必要な場合には、それぞれ熱交換および膨張
を構成する2つ以上の工程において、各一対の工程間で
窒素を再圧縮して、工程中の窒素から熱を回収すること
ができる。
【0018】タービンを使って1つ以上の圧縮機を駆動
させるか、タービンを使って電力を発生させる同期発電
機を駆動させるか、またはこれら両方の手段により、窒
素の膨張から仕事を回収することができる。
させるか、タービンを使って電力を発生させる同期発電
機を駆動させるか、またはこれら両方の手段により、窒
素の膨張から仕事を回収することができる。
【0019】本発明による方法および装置を、ここで添
付図面を参照しながら実施例によって説明する。
付図面を参照しながら実施例によって説明する。
【0020】添付図面の図1について説明すると、第1
燃焼領域または炉2は硫化水素を燃焼させるバーナー4
を備えている。バーナーは、(典型的には少なくとも8
0容量%の硫化水素を含有する)硫化水素富有ガス混合
物流の入口6および実質的に純粋な酸素または酸素富有
空気流の入口8を有している。バーナー4に供給される
酸素はすべて硫化水素の燃焼を持続させるのに用いられ
る。この燃焼の結果として二酸化硫黄および水蒸気が生
成する。さらに、少量(典型的には最高5容量%)の硫
化水素が解離して、水素および硫黄蒸気を生成する。生
じる解離量は、火尖温度が上がるにつれて大きくなる傾
向がある。(燃焼領域2に隣接して炉2内にある)第1
熱反応領域10内で、このようにして生成した二酸化硫
黄と硫化水素との反応が起こって、水蒸気と硫黄蒸気と
を生成する。領域10内では触媒は用いない。熱反応領
域10を出るガス混合物は廃熱ボイラー12に入り、そ
こで温度が低下し、典型的には275ないし375℃の
範囲内の温度で廃熱ボイラー12を出る。
燃焼領域または炉2は硫化水素を燃焼させるバーナー4
を備えている。バーナーは、(典型的には少なくとも8
0容量%の硫化水素を含有する)硫化水素富有ガス混合
物流の入口6および実質的に純粋な酸素または酸素富有
空気流の入口8を有している。バーナー4に供給される
酸素はすべて硫化水素の燃焼を持続させるのに用いられ
る。この燃焼の結果として二酸化硫黄および水蒸気が生
成する。さらに、少量(典型的には最高5容量%)の硫
化水素が解離して、水素および硫黄蒸気を生成する。生
じる解離量は、火尖温度が上がるにつれて大きくなる傾
向がある。(燃焼領域2に隣接して炉2内にある)第1
熱反応領域10内で、このようにして生成した二酸化硫
黄と硫化水素との反応が起こって、水蒸気と硫黄蒸気と
を生成する。領域10内では触媒は用いない。熱反応領
域10を出るガス混合物は廃熱ボイラー12に入り、そ
こで温度が低下し、典型的には275ないし375℃の
範囲内の温度で廃熱ボイラー12を出る。
【0021】硫化水素富有ガス流および酸素流の相対的
供給速度は、熱反応領域10の出口において、1200
ないし1500℃程度の火炎温度となるように定められ
る。通常のクラウス炉では、理論量の二酸化硫黄を残存
硫化水素との反応に使用して、硫黄蒸気および水蒸気を
得ることができるように、入来硫化水素の1/3を二酸
化硫黄に変えることが望ましい。
供給速度は、熱反応領域10の出口において、1200
ないし1500℃程度の火炎温度となるように定められ
る。通常のクラウス炉では、理論量の二酸化硫黄を残存
硫化水素との反応に使用して、硫黄蒸気および水蒸気を
得ることができるように、入来硫化水素の1/3を二酸
化硫黄に変えることが望ましい。
【0022】通常のクラウス炉では、燃焼を持続させる
ために空気を用いるので、従って理論量の硫化水素を燃
焼させる場合に、熱反応領域出口で火炎温度が約140
0℃を越す危険は概して極めて少ない。しかし、本発明
による方法の場合には、領域2におけるガス流6の中の
硫化水素の1/3の燃焼は、容認できないほど高い火炎
温度および/または廃熱ボイラー12入口における容認
できないほど高い温度を生じる結果となりやすいであろ
う。従って、燃焼領域2では入来硫化水素の明らかに1
/3未満の量を燃焼させる。
ために空気を用いるので、従って理論量の硫化水素を燃
焼させる場合に、熱反応領域出口で火炎温度が約140
0℃を越す危険は概して極めて少ない。しかし、本発明
による方法の場合には、領域2におけるガス流6の中の
硫化水素の1/3の燃焼は、容認できないほど高い火炎
温度および/または廃熱ボイラー12入口における容認
できないほど高い温度を生じる結果となりやすいであろ
う。従って、燃焼領域2では入来硫化水素の明らかに1
/3未満の量を燃焼させる。
【0023】硫化水素および二酸化硫黄、水蒸気ならび
に硫黄蒸気を含むガス流は、廃熱ボイラー12を出た後
、硫黄凝縮器14に送られ、そこで硫黄蒸気を凝縮させ
るように約140℃の温度に冷却される。得られた凝縮
物は硫黄シールピット38に送られる。残存ガス混合物
は、次に第2燃焼領域または炉16内に設置されたバー
ナー18の入口19に送られる。バーナー18は酸素富
有ガス、好ましくは実質的に純粋な酸素または酸素富有
空気の入口20を有している。入口19を経てバーナー
18に入る十分な硫化水素は燃焼して、二酸化硫黄を生
成し、ガス混合物中の硫化水素対二酸化硫黄の比を約2
:1に低下させる。ガス混合物はさらに熱反応領域22
内に入り、そこで硫化水素と二酸化硫黄との反応が起こ
って、硫黄蒸気および水蒸気を生じる。ガス混合物は、
次いで廃熱ボイラー24内で300ないし400℃の範
囲内の温度に冷却される。第2燃焼領域16および第2
熱反応領域22は出口に廃熱ボイラー24を有する単一
炉と定義される。
に硫黄蒸気を含むガス流は、廃熱ボイラー12を出た後
、硫黄凝縮器14に送られ、そこで硫黄蒸気を凝縮させ
るように約140℃の温度に冷却される。得られた凝縮
物は硫黄シールピット38に送られる。残存ガス混合物
は、次に第2燃焼領域または炉16内に設置されたバー
ナー18の入口19に送られる。バーナー18は酸素富
有ガス、好ましくは実質的に純粋な酸素または酸素富有
空気の入口20を有している。入口19を経てバーナー
18に入る十分な硫化水素は燃焼して、二酸化硫黄を生
成し、ガス混合物中の硫化水素対二酸化硫黄の比を約2
:1に低下させる。ガス混合物はさらに熱反応領域22
内に入り、そこで硫化水素と二酸化硫黄との反応が起こ
って、硫黄蒸気および水蒸気を生じる。ガス混合物は、
次いで廃熱ボイラー24内で300ないし400℃の範
囲内の温度に冷却される。第2燃焼領域16および第2
熱反応領域22は出口に廃熱ボイラー24を有する単一
炉と定義される。
【0024】ガス混合物は、廃熱ボイラー24を通過後
、凝縮器26を通り、そこで凝縮して、約140℃の温
度のガス流から硫黄が除去される。得られた硫黄のない
ガスは次に熱交換器28で250℃程度の温度に再加熱
される。硫黄はシールピット38に移される。ガス混合
物は、硫化水素と二酸化硫黄とのクラウス反応の触媒層
を含有する反応器30に送られる。ガス混合物が触媒上
を通過した結果として、二酸化硫黄は硫化水素と反応す
る。従ってさらに硫黄蒸気(のみならず水蒸気)が生成
する。さらに、ガス混合物がいくらかの二酸化炭素また
はオキシ硫化炭素を含んでいる場合には、ほとんどまた
は実質的にすべてのこれら化合物は350ないし400
℃という一般的な出口温度で加水分解する。該温度では
硫化水素と二酸化硫黄との接触反応は発熱的であるので
、ガス混合物は接触反応器30に入ったときよりも高い
温度で該反応器を出る。ガス混合物は、次に凝縮器32
に送られ、そこで、含有する硫黄蒸気を凝縮させるよう
に140℃の温度に冷却され、凝縮物は硫黄シールピッ
ト38に送られる。凝縮器32を出たガス混合物は硫黄
蒸気を含んでおらず、熱交換器34で200ないし25
0℃の範囲内の温度に再加熱される。適当な触媒の層を
含有する第2接触反応器36の中で硫化水素のさらに残
った部分と二酸化硫黄のさらに残った部分とが互いに反
応して、硫黄蒸気および水蒸気を生成する。生成ガス混
合物は別の凝縮器40に移行して、そこで硫黄を凝縮さ
せる。凝縮した硫黄は硫黄シールピット38に送られる
が、今では硫黄蒸気がなくなった残りのガス混合物は、
必要な場合には、再加熱、硫化水素と二酸化硫黄との接
触反応、および装置42の上流での硫黄回収のシーケン
ス(図示せず)をさらに有する排ガス浄化装置42に典
型的に移される。
、凝縮器26を通り、そこで凝縮して、約140℃の温
度のガス流から硫黄が除去される。得られた硫黄のない
ガスは次に熱交換器28で250℃程度の温度に再加熱
される。硫黄はシールピット38に移される。ガス混合
物は、硫化水素と二酸化硫黄とのクラウス反応の触媒層
を含有する反応器30に送られる。ガス混合物が触媒上
を通過した結果として、二酸化硫黄は硫化水素と反応す
る。従ってさらに硫黄蒸気(のみならず水蒸気)が生成
する。さらに、ガス混合物がいくらかの二酸化炭素また
はオキシ硫化炭素を含んでいる場合には、ほとんどまた
は実質的にすべてのこれら化合物は350ないし400
℃という一般的な出口温度で加水分解する。該温度では
硫化水素と二酸化硫黄との接触反応は発熱的であるので
、ガス混合物は接触反応器30に入ったときよりも高い
温度で該反応器を出る。ガス混合物は、次に凝縮器32
に送られ、そこで、含有する硫黄蒸気を凝縮させるよう
に140℃の温度に冷却され、凝縮物は硫黄シールピッ
ト38に送られる。凝縮器32を出たガス混合物は硫黄
蒸気を含んでおらず、熱交換器34で200ないし25
0℃の範囲内の温度に再加熱される。適当な触媒の層を
含有する第2接触反応器36の中で硫化水素のさらに残
った部分と二酸化硫黄のさらに残った部分とが互いに反
応して、硫黄蒸気および水蒸気を生成する。生成ガス混
合物は別の凝縮器40に移行して、そこで硫黄を凝縮さ
せる。凝縮した硫黄は硫黄シールピット38に送られる
が、今では硫黄蒸気がなくなった残りのガス混合物は、
必要な場合には、再加熱、硫化水素と二酸化硫黄との接
触反応、および装置42の上流での硫黄回収のシーケン
ス(図示せず)をさらに有する排ガス浄化装置42に典
型的に移される。
【0025】排ガス浄化装置42は、たとえばScot
およびBeavonプロセスを行うプラントから選ばれ
るような通常の装置であることができる。
およびBeavonプロセスを行うプラントから選ばれ
るような通常の装置であることができる。
【0026】典型的には、燃焼領域2は大気圧よりも少
し高い圧力で操作される。たとえば、燃焼領域2が形成
される炉内圧力は1.5ないし2気圧(絶対)の範囲内
であることができる。
し高い圧力で操作される。たとえば、燃焼領域2が形成
される炉内圧力は1.5ないし2気圧(絶対)の範囲内
であることができる。
【0027】図1に示すプラントでは、硫黄凝縮器14
,26,32および40の冷却は、本発明によれば、圧
縮窒素によって与えられる。窒素流は空気分離プラント
(図示せず)から4バール(絶対)の圧力で供給される
。窒素は2つの支流に分けられる。1つの支流は凝縮器
14を通り、他の支流は凝縮器26を通り、それによっ
て内部の硫黄を凝縮させるのに必要な冷却を生じさせる
。各支流は約350℃の温度でそれぞれの凝縮器を出る
。次いで該流は再び合体し、タービン52内で、約1バ
ール(絶対)に膨張する。タービン52には付随する燃
焼チャンバーがない。該タービンは圧縮窒素のエネルギ
ーのみによって駆動される。タービン52を出た窒素は
次に圧縮機54内で4バール(絶対)の圧力に再圧縮さ
れる。生成圧縮窒素は2つの支流に分けられる。支流の
1つは凝縮器32を通り、他は凝縮器40を通り、それ
によって硫黄を凝縮させるのに必要な冷却を与える。 各支流は約350℃の温度でそれぞれの凝縮器を出る。 次いで該流は再び合体して、第2タービン56内で膨張
する。タービン56には付随する燃焼チャンバーがない
。該タービンは圧縮窒素のエネルギーのみによって駆動
される。窒素はタービン56中でほぼ大気圧の圧力に膨
張して大気中に排出される。必要な場合には、タービン
52および56の中の一つを圧縮機54と連結して、圧
縮機54の駆動装置とすることができる。さらに、両タ
ービンを同期発電機58を駆動させて、それにより電力
を発生させるのに利用することができる。
,26,32および40の冷却は、本発明によれば、圧
縮窒素によって与えられる。窒素流は空気分離プラント
(図示せず)から4バール(絶対)の圧力で供給される
。窒素は2つの支流に分けられる。1つの支流は凝縮器
14を通り、他の支流は凝縮器26を通り、それによっ
て内部の硫黄を凝縮させるのに必要な冷却を生じさせる
。各支流は約350℃の温度でそれぞれの凝縮器を出る
。次いで該流は再び合体し、タービン52内で、約1バ
ール(絶対)に膨張する。タービン52には付随する燃
焼チャンバーがない。該タービンは圧縮窒素のエネルギ
ーのみによって駆動される。タービン52を出た窒素は
次に圧縮機54内で4バール(絶対)の圧力に再圧縮さ
れる。生成圧縮窒素は2つの支流に分けられる。支流の
1つは凝縮器32を通り、他は凝縮器40を通り、それ
によって硫黄を凝縮させるのに必要な冷却を与える。 各支流は約350℃の温度でそれぞれの凝縮器を出る。 次いで該流は再び合体して、第2タービン56内で膨張
する。タービン56には付随する燃焼チャンバーがない
。該タービンは圧縮窒素のエネルギーのみによって駆動
される。窒素はタービン56中でほぼ大気圧の圧力に膨
張して大気中に排出される。必要な場合には、タービン
52および56の中の一つを圧縮機54と連結して、圧
縮機54の駆動装置とすることができる。さらに、両タ
ービンを同期発電機58を駆動させて、それにより電力
を発生させるのに利用することができる。
【0028】図面の図2について説明すると、図1に示
したプラントで使用するための酸素および窒素を製造す
るのに適する空気分離プラントが示してある。図面の図
2について説明すると、空気圧縮機60の出口から選択
された圧力で空気が供給される。圧縮空気から水蒸気お
よび二酸化炭素を除くのに有効な精製装置62に空気を
通す。該装置62は入来空気からの水蒸気および二酸化
炭素を吸着させる吸着層を用いるような装置である。該
層は、空気を精製するのに一つ以上の層を使っている間
に、典型的には窒素流によってその他の層を再生してい
るように、互いに不連続に操作させることができる。精
製空気流は主流と支流とに分ける。
したプラントで使用するための酸素および窒素を製造す
るのに適する空気分離プラントが示してある。図面の図
2について説明すると、空気圧縮機60の出口から選択
された圧力で空気が供給される。圧縮空気から水蒸気お
よび二酸化炭素を除くのに有効な精製装置62に空気を
通す。該装置62は入来空気からの水蒸気および二酸化
炭素を吸着させる吸着層を用いるような装置である。該
層は、空気を精製するのに一つ以上の層を使っている間
に、典型的には窒素流によってその他の層を再生してい
るように、互いに不連続に操作させることができる。精
製空気流は主流と支流とに分ける。
【0029】主流は熱交換器64を通り、そこで低温精
留によって空気を分離するのに適する水準まで温度を下
げる。従って、典型的には、主空気流は、一般的な圧力
における飽和温度まで冷却される。主空気流は次に入口
66を経て高圧精留塔68に導入され、そこで酸素富有
留分と窒素留分に分離される。
留によって空気を分離するのに適する水準まで温度を下
げる。従って、典型的には、主空気流は、一般的な圧力
における飽和温度まで冷却される。主空気流は次に入口
66を経て高圧精留塔68に導入され、そこで酸素富有
留分と窒素留分に分離される。
【0030】高圧精留塔68は二段塔構造の一部をなす
。二段塔構造の他の塔は低圧精留塔70である。両精留
塔68および70は液一気接触トレイ(図示せず)およ
び関連溢流管(図示せず)(または下降液相と上昇気相
との接触を密にする他の手段)を含有し、それによって
液相および気相の両相間に物質移動が生じるように下降
液相を上昇気相と密に接触させる。下降液相は次第に酸
素に富むようになり、上昇気相は次第に窒素に富むよう
になる。典型的には、高圧精留塔68は入来空気が圧縮
される圧力と実質的に同じ圧力で操作される。塔70は
、塔頂部には実質的に純粋な窒素留分を、しかし塔底部
にはかなりの量のアルゴンおよび窒素(たとえば、5重
量%)をなお含んでいる酸素留分を生成させるように操
作するのが望ましい。
。二段塔構造の他の塔は低圧精留塔70である。両精留
塔68および70は液一気接触トレイ(図示せず)およ
び関連溢流管(図示せず)(または下降液相と上昇気相
との接触を密にする他の手段)を含有し、それによって
液相および気相の両相間に物質移動が生じるように下降
液相を上昇気相と密に接触させる。下降液相は次第に酸
素に富むようになり、上昇気相は次第に窒素に富むよう
になる。典型的には、高圧精留塔68は入来空気が圧縮
される圧力と実質的に同じ圧力で操作される。塔70は
、塔頂部には実質的に純粋な窒素留分を、しかし塔底部
にはかなりの量のアルゴンおよび窒素(たとえば、5重
量%)をなお含んでいる酸素留分を生成させるように操
作するのが望ましい。
【0031】塔68および70は凝縮器−再沸器72に
よって連結されている。凝縮器−再沸器72は高圧塔6
8の頂部から窒素蒸気を受容して、塔70内で沸騰しつ
つある液体との熱交換によってそれを凝縮させる。生成
した凝縮液は高圧塔68に戻す。凝縮液の一部は塔68
の還流とするが、残部は捕集し、熱交換器74内で過冷
却して、膨張弁76を経て低圧塔70の頂部に送入する
。低圧精留塔70は塔68の圧力よりも低い圧力で操作
し、2つの源からの分離すべき酸素−窒素混合物を受容
する。第1の源は精製装置62を出た空気流を分けるこ
とによって生じた支空気流である。支空気流は、塔70
に導入される上流で、圧縮機78で圧縮され、さらに熱
交換器68で約200Kの温度に冷却されて熱交換器か
ら取り出され、膨張タービン80中で塔70の操作圧力
まで膨張して、それによってプロセスに冷却を与える。 この空気流は次に入口82を経て塔70内に導入する。 必要な場合とは、圧縮機78を駆動させるのに膨張ター
ビン80を使うことができるか、あるいは2つの機械(
すなわち圧縮機78とタービン80)を互いに独立させ
ることができる。所望の場合には、圧縮機78を省略し
て、電力発電機(図示せず)を駆動させるのにタービン
80を使用することができる。
よって連結されている。凝縮器−再沸器72は高圧塔6
8の頂部から窒素蒸気を受容して、塔70内で沸騰しつ
つある液体との熱交換によってそれを凝縮させる。生成
した凝縮液は高圧塔68に戻す。凝縮液の一部は塔68
の還流とするが、残部は捕集し、熱交換器74内で過冷
却して、膨張弁76を経て低圧塔70の頂部に送入する
。低圧精留塔70は塔68の圧力よりも低い圧力で操作
し、2つの源からの分離すべき酸素−窒素混合物を受容
する。第1の源は精製装置62を出た空気流を分けるこ
とによって生じた支空気流である。支空気流は、塔70
に導入される上流で、圧縮機78で圧縮され、さらに熱
交換器68で約200Kの温度に冷却されて熱交換器か
ら取り出され、膨張タービン80中で塔70の操作圧力
まで膨張して、それによってプロセスに冷却を与える。 この空気流は次に入口82を経て塔70内に導入する。 必要な場合とは、圧縮機78を駆動させるのに膨張ター
ビン80を使うことができるか、あるいは2つの機械(
すなわち圧縮機78とタービン80)を互いに独立させ
ることができる。所望の場合には、圧縮機78を省略し
て、電力発電機(図示せず)を駆動させるのにタービン
80を使用することができる。
【0032】塔70中で分離させる酸素−窒素混合物の
第2源は高圧塔68の底部から取り出した酸素富有留分
の液体流である。この流は出口84から取り出し、熱交
換器86で過冷却し、さらにジュール−トムソン弁88
を通って塔70の中段から流入させる。
第2源は高圧塔68の底部から取り出した酸素富有留分
の液体流である。この流は出口84から取り出し、熱交
換器86で過冷却し、さらにジュール−トムソン弁88
を通って塔70の中段から流入させる。
【0033】図面の図2に示す装置は生成物酸素流およ
び生成物窒素流を生成する。生成物酸素流は出口90を
通り低圧塔70の底部から蒸気として取り出される。こ
の流は熱交換器64内で入来空気との向流熱交換によっ
てほぼ外界温度に暖められる。酸素流は図1に示すクラ
ウスプラントの炉内で硫化水素の燃焼を持続させるのに
用いられる。窒素生成物流は出口92を通って低圧塔7
0の頂部から直接取り出される。この窒素流は、高圧塔
68から取り出された液状窒素流と向流的に熱交換器8
4内を流れてこの流を過冷却させる。窒素生成物流は次
に熱交換器86内を、酸素富有留分の液体流と向流的に
流れて、この液体流を過冷却させる。窒素流はさらに熱
交換器64内を、主空気流と向流的に流れて、これをほ
ぼ外界温度に暖める。窒素流は図1に示す硫黄凝縮器に
冷却を与えるのに用いられる。
び生成物窒素流を生成する。生成物酸素流は出口90を
通り低圧塔70の底部から蒸気として取り出される。こ
の流は熱交換器64内で入来空気との向流熱交換によっ
てほぼ外界温度に暖められる。酸素流は図1に示すクラ
ウスプラントの炉内で硫化水素の燃焼を持続させるのに
用いられる。窒素生成物流は出口92を通って低圧塔7
0の頂部から直接取り出される。この窒素流は、高圧塔
68から取り出された液状窒素流と向流的に熱交換器8
4内を流れてこの流を過冷却させる。窒素生成物流は次
に熱交換器86内を、酸素富有留分の液体流と向流的に
流れて、この液体流を過冷却させる。窒素流はさらに熱
交換器64内を、主空気流と向流的に流れて、これをほ
ぼ外界温度に暖める。窒素流は図1に示す硫黄凝縮器に
冷却を与えるのに用いられる。
【0034】高圧塔68が約12.9バール(絶対)の
平均圧力で、低圧塔70が約4.2バール(絶対)の平
均圧力で作動するように空気圧縮機60を約13バール
(絶対)の圧力で操作するのが好ましい。従って、生成
物酸素流および生成物窒素流は約4バールで生成させる
ことができ、そのため生成物酸素または生成物窒素圧縮
機を不要にする。
平均圧力で、低圧塔70が約4.2バール(絶対)の平
均圧力で作動するように空気圧縮機60を約13バール
(絶対)の圧力で操作するのが好ましい。従って、生成
物酸素流および生成物窒素流は約4バールで生成させる
ことができ、そのため生成物酸素または生成物窒素圧縮
機を不要にする。
【0035】我々は、1日当たり純度95%の酸素生成
物1,900トンを用いて、1日当たり硫黄3,000
トンの生産を基準にして、図1および2に示すプラント
の電力消費量を計算した。すなわち、我々は前記酸素お
よび硫黄の製造速度に基づく図1に示す圧縮機54およ
び図2に示す圧縮機60の電力消費量、ならびに図2に
示すタービン52および56からの可能な動力回収を計
算した。この計算のために、空気圧縮機は13バール(
絶対)で操作し、膨張タービン52および56はそれぞ
れ3.8バールの入口圧力および1バールの出口圧力を
有すると仮定した。我々の計算の結果では、空気圧縮機
60の電力消費量は30MW、窒素圧縮機54の電圧消
費量は10.4MWであるが、膨張タービン52から1
5.6MW、膨張タービン56から13.3MWが回収
可能である。従って、真の電力消費量は11.5MWと
なる。
物1,900トンを用いて、1日当たり硫黄3,000
トンの生産を基準にして、図1および2に示すプラント
の電力消費量を計算した。すなわち、我々は前記酸素お
よび硫黄の製造速度に基づく図1に示す圧縮機54およ
び図2に示す圧縮機60の電力消費量、ならびに図2に
示すタービン52および56からの可能な動力回収を計
算した。この計算のために、空気圧縮機は13バール(
絶対)で操作し、膨張タービン52および56はそれぞ
れ3.8バールの入口圧力および1バールの出口圧力を
有すると仮定した。我々の計算の結果では、空気圧縮機
60の電力消費量は30MW、窒素圧縮機54の電圧消
費量は10.4MWであるが、膨張タービン52から1
5.6MW、膨張タービン56から13.3MWが回収
可能である。従って、真の電力消費量は11.5MWと
なる。
【0036】硫黄凝縮器を通常のように操作する場合、
すなわち、冷却剤源として窒素ではなくて過熱水蒸気を
用いると、窒素は廃棄物となり、高温で生成させること
は非能率である。それ故、窒素には1バール(絶対)を
少し超す圧力を与え、従って電気圧縮機は典型的には約
6.8バールの圧力で操作する。その電力消費量は20
MWである。さらに、酸素圧縮機は酸素の圧力を4バー
ルに高める必要があろう。この酸素圧縮機によって行わ
れる仕事は、液体酸素生成物を生成させ、それを貯蔵庫
に送り、さらに貯蔵庫の液のヘッドより下方から液体酸
素を取り出し、かつ得られる酸素が2バール程度の圧力
を有するように熱交換によって気化させることによって
低減させることができる。従って、酸素圧縮機は酸素の
圧力を2バールから4バールに上げる必要がある。我々
の計算では、酸素圧縮の等温効率を65%と仮定すると
、この場合の電力消費量は1.8MWである。それ故、
真の電力消費量は21.8MWであって、本発明による
方法の11.5MWという電力消費量と比較すると不利
である。
すなわち、冷却剤源として窒素ではなくて過熱水蒸気を
用いると、窒素は廃棄物となり、高温で生成させること
は非能率である。それ故、窒素には1バール(絶対)を
少し超す圧力を与え、従って電気圧縮機は典型的には約
6.8バールの圧力で操作する。その電力消費量は20
MWである。さらに、酸素圧縮機は酸素の圧力を4バー
ルに高める必要があろう。この酸素圧縮機によって行わ
れる仕事は、液体酸素生成物を生成させ、それを貯蔵庫
に送り、さらに貯蔵庫の液のヘッドより下方から液体酸
素を取り出し、かつ得られる酸素が2バール程度の圧力
を有するように熱交換によって気化させることによって
低減させることができる。従って、酸素圧縮機は酸素の
圧力を2バールから4バールに上げる必要がある。我々
の計算では、酸素圧縮の等温効率を65%と仮定すると
、この場合の電力消費量は1.8MWである。それ故、
真の電力消費量は21.8MWであって、本発明による
方法の11.5MWという電力消費量と比較すると不利
である。
【図1】硫化水素含有ガス流から硫黄を回収するプラン
トの略工程系統図である。
トの略工程系統図である。
【図2】図面の図1に示す硫黄回収プラントと連結して
使用する空気分離プラントの略工程系統図である。
使用する空気分離プラントの略工程系統図である。
Claims (13)
- 【請求項1】 空気を酸素生成物流および窒素生成物
流に分離し、一つ以上の炉内で酸素生成物流の少なくと
も一部を原料ガス中の若干の硫化水素分と反応させて、
二酸化硫黄および水蒸気を生成させ、さらに単数または
複数の炉内でそのようにして生成した二酸化硫黄を硫化
水素と反応させて、未反応の硫化水素および二酸化硫黄
、硫黄蒸気ならびに水蒸気を含む高温ガス流を生成させ
、かつ高温ガス流から硫黄を凝縮させ、高温ガスから熱
を取出すのに少なくとも2気圧の圧力の生成物窒素流の
少なくとも若干を使用し、タービン内で膨張させて、タ
ービンから有用な仕事を回収することを含む硫化水素含
有原料ガス流から硫黄を回収する方法。 - 【請求項2】 タービンの下流で窒素を少なくとも2
気圧の圧力に再圧縮して、高温ガス流と熱交換させ、さ
らに第2のタービン内で膨張させて有用な仕事を回収す
る請求項1の方法。 - 【請求項3】 高温ガス流と生成物窒素流との熱交換
が少なくとも一つの硫黄凝縮器で行われる請求項1また
は請求項2の方法。 - 【請求項4】 生成物窒素流を単数または複数の硫黄
凝縮器で2ないし5気圧の範囲内の圧力で使用する請求
項3の方法。 - 【請求項5】 前記圧力が3ないし4.5気圧の範囲
内にある請求項4の方法。 - 【請求項6】 窒素生成物流を、高温ガス流との熱交
換の上流で圧縮を必要としないような圧力で蒸留塔から
取り出す前記請求項中いずれか一つの項の方法。 - 【請求項7】 生成物窒素流を3ないし4.5気圧の
圧力で蒸留塔から取り出す前記請求項中いずれか一つの
項の方法。 - 【請求項8】 生成物窒素流と高温ガス流との熱交換
が、酸素生成物と硫化水素との反応が行われる炉と硫黄
凝縮器との中間で行われる請求項1または請求項2の方
法。 - 【請求項9】 窒素を少なくとも6気圧の圧力で高温
ガス流との熱交換関係に導入する請求項8の方法。 - 【請求項10】 酸素生成物流および窒素生成物流を
生成する空気分離手段;酸素生成物流の少なくとも一部
を原料ガス中の硫化水素分の一部と反応させて、水蒸気
および二酸化硫黄を生成させ、さらにそのようにして生
成した二酸化硫黄を硫化水素と反応させて、硫黄蒸気、
水蒸気ならびに残存する二酸化硫黄および硫化水素を含
む高温ガス流を生成させる少なくとも一つの炉;該高温
ガス流を凝縮させる少なくとも一つの凝縮器;少なくと
も2気圧の圧力の窒素生成物流の少なくとも一部を炉の
下流で高温ガス流と熱交換させて、炉の少なくとも一つ
に熱を回収させる手段;そのように熱せられた窒素を膨
張させるタービン、および窒素の膨張によって仕事を回
収する手段を含む硫化水素含有原料ガスから硫黄を回収
する装置。 - 【請求項11】 膨張した窒素を再圧縮する圧縮器、
さらに炉の下流で少なくとも2気圧の圧力の窒素生成物
流の少なくとも一部を高温ガス流と熱交換させて、少な
くとも一つの炉が熱を回収する手段、このように熱せら
れた窒素を膨張させる第2のタービン、およびさらに窒
素の膨張によって仕事を回収する手段をさらに含む請求
項10の装置。 - 【請求項12】 熱交換手段が一つ以上の硫黄凝縮器
によって与えられる請求項10または請求項11の装置
。 - 【請求項13】 熱交換手段が炉または複数の炉の一
つと硫黄凝縮との中間の一つ以上の熱交換器によって与
えられる請求項11または請求項12の装置。
Applications Claiming Priority (2)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
GB9025846:8 | 1990-11-28 | ||
GB909025846A GB9025846D0 (en) | 1990-11-28 | 1990-11-28 | Treatment of gas |
Publications (1)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
JPH04295004A true JPH04295004A (ja) | 1992-10-20 |
Family
ID=10686105
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
JP3312306A Pending JPH04295004A (ja) | 1990-11-28 | 1991-11-27 | ガスの処理 |
Country Status (6)
Country | Link |
---|---|
US (1) | US5863513A (ja) |
JP (1) | JPH04295004A (ja) |
AU (1) | AU641573B2 (ja) |
CA (1) | CA2056199A1 (ja) |
GB (2) | GB9025846D0 (ja) |
IT (1) | IT1252064B (ja) |
Cited By (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
JP2021503431A (ja) * | 2017-11-29 | 2021-02-12 | サウジ アラビアン オイル カンパニー | 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 |
Families Citing this family (2)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
JP4951564B2 (ja) | 2008-03-25 | 2012-06-13 | 住友化学株式会社 | 再生硫黄回収装置 |
US8713907B2 (en) * | 2010-01-04 | 2014-05-06 | General Electric Company | System for providing air flow to a sulfur recovery unit |
Family Cites Families (10)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
IN153794B (ja) * | 1979-03-06 | 1984-08-18 | Aeci Ltd | |
US4409196A (en) * | 1979-04-24 | 1983-10-11 | Foster Wheeler Energy Corporation | Synthesis gas for ammonia production |
US4501725A (en) * | 1983-03-31 | 1985-02-26 | Davy Mckee Ag | Process for the combustion of H2 S containing gases |
DE3322159A1 (de) * | 1983-06-21 | 1985-01-03 | Metallgesellschaft Ag, 6000 Frankfurt | Verfahren zur abtrennung von schadstoffen aus abgasen |
GB8509393D0 (en) * | 1985-04-12 | 1985-05-15 | Boc Group Plc | Treatment of gases |
FR2589082B1 (fr) * | 1985-10-25 | 1989-12-01 | Elf Aquitaine | Procede d'elimination des composes soufres contenus dans un gaz residuaire, notamment issu d'une usine a soufre claus, avec recuperation desdits composes sous la forme de soufre |
NL8600960A (nl) * | 1986-04-16 | 1987-11-16 | Veg Gasinstituut Nv | Werkwijze voor het winnen van zwavel uit zwavelhoudende gassen. |
GB8710828D0 (en) * | 1987-05-07 | 1987-06-10 | Boc Group Inc | Treatment of gas streams |
US4966002A (en) * | 1989-08-11 | 1990-10-30 | The Boc Group, Inc. | Process and apparatus for producing nitrogen from air |
JPH03161023A (ja) * | 1989-11-17 | 1991-07-11 | Mitsubishi Heavy Ind Ltd | 硫化水素含有不凝結ガスの処理方法 |
-
1990
- 1990-11-28 GB GB909025846A patent/GB9025846D0/en active Pending
-
1991
- 1991-11-25 IT ITMI913135A patent/IT1252064B/it active IP Right Grant
- 1991-11-26 GB GB9125057A patent/GB2250217B/en not_active Expired - Fee Related
- 1991-11-26 CA CA002056199A patent/CA2056199A1/en not_active Abandoned
- 1991-11-26 AU AU88196/91A patent/AU641573B2/en not_active Ceased
- 1991-11-27 JP JP3312306A patent/JPH04295004A/ja active Pending
-
1993
- 1993-06-01 US US08/069,659 patent/US5863513A/en not_active Expired - Fee Related
Cited By (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
JP2021503431A (ja) * | 2017-11-29 | 2021-02-12 | サウジ アラビアン オイル カンパニー | 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 |
Also Published As
Publication number | Publication date |
---|---|
GB9025846D0 (en) | 1991-01-09 |
GB2250217B (en) | 1994-08-31 |
ITMI913135A1 (it) | 1993-05-25 |
GB9125057D0 (en) | 1992-01-22 |
AU8819691A (en) | 1992-06-04 |
AU641573B2 (en) | 1993-09-23 |
CA2056199A1 (en) | 1992-05-29 |
US5863513A (en) | 1999-01-26 |
IT1252064B (it) | 1995-05-29 |
ITMI913135A0 (it) | 1991-11-25 |
GB2250217A (en) | 1992-06-03 |
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