WO2015099569A1 - Способ получения серы - Google Patents

Способ получения серы Download PDF

Info

Publication number
WO2015099569A1
WO2015099569A1 PCT/RU2013/001186 RU2013001186W WO2015099569A1 WO 2015099569 A1 WO2015099569 A1 WO 2015099569A1 RU 2013001186 W RU2013001186 W RU 2013001186W WO 2015099569 A1 WO2015099569 A1 WO 2015099569A1
Authority
WO
WIPO (PCT)
Prior art keywords
oxidation
oxygen
hydrogen sulfide
stage
containing gas
Prior art date
Application number
PCT/RU2013/001186
Other languages
English (en)
French (fr)
Inventor
Андрей Владиславович КУРОЧКИН
Original Assignee
Андрей Владиславович КУРОЧКИН
Priority date (The priority date 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 date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Андрей Владиславович КУРОЧКИН filed Critical Андрей Владиславович КУРОЧКИН
Priority to PCT/RU2013/001186 priority Critical patent/WO2015099569A1/ru
Publication of WO2015099569A1 publication Critical patent/WO2015099569A1/ru

Links

Classifications

    • 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
    • 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
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2257/00—Components to be removed
    • B01D2257/30—Sulfur compounds
    • B01D2257/304—Hydrogen sulfide

Definitions

  • the invention relates to methods for producing sulfur from hydrogen sulfide-containing gases and purifying gases from hydrogen sulfide to produce sulfur, and may find application in the oil and gas, oil refining and chemical industries.
  • direct catalytic oxidation of hydrogen sulfide with oxygen hereinafter referred to as direct oxidation
  • the main problem is the removal of a large amount of heat released during oxidation to sulfur.
  • the development of methods to effectively combine the chemical process of catalytic oxidation of hydrogen sulfide with the removal of reaction heat is an urgent task.
  • the disadvantage of this method is the complexity of the process associated with the need to obtain oxygen, as well as the need to cool the reaction products to condense sulfur after the first and second oxidation stages and re-heat the cooled reaction products, which leads to an increase in energy consumption.
  • the supply of excess oxygen relative to the stoichiometric to the second stage of oxidation to increase conversion leads to reoxidation hydrogen sulfide to form sulfur dioxide.
  • This method does not allow to obtain sulfur from gases in which the content of hydrogen sulfide exceeds 30%.
  • the closest analogue of the invention is a method for producing elemental sulfur from gases by oxidizing hydrogen sulfide in two stages, namely, that the hydrogen sulfide-containing gas is mixed with air, providing a molar ratio of 0 2 / H 2 S equal to 0.25, and fed into the reactor of the first catalytic stage wherein at a temperature of 280 ° C and the volumetric rate of dt 3600 h "1 s is carried oxidized hydrogen sulfide.
  • the resulting sulfur in the reactor are condensed in the external heat exchanger unit of the first catalytic stage and outputted from the installation and the depleted gray odorodom gas mix!
  • the disadvantage of this method is the need for cooling the reaction products to condense sulfur after each oxidation stage and reheating the cooled reaction products before feeding to each subsequent oxidation stage, increases energy consumption.
  • an increase in the number of oxidation steps at the same space velocity at each stage leads to
  • the objective of the invention is the expansion of the applicability of the method, increasing the selectivity of oxidation, reducing the material consumption of equipment and energy consumption.
  • oxidation is carried out under conditions of heat removal of the reaction from the catalyst volume, the initial stage of oxidation is carried out at 250-300 ° C and a space velocity of 12000-36000 sec "1 , and the final stage of oxidation is carried out at 250-280 ° C and a space velocity of 900-3600 sec " 1 ,
  • the hydrogen sulfide-containing gas is supplied to the first oxidation stage, and the oxygen-containing gas is supplied to each oxidation stage, and the oxygen-containing gas is supplied to the final oxidation stage in an amount providing a stoichiometric ratio of oxygen and hydrogen sulfide.
  • a decrease in the space velocity below 12000 sec “1 increases the volume of the catalyst, and an increase in the space velocity above 36000 sec " reduces the oxygen conversion at each of the initial stages and requires an increase in the number of process steps, which increases the metal consumption of the equipment and the required catalyst volume.
  • Carrying out the final stage of oxidation at 250-280 ° ⁇ ensures high selectivity of the process and the absence of contamination of the purified gas with sulfur dioxide due to the reaction at a temperature, on the one hand, insufficient for the oxidation of hydrogen sulfide to sulfur dioxide, and on the other hand, ensuring the complete conversion of hydrogen sulfide.
  • the range of applied space velocity of 900-3600 sec "of the final stage of oxidation provides a high conversion of hydrogen sulfide due to its complete conversion with a stoichiometric amount of oxygen supplied to the final stage of the process.
  • the supply of hydrogen sulfide-containing gas to the first stage of oxidation, and oxygen-containing gas to each stage of oxidation ensures the process at the initial stages of oxidation under conditions of oxygen deficiency, which allows to obtain at each stage such a degree of conversion of hydrogen sulfide and, accordingly, such an amount of heat released that can be reserved by existing devices, subject to a given reaction temperature.
  • a stoichiometric amount of oxygen is supplied to the final stage of oxidation, which ensures the complete conversion of hydrogen sulfide.
  • the proposed method for producing sulfur is as follows. Hydrogen sulfide-containing gas I is heated to a temperature of "ignition of the reaction" of about 200 ° C, for example, using a thermosiphon device 1, due to the heat of condensation of the coolant vapor And, is mixed with oxygen-containing gas 111, and sent to the first catalytic section 2 to the first oxidation stage (total three oxidation stages are conventionally shown), carried out in the presence of a known catalyst under conditions of removal of the reaction heat from the catalyst volume, while oxygen-containing gas is supplied in an amount lower than the stoichiometric, which maintains the temperature of the "hot spot" of the catalyst not higher than 300 ° C.
  • the heat of reaction is removed, for example, by evaporation of the heat-transfer fluid IV directed from the thermosiphon device 1.
  • a heat carrier for example, water or an organic high-temperature heat carrier is used.
  • oxygenated gas use oxygen, air or mixtures thereof with any gases inert to hydrogen sulfide and not polluting the purified gas.
  • the oxidation products V are mixed with an additional amount of oxygen-containing gas 111, and sent to the next oxidation stage 3 and the cycle of operations is repeated until the concentration of hydrogen sulfide in the oxidation products decreases to 1 - 1.5% vol.
  • oxygen-containing gas I I I is supplied in an amount that provides a stoichiometric ratio of oxygen and hydrogen sulfide in the mixture fed to the oxidation.
  • Oxidation products VI removed from the final stage of oxidation, are cooled in a refrigerator-condenser 5 to 1 30-1 55 ° C in a known manner, ensuring the absence of aerosol sulfur in the purified gas, condensed liquid sulfur VII and purified gas VI I I are removed.
  • Example 1 Hydrogen sulfide (99.5%) is heated to 200 ° C, mixed with a gas mixture of oxygen with nitrogen, heated to 200 ° C and containing 15% oxygen from stoichiometric, and sent to a reactor, which is an apparatus with three catalytic sections containing catalyst blocks containing heat-exchanging elements of spiral-radial type, with a fixed bed of granular catalyst AOK-75-44 TU 6-68-2 1 1 -04, placed between heat transfer elements, where at a space velocity of 36,000 sec "1 conduct hydrogen sulfide oxidation with the formation of sulfur A steam-water mixture is supplied into the inner space of the heat exchange elements at a pressure of 2.5 MPa, and the maximum temperature of the catalyst layer in the steady state does not exceed 280 ° C.
  • a reactor which is an apparatus with three catalytic sections containing catalyst blocks containing heat-exchanging elements of spiral-radial type, with a fixed bed of granular catalyst AOK-75-44 TU 6-68-2 1 1 -04, placed between heat transfer
  • the reaction products from the first catalytic section are sent to the second catalyst unit, which also serves a mixture of oxygen with nitrogen, heated to 200 ° C and containing 35% of stoichiometric oxygen (based on the initial amount of hydrogen sulfide), and at a space velocity of 12000 sec "1 , hydrogen sulfide is oxidized to form sulfur.
  • the maximum temperature of the catalyst layer in the steady state does not exceed 300 ° C.
  • the reaction products from the second catalyst block are sent to the third catalyst block, which also serves a mixture of oxygen with nitrogen, heated to 200 ° C and containing 50% of stoichiometric oxygen (based on the initial amount of hydrogen sulfide) and at a space velocity of 1800 sec "1 oxidation of the remaining hydrogen sulfide
  • the maximum temperature of the catalyst layer in the steady state does not exceed 270 ° C.
  • a steam-water mixture is supplied to the internal space of the heat transfer elements of the catalyst units at a pressure of 2.5 MPa.
  • a mixture of sulfur vapor and liquid sulfur from the third catalyst unit is sent to the condensation section, where sulfur vapor is condensed and liquid sulfur flows to the bottom of the reactor and is discharged. Gas purified from hydrogen sulfide is also removed from the reactor.
  • the sulfur yield of the initial hydrogen sulfide was 99.8%.
  • Sulfur removal was 3, 1 kg / h per 1 liter of catalyst.
  • Example 2 Under conditions similar to example 1, hydrogen sulfide-containing gas is oxidized with a hydrogen sulfide concentration of 30% vol., Catalyst I T-27-42 TU 6-68-205-03 is used, an oxygen-containing gas with 30% oxygen from stoichiometric is supplied and carry out the oxidation of hydrogen sulfide at a space velocity of 24000 sec "1 on the first catalyst block, supply oxygen-containing gas with 40% oxygen from the stoichiometric, and conduct oxidation of hydrogen sulfide at a space velocity of 36000 sec " in the second catalyst block ⁇ and supply oxygen-containing gas with 30% kitty from stoichiometric, and carry out the oxidation of hydrogen sulfide at a space velocity of 900 sec "1 on the first catalyst unit.
  • Maximum the temperature of the catalyst layer in the steady state does not exceed 270 ° C on the first catalyst block, 295 ° C on the second catalyst block and 250 ° C on the third catalyst block.
  • the sulfur yield was 99.7%. Sulfur removal was 2.9 kg / h per 1 liter of catalyst.
  • Example 3 Under conditions similar to example 1, the hydrogen sulfide-containing gas is oxidized with a hydrogen sulfide concentration of 50% vol., An oxygen-containing gas with 50% oxygen from the stoichiometric is supplied, and hydrogen sulfide is oxidized at a space velocity of 36,000 sec "1 on the first catalyst block, an oxygen-containing gas with 30% oxygen from stoichiometric, and carry out the oxidation of hydrogen sulfide at a space velocity of 36,000 sec "1 on the second catalyst unit, and supply oxygen-containing gas with 20% oxygen from stoichiometric, and conduct about acidification of hydrogen sulfide at a space velocity of 3600 sec "1 on the first catalyst block.
  • the maximum temperature of the catalyst bed in steady state does not exceed 300 ° C on the first catalyst block, 290 ° C on the second catalyst block and 25 ° C on the third catalyst block.
  • the sulfur yield was 99.8%.
  • Sulfur removal was 3.9 kg / h per 1 liter of catalyst.
  • the proposed method can be used in the chemical, petrochemical, industry, reproducible and when used, its purpose is realized.
  • the claimed invention meets the patentability criterion of "industrial applicability”.

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Environmental & Geological Engineering (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • Biomedical Technology (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Inorganic Chemistry (AREA)
  • Catalysts (AREA)

Abstract

Изобретение относится к способам получения серы из сероводородсодержащих газов и очистки газов от сероводорода с получением серы и может найти применение в нефтегазовой, нефтеперерабатывающей и химической отраслях промышленности. Предложен способ получения серы методом каталитического прямого окисления сероводорода кислородом при 250-300°С в две или более стадии, в котором окисление проводят в условиях отвода тепла реакции из объема катализатора, начальные стадии окисления проводят при 250-300°С и объемной скорости 12000-36000 сек-1, а конечную стадию окисления проводят при 250-280°С и объемной скорости 900-3600 сек-1, при этом сероводородсодержащий газ подают на первую стадию окисления, а кислородсодержащий газ подают на каждую стадию окисления, причем на конечную стадию окисления кислородсодержащий газ подают в количестве, обеспечивающем стехиометрическое соотношение кислорода и сероводорода. Технический результат - расширение пределов применимости способа, увеличение селективности окисления, уменьшение материалоемкости оборудования и энергозатрат.

Description

Способ получения серы
Изобретение относится к способам получения серы из сероводородсодержащих газов и очистки газов от сероводорода с получением серы и может найти применение в нефтегазовой, нефтеперерабатывающей и химической отраслях промышленности.
При получении серы и очистке газов от сероводорода, например, прямым каталитическим окислением сероводорода кислородом (далее - прямым окислением), основной проблемой является отведение большого количества тепла, выделяющегося при окислении до серы. Разработка способов, позволяющих эффективно совместить химический процесс каталитического окисления сероводорода с отводом тепла реакции является актуальной задачей.
Известен способ получения элементарной серы из газов, содержащих до 30 % сероводорода, путем окисления сероводорода в две стадии, причем на каждой стадии окисление ведут в стационарном слое гранулированного катализатора с раздельной подачей кислорода в количестве, обеспечивающем отношение кислорода к сероводороду равное 0,25-0,3, и на второй 0,5- 1 , 1 5. Образующаяся сера конденсируется и улавливается в последова тельно расположенных промежуточных поглотительных емкостях после каждой с тадии процесса ( Ав торское свидетельство СССР JV2 856974, 1 98 1 г., МПК С01 В 1 7/04].
Недостатком способа является сложность процесса, связанная с необходимостью получения кислорода, а также необходимостью охлаждения продуктов реакции для конденсации серы после первой и второй ступеней окисления и повторного нагрева охлажденных продуктов реакции, что приводит к повышению энергозатрат. Подача избытка кислорода относительно стехиоме грического на вторую ступень окисления для повышения конверсии приводи т к переокислению сероводорода с образованием диоксида серы. Данный способ не позволяет получать серу из газов, в которых содержание сероводорода превышает 30%.
Наиболее близким аналогом изобретения является способ получения элементарной серы из газов путем окисления сероводорода в две стадии, заключающийся в том, что сероводородсодержащий газ смешивают с воздухом, обеспечивая мольное соотношение 02/H2S равное 0,25, и подают в реактор первой каталитической ступени, где при температуре 280°С и объемной скорос ти 3600 ч" 1 проводят окислен ие сероводорода. Образующуюся в реакторе серу конденсируют в выносном теплообменном аппарате первой каталитической ступени и выводят с установки, а обедненный сероводородом газ смешиваю ! с дополнительным количеством воздуха, поддерживая мольное соотношение 02/H2S, равное 1 ,0, и направляют во вторую каталитическую ступень, также состоящую из реактора и узла конденсации серы, из которой выводят балансовое количество серы [Алхазов и др. Пути каталитического обезвреживания природного газа с большим содержанием сероводорода // Тезисы докладов региональной научно-производственной конференции «Проблемы комплексною освоения Астраханского газоконденсатного месторождения». г. Астрахань, апрель 1987, М.: 1987, с. 2 1 7-21 8.]. Данный способ также не позволяет получать серу из газов, в которых содержание сероводорода превышает 30%.
Недостатком способа является необходимость охлаждения продуктов реакции для конденсации серы после каждой ступеней окисления и повторного нагрева охлажденных продуктов реакции перед подачей на каждую последующую ступень окисления, увеличивает энергозатраты. Кроме того, увеличение количества ступеней окисления при одинаковой объемной скорости на каждой ступени приводит к
2 пропорциональному снижению съема серы с единицы объема катализатора и увеличению материалоемкости процесса. Известный способ не позволяет получать серу из газов, в которых содержание сероводорода превышает 50%.
Задача изобретения - расширение пределов применимости способа, увеличение селективности окисления, уменьшение материалоемкости оборудования и энергозатрат.
Технический результат, который может быть получен при осуществлении способа:
- расширение пределов применимости способа за счет возможнос ти получения серы из высококонцентрированных газов с содержанием сероводорода вплоть до 100%;
- повышение селективности процесса за счет предотвращения локальных перегревов катализатора;
- снижение материалоемкости за счет уменьшения количества единиц оборудования и загрузки катализатора;
- уменьшение энергозатрат за счет отсутствия необходимости расходования тепла на первичный и пов торный нагрев реакционной смеси, а также за счет отвода из реактора высокопотенциального тепла (в виде водяного пара низкого и высокого давления или нагретых теплоносителей) для нужд сторонних потребителей.
Указанный технический результат достигается тем, что в известном способе получения серы методом каталитического прямого окисления сероводорода кислородом при 250-300°С в две или более стадии, особенностью является то, что
окисление проводят в условиях отвода тепла реакции из объема катализатора, начальные стадии окисления проводят при 250-300°С и объемной скорости 12000-36000 сек" 1 , а конечную стадию окисления проводят при 250-280°С и объемной скорости 900-3600 сек" 1 ,
при этом сероводородсодержащий газ подают на первую стадию окисления, а кислородсодержащий газ подают на каждую стадию окисления, причем на конечную стадию окисления кислородсодержащий газ подают в количестве, обеспечивающем стехиометрическое соотношение кислорода и сероводорода.
В заявляемом способе получения серы проведение начальн ых стадий окисления при 250-300°С и объемной скорости 12000-36000 сек" 1 позволяет обеспечить высокую скорость и селективность окисления сероводорода за счет селективного превращения кислорода, подаваемого на начальные стадии с недостатком относительно стехиометрического, а также поддерживать на каждой из начальных стадий процесса конверсию поданного кислорода на уровне 80-90%, что позволяет получить соответствующее количество серы при значительном снижении загрузки катализатора.
Уменьшение объемной скорости ниже 12000 сек" 1 увеличивает объем катализатора, а увеличение объемной скорости выше 36000 сек"' снижает конверсию кислорода на каждой из начальных стадий и требует увеличения количества стадий процесса, что увеличи вает металлоемкость оборудования и требуемый объем катализатора.
Проведение конечной стадии окисления при 250-280°С обеспечивает высокую селективность процесса и отсутствие загрязнения очищенного газа диоксидом серы за счет проведения реакции при температуре, с одной стороны, недоста точной для переокисления сероводорода до диоксида серы, а с другой - обеспечивающей полноту конверсии сероводорода. Диапазон применяемой объемной скорости 900-3600 сек"' конечной стадии окисления обеспечивает высокую конверсию сероводорода за счет его полного превращения при стехиометрическом количестве кислорода, поданного на конечную стадию процесса.
Подача сероводородсодержащего газа на первую стадию окисления, а кислородсодержащего газа на каждую стадию окисления, обеспечивает проведение процесса на начальных стадиях окисления в условиях недостатка кислорода, что позволяет получать на каждой стадии такую степень превращения сероводорода и, соответственно, такое количество выделившегося тепла, которое может быть отведено имеющимися устройствами при условии соблюдения заданной температуры реакции. При этом на конечную стадию окисления подают стехиометрическое количество кислорода, обеспечивающее полное превращение сероводорода.
Предлагаемый способ получения серы осуществляют следующим образом. Сероводородсодержащий газ I нагревают до температуры "зажигания реакции" около 200°С, например, с использованием термосифонного устройства 1 , за счет тепла конденсации паров теплоносителя И, смешивают с кислородсодержащим газом 111 , и направляют в первую каталитическую секцию 2 на первую стадию окисления (всего условно показано три стадии окисления ), проводимую в присутствии известного катализатора в условиях отвода тепла реакции из объема катализатора, при этом кислородсодержащий газ подаю т в количестве ниже стехиометрического, обеспечивающем поддержание температуры "горячей точки" катализатора не выше 300°С.
Тепло реакции отводят, например, за счет испарения жидкого теплоносителя IV, направляемого из термосифонного устройства 1 . В качестве теплоносителя, используют, например, воду или органический высокотемпературный теплоноситель. В качестве кислородсодержащего газа используют кислород, воздух или их смеси с любыми газами, инертными по отношению к сероводороду и не загрязняющими очищенный газ.
Продукты окисления V смешивают с дополнительным количеством кислородсодержащего газа 111, и направляют на следующую стадию окисления 3 и повторяют цикл операций до тех пор, пока концентрация сероводорода в продуктах окисления не снизится до 1 - 1 ,5% об.
На конечную стадию окисления 4 кислородсодержащий газ I I I подают в количестве, обеспечивающем с гехиометрическое соо тношение кислорода и сероводорода в смеси, подаваемой на окисление.
На начальных стадиях окисления поддерживают темпера туру 250- 300°С и объемную скорость 1 2000-36000 сек"' , а на конечной стадии окисления поддерживают температуру в интервале 250-280°С и объемную скорость 900-3600 сек" 1.
Продукты окисления VI, выводимые с конечной стадии окисления, охлаждают в холодильнике-конденсаторе 5 до 1 30- 1 55°С известным способом, обеспечивающим отсутствие аэрозольной серы в очищенном газе, сконденсированную жидкую серу VII и очищенный газ VI I I выводят.
В доступной научно-технической и патентной литературе не был обнаружен способ получения серы методом прямого каталитического окисления сероводорода кислородом при 250-300°С в две или более стадии, при объемной скорости 12000-36000 сек" 1 на начальных стадиях окисления и 900-3600 сек" 1 на конечной стадии окисления, с подачей сероводородсодержащего газа на первую стадию окисления, а кислородсодержащего газа на начальные стадии окисления в количестве, меньшем стехиометрического, а на конечную стадию окисления в стехиометрическом количестве. Таким образом, заявляемое изобретение соответствует критерию патентоспособности «новизна».
Исследованиями автора было доказано, что получение серы в две или более стадии, при объемной скорости 12000-36000 сек" 1 на начальных стадиях окисления и 900-3600 сек" 1 на конечной стадии окисления, с подачей сероводородсодержащего газа на первую стадию окисления, а кислородсодержащего газа на каждую стадию окисления позволяет расширить пределы применимости способа, интенсифицировать процесс и увеличить его селективность, снизить материалоемкость оборудования и энергозатраты. Таким образом, заявляемое изобретение соответствует критерию патентоспособности «изобретательский уровень».
Сущность изобретения иллюстрируется следующими примерами. Пример 1 . Сероводород (99,5%) подогревают до 200°С, смешивают с газовой смесью кислорода с азотом, подогретой до 200°С и содержащей 15% кислорода от стехиометрического, и направляют в реактор, представляющий собой аппарат с тремя каталитическими секциями, содержащими катализаторные блоки, содержащие теплообменные элементы спирально-радиального типа, с неподвижным слоем гранулированного катализатора АОК-75-44 ТУ 6-68-2 1 1 -04, размещенным между теплопередающими элементами, где при объемной скорости 36000 сек" 1 проводят окисление сероводорода с образованием серы. Во внутреннее пространство теплообменных элементов подают пароводяную смесь при давлении 2,5 МПа. Максимальная температура слоя катализатора в установившемся режиме не превышает 280°С.
Продукты реакции из первой каталитической секции направляют на второй катализаторный блок, куда также подают смесь кислорода с азотом, подогретую до 200°С и содержащую 35% кислорода от стехиометрического (в расчете на исходное количество сероводорода), и при объемной скорости 12000 сек" 1 проводят окисление сероводорода с образованием серы. Максимальная температура слоя катализатора в установившемся режиме не превышает 300°С.
Продукты реакции со второго катализаторного блока направляют на третий катализаторный блок, куда также подают смесь кислорода с азотом, подогретую до 200°С и содержащую 50% кислорода от стехиометрического (в расчете на исходное количество сероводорода) и при объемной скорости 1 800 сек" 1 проводят окисление оставшегося сероводорода. Максимальная температура слоя катализатора в установившемся режиме не превышает 270°С. Во внутреннее пространство теплопередающих элементов катал изаторных блоков подают пароводяную смесь при давлении 2,5 МПа.
Смесь паров серы и жидкой серы из третьего катализаторного блока направляют в конденсационную секцию, где пары серы конденсируются, а жидкая сера стекает в низ реактора и выводится. Газ, очищенный от сероводорода, также выводят из реактора.
Выход серы на исходный сероводород составил 99,8%. Съем серы составил 3, 1 кг/ч на 1 литр катализатора.
Пример 2. В условиях, аналогичных примеру 1 , проводят окисление сероводородсодержащего газа с концентрацией сероводорода 30% об., используют катализатор И Т-27-42 ТУ 6-68-205-03, подаю т кислородсодержащий газ с 30% кислорода от стехиоме трического, и проводят окисление сероводорода при объемной скорости 24000 сек" 1 на первом катализаторном блоке, подают кислородсодержащий газ с 40% кислорода от стехиометрического, и проводят окисление сероводорода при объемной скорости 36000 сек"' на в тором катализа торном блоке^ и подают кислородсодержащий газ с 30% кислорода от стехиометрического, и проводят окисление сероводорода при объемной скорости 900 сек" 1 на первом катализаторном блоке. Максимальная температура слоя катализатора в установившемся режиме не превышает 270°С на первом катализаторном блоке, 295°С на втором катализаторном блоке и 250°С на третьем катализаторном блоке.
Выход серы составил 99,7%. Съем серы составил 2,9 кг/ч на 1 литр катализатора.
Пример 3. В условиях, аналогичных примеру 1 , проводят окисление сероводородсодержащего газа с концентрацией сероводорода 50% об., подают кислородсодержащий газ с 50% кислорода от стехиометрического, и проводят окисление сероводорода при объемной скорости 36000 сек" 1 на первом катализаторном блоке, подают кислородсодержащий газ с 30% кислорода от стехиометрического, и проводят окисление сероводорода при объемной скорости 36000 сек" 1 на втором катализаторном блоке, и подают кислородсодержащий газ с 20% кислорода от стехиометрического, и проводят окисление сероводорода при объемной скорости 3600 сек" 1 на первом катализаторном блоке. Максимальная температура слоя катализатора в установившемся режиме не превышает 300°С на первом катализаторном блоке, 290°С на втором катализаторном блоке и 25 °С на третьем катализаторном блоке.
Выход серы составил 99,8%. Съем серы составил 3,9 кг/ч на 1 литр катализатора.
Из примеров 1 -3 видно, что предлагаемый способ позволяет проводить окисление сероводорода с получением серы при концентрации его в очищаемом газе, близком к 100 %, что расширяет пределы применимости способа, кроме того, достигается более высокий выход серы за счет предотвращения локальных перегревов в зоне реакции и переокисления сероводорода. При съеме тепла реакции получают пар с высоким потенциалом (225°С, 2,5 МПа), частично расходуемый на подогрев очищаемого газа, что снижает энергозатраты. Кроме того обеспечивается высокий съем серы с единицы объема катализатора, что указывает на более высокую интенсивность процесса.
Предлагаемый способ может быть использован в химической, нефтехимической, промышленности, воспроизводим и при использовании реализуется его назначение. Таким образом, заявляемое изобретение соответствует критерию патентоспособности «промышленная применимость».

Claims

ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
Способ получения серы методом каталитического прямого окисления сероводорода кислородом при 250-300°С в две или более стадии, отличающийся тем, что окисление проводят в условиях отвода тепла реакции из объема катализатора, начальные стадии окисления проводят при 250-300°С и объемной скорости 1 2000-36000 сек"' , а конечную стадию окисления проводят при 250-280°С и объемной скорости 900-3600 сек" 1, при этом сероводородсодержащий газ подают на первую стадию окисления, а кислородсодержащий газ подают на каждую стадию окисления, причем на конечную стадию окисления кислородсодержащий газ подают в количестве, обеспечивающем стехиометрическое соотношение кислорода и сероводорода.
PCT/RU2013/001186 2013-12-27 2013-12-27 Способ получения серы WO2015099569A1 (ru)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
PCT/RU2013/001186 WO2015099569A1 (ru) 2013-12-27 2013-12-27 Способ получения серы

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
PCT/RU2013/001186 WO2015099569A1 (ru) 2013-12-27 2013-12-27 Способ получения серы

Publications (1)

Publication Number Publication Date
WO2015099569A1 true WO2015099569A1 (ru) 2015-07-02

Family

ID=53479294

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
PCT/RU2013/001186 WO2015099569A1 (ru) 2013-12-27 2013-12-27 Способ получения серы

Country Status (1)

Country Link
WO (1) WO2015099569A1 (ru)

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
SU856974A1 (ru) * 1979-06-13 1981-08-23 Азербайджанский Институт Нефти И Химии Им.М.Азизбекова Способ получени элементарной серы
SU1691294A1 (ru) * 1988-07-01 1991-11-15 Предприятие П/Я А-7113 Способ получени элементарной серы
UA27484C2 (uk) * 1993-03-16 2000-09-15 Elf Exploration Prod Спосіб видалення спонук сірки із відхщних газів виробництва сірки за методом клауса з переведенням їх в сірку

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
SU856974A1 (ru) * 1979-06-13 1981-08-23 Азербайджанский Институт Нефти И Химии Им.М.Азизбекова Способ получени элементарной серы
SU1691294A1 (ru) * 1988-07-01 1991-11-15 Предприятие П/Я А-7113 Способ получени элементарной серы
UA27484C2 (uk) * 1993-03-16 2000-09-15 Elf Exploration Prod Спосіб видалення спонук сірки із відхщних газів виробництва сірки за методом клауса з переведенням їх в сірку

Similar Documents

Publication Publication Date Title
NL2008801C2 (en) A method for treating a sulfur-containing gas stream.
AU2007315318B2 (en) Process and apparatus for the catalytic oxidation of SO2-Containing gases by means of oxygen
CN100415638C (zh) 从含硫化氢的气流中回收硫的方法
US2662911A (en) Temperature control in the catalytic hydrogenation of carbon monoxide
TW201730099A (zh) 基於ａｔｒ的氨的方法及設備
CA2875614C (en) Process for the oxidation of so2 to so3
JP6143858B2 (ja) アクロレイン及び３−メチルメルカプトプロピオンアルデヒドの一体化された製造法
DK2330075T3 (en) METHOD OF PRODUCING SULFURIC ACID
CA2835150C (en) Zero emissions sulphur recovery process with concurrent hydrogen production
ZA200903720B (en) Process for the production of sulfuric acid
US20090220402A1 (en) Novel sulfur recovery plant
EP0234894B1 (en) Process for the production of sulfur
RU2508247C1 (ru) Способ получения серы
US7854915B2 (en) Method of producing sulfuric acid and installation for carrying out the method
RU2501600C1 (ru) Устройство для получения серы
US3350169A (en) Production of sulfuric acid
US2497095A (en) Recovery of elemental sulfur from acidic gases
CA2992626A1 (en) Process and plant for cooling synthesis gas
US3393050A (en) Recovery of free sulfur from hydrogen sulfide-containing gas
WO2015099569A1 (ru) Способ получения серы
RU2531181C2 (ru) Способ окисления отработанной щелочи при повышенном давлении
RU2495820C1 (ru) Способ получения элементарной серы из высококонцентрированных сероводородсодержащих газов
JPH11503105A (ja) 二酸化硫黄源の硫酸への液相変換
Fleming et al. High Purity Sulfur from Smelter Gases
US2588331A (en) Recovery of alkylation sludge acids

Legal Events

Date Code Title Description
121 Ep: the epo has been informed by wipo that ep was designated in this application

Ref document number: 13900219

Country of ref document: EP

Kind code of ref document: A1

NENP Non-entry into the national phase

Ref country code: DE

122 Ep: pct application non-entry in european phase

Ref document number: 13900219

Country of ref document: EP

Kind code of ref document: A1