IOppm W 下；
[00川 妨提供了一种高效脱除液硫中&S的方法，可将液硫中&S脱除至IOppm W下。
【附图说明】
[0052] 图1是本发明混合气进H级冷凝器时工艺流程图；
[0053] 图2是本发明混合气进一级冷凝器时工艺流程图；
[0054] 图3是本发明混合气进二级冷凝器时工艺流程图；
[00巧]图4是对比例工艺流程图。
[0056] 图中；1-酸性气；2-反应炉；3- -级转化器；4-二级转化器；5-Claus尾气；6-加 氨反应器；7-急冷培；8-胺液吸收培；9-净化尾气；10-液硫脱气废气；11-液硫池；12-焚 烧炉；13-再生培；14-再生酸性气；15-贫液；16-空气或氮气；17--级冷凝器；18-二级 冷凝器19- H级冷凝器；20-反应炉尾气；21- -级反应器尾气。
【具体实施方式】
[0057] W下结合实施例对本发明做进一步描述。
[0058] 实施例1
[0059] 工艺流程如图1所示。该工艺含有热反应段、催化反应段和尾气净化处理段。
[0060] 热反应段为含硫化氨94 (v/v) %的酸性气1在反应炉2中部分燃烧转化为二氧化 硫，在高温下126(TC硫化氨与二氧化硫发生克劳斯反应生成元素硫和反应炉尾气20,经一 级冷凝器17 (出口温度166C )冷却后元素硫进入液硫池11得到液体硫礙。反应炉尾气 20含硫化合物体积含量为=HzS ;8. 12 %，S〇2 ;4. 03 %，有机硫；0. 48 %。
[0061] 反应炉尾气20进入催化反应段的一级转化器3(反应条件；温度312C，空速 80化1)和二级转化器4 (反应条件；温度244°C，空速80化1)，催化剂装填方案为一级转化 器3上部装填二分之一高度的具有脱漏氧功能的LS-981多功能硫回收催化剂，下部装填二 分之一高度的LS-02大比表面积氧化铅基硫回收催化剂，二级转化器4全部装填LS-02大 比表面积氧化铅基硫回收催化剂。经Claus催化转化后，元素硫进入液硫池11;反应后的 Claus尾气5进入尾气净化处理段。二级冷凝器18出口温度为165C，H级冷凝器19出 口温度为14rC。Claus尾气5含硫化合物体积含量为;1. 22%，S〇2 ;0. 47%，有机硫： 0. 04%。
[0062]Claus尾气5在加氨反应器6内LSH-03A低温耐氧高活性加氨催化剂的作用下， 含硫化合物加氨转化为硫化氨，加氨尾气中有机硫含量为15ppm，然后经急冷培7降温至 38C，进入胺液吸收培8,使用净化度较高的复配高效脱硫剂；胺液吸收加氨尾气中的硫化 氨，使净化尾气9硫化氨含量降至Sppm(V)，将SOONm 3A净化尾气9引入液硫池11作为液 硫脱气的气提气，液硫脱气废气10与Claus尾气5混合，混合气进入H级冷凝器19进行处 理；其余净化尾气9引入焚烧炉12焚烧后排放。吸收硫化氨的胺液（富胺液）进入再生培 13进行再生，含硫化氨58%的再生酸性气与酸性气混合，重新返回热反应段进一步回收元 素硫。净化尾气/液硫质量比为0. 05:1，液硫中&S含量为4ppm。硫礙装置烟气S〇2排放 浓度为52mg/m3。
[006引 实施例2
[0064] 工艺流程如图2所示。该工艺含有热反应段、催化反应段和尾气净化处理段。
[0065] 热反应段为含硫化氨94 (v/v) %的酸性气1在反应炉2中部分燃烧转化为二氧化 硫，在高温下126(TC硫化氨与二氧化硫发生克劳斯反应生成元素硫和反应炉尾气20,经一 级冷凝器17 (出口温度166C )冷却后元素硫进入液硫池11得到液体硫礙。反应炉尾气 20含硫化合物体积含量为=HzS ;8. 12 %，S〇2 ;4. 03 %，有机硫；0. 48 %。
[0066] 反应炉尾气20进入催化反应段的一级转化器3(反应条件；温度312C，空速 80化1)和二级转化器4 (反应条件；温度244°C，空速80化1)，催化剂装填方案为一级转化 器3上部装填二分之一高度的具有脱漏氧功能的LS-981多功能硫回收催化剂，下部装填二 分之一高度的LS-02大比表面积氧化铅基硫回收催化剂，二级转化器4全部装填LS-02大 比表面积氧化铅基硫回收催化剂。经Claus催化转化后，元素硫进入液硫池11;反应后的 Claus尾气5进入尾气净化处理段。二级冷凝器18出口温度为165C，H级冷凝器19出 口温度为14rC。Claus尾气5含硫化合物体积含量为=HzS ;1. 22%，S〇2:0. 47%，有机硫： 0. 04%。
[0067] Claus尾气5在加氨反应器6内LSH-03A低温耐氧高活性加氨催化剂的作用下， 含硫化合物加氨转化为硫化氨，加氨尾气中有机硫含量为18ppm，然后经急冷培7降温至 38C，进入胺液吸收培8,使用净化度较高的复配高效脱硫剂；胺液吸收加氨尾气中的硫化 氨，使净化尾气9硫化氨含量降至Sppm(V)，将SOONm 3A净化尾气9引入液硫池11作为液 硫脱气的气提气，液硫脱气废气10与反应炉尾气20混合，混合气进入一级冷凝器17进行 处理；其余净化尾气9引入焚烧炉12焚烧后排放。吸收硫化氨的胺液（富胺液）进入再生 培13进行再生，含硫化氨58%的再生酸性气与酸性气混合，重新返回热反应段进一步回收 元素硫。净化尾气/液硫质量比为0. 05:1，液硫中&S含量为4ppm。硫礙装置烟气S〇2排 放浓度为61mg/m3。
[0068] 实施例3
[0069] 工艺流程如图3所示。该工艺含有热反应段、催化反应段和尾气净化处理段。
[0070] 热反应段为含硫化氨94 (v/v) %的酸性气1在反应炉2中部分燃烧转化为二氧化 硫，在高温下126(TC硫化氨与二氧化硫发生克劳斯反应生成元素硫和反应炉尾气20,经一 级冷凝器17 (出口温度166C )冷却后元素硫进入液硫池11得到液体硫礙。反应炉尾气 20含硫化合物体积含量为=HzS ;8. 12 %，S〇2 ;4. 03 %，有机硫；0. 48 %。
[0071] 反应炉尾气20进入催化反应段的一级转化器3(反应条件；温度312C，空速 80化1)和二级转化器4 (反应条件；温度244°C，空速80化1)，催化剂装填方案为一级转化 器3和二级转化器4上部装填二分之一高度的具有脱漏氧功能的LS-981多功能硫回收催 化剂，下部装填二分之一高度的LS-02大比表面积氧化铅基硫回收催化剂。经Claus催化 转化后，元素硫进入液硫池11 ;反应后的Claus尾气5进入尾气净化处理段。二级冷凝器 18出口温度为165°C，H级冷凝器19出口温度为14rC。Claus尾气5含硫化合物体积含 量为化5;1.22%，5〇2:0.47%，有机硫；0.04%。
[007引 Claus尾气5在加氨反应器6内LSH-03A低温耐氧高活性加氨催化剂的作用下， 含硫化合物加氨转化为硫化氨，加氨尾气中有机硫含量为17ppm，然后经急冷培7降温至 38C，进入胺液吸收培8,使用净化度较高的复配高效脱硫剂；胺液吸收加氨尾气中的硫化 氨，使净化尾气9硫化氨含量降至Sppm(V)，将SOONm 3A净化尾气9引入液硫池11作为液 硫脱气的气提气，液硫脱气废气10与一级转化器尾气21混合，混合气进入二级冷凝器18 进行处理；其余净化尾气9引入焚烧炉12焚烧后排放。吸收硫化氨的胺液（富胺液）进入 再生培13进行再生，含硫化氨58%的再生酸性气与酸性气混合，重新返回热反应段进一步 回收元素硫。净化尾气/液硫质量比为0. 05:1，液硫中&S含量为4卵m。硫礙装置烟气S化 排放浓度为57mg/m3。
[007引 实施例4
[0074] 工艺流程如图1所示。该工艺含有热反应段、催化反应段和尾气净化处理段。
[0075] 热反应段为含硫化氨80 (v/v) %的酸性气1在反应炉2中部分燃烧转化为二氧化 硫，在高温下126(TC硫化氨与二氧化硫发生克劳斯反应生成元素硫和反应炉尾气20,经一 级冷凝器17 (出口温度166C )冷却后元素硫进入液硫池11得到液体硫礙。反应炉尾气 20含硫化合物体积含量为=HzS ;7. 04%，S〇2:3. 63%，有机硫；0. 52%。
[0076] 反应炉尾气20进入催化反应段的一级转化器3(反应条件；温度306C，空速 80化1)和二级转化器4 (反应条件；温度248°C，空速80化1)，催化剂装填方案为一级转化 器3上部装填二分之一高度的具有脱漏氧功能的LS-981多功能硫回收催化剂，下部装填二 分之一高度的LS-02大比表面积氧化铅基硫回收催化剂，二级转化器4全部装填LS-02大 比表面积氧化铅基硫回收催化剂。经Claus催化转化后，元素硫进入液硫池11 ;反应后的 Claus尾气5进入尾气净化处理段。二