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. 31%，S〇2 ;0. 52%，有机硫： 0. 05%。
[0077] 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9ppm(V)，将SOONm3A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48%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66mg/m3。
[007引 实施例5
[0079] 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。
[0080] 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 %。
[0081] 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Hrc。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%。
[0082] 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500Nm3/h净化尾气9引入液硫池作为液硫脱 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. 1: 1，液硫中&S含量为化pm。硫礙装置烟气S〇2排放浓度 为 52mg/m3。
[0083] 实施例6
[0084] 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。
[0085] 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 %。
[0086] 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%。
[0087] 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. 02:1，液硫中&S含量为9ppm。硫礙装置烟气S〇2排放 浓度为52mg/m3。
[008引 实施例7
[0089] 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。
[0090] 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 %。
[0091] 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%。
[0092] 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 42C，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24ppm(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5ppm。硫礙装置烟气S〇2排放 浓度为98mg/m3。
[009引对比例1
[0094] 工艺流程如图4所示。该工艺含有热反应段、催化反应段和尾气净化处理段。
[0095] 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 %。
[0096] 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312°C，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