。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%。
[0097] 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9ppm(V)，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。液硫脱气方式采用鼓泡脱气，鼓泡所用气体为 外供空气或氮气，脱气废气与净化尾气9混合，经焚烧炉12焚烧后排放。硫礙装置烟气S〇2 排放浓度为289mg/m 3。
[0098] 对比例2
[0099] 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。
[0100] 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 %。
[0101] 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；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;1. 22%，S〇2 ;0. 47%，有机硫： 0. 04%。
[0102] 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HzS,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,使用常规脱硫剂；胺液吸收加氨尾气中的HzS,净化尾气9的&S含量降 至119ppm(V)，净化尾气9引入焚烧炉12焚烧后排放。吸收HzS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。液硫脱气方式采用鼓泡脱气，鼓泡所用气体为外供空气或氮气16,脱气废气与净 化尾气混合，经焚烧炉12焚烧后排放。硫礙装置烟气S化排放浓度为624mg/m 3。
[0103] 表1为实施例中试验结果数据表。
[0104] 表1实施例试验结果表
【主权项】
1. 一种降低硫磺装置烟气302排放浓度的方法，包括热反应段、催化反应段和尾气净化 段，其特征在于： 所述尾气净化段为：来自催化反应段的冷凝后的Claus尾气首先在加氢反应器内加氢 催化剂的作用下，含硫化合物加氢转化为H2S，然后经急冷塔降温，进入胺液吸收塔，胺液吸 收加氢尾气中的H2S;将部分净化尾气引入液硫池作为液硫脱气的气提气，液硫脱气的废气 抽出后按照以下所述方案之一进行硫回收处理： (1) 液硫脱气的废气抽出后与反应炉尾气混合后进入一级冷凝器进行硫回收处理； (2) 液硫脱气的废气抽出后与一级转化器尾气混合后进入二级冷凝器进行硫回收处 理； (3) 液硫脱气的废气抽出后与Claus尾气混合后进入三级冷凝器进行硫回收处理； 其余净化尾气引入焚烧炉焚烧后排放。2. 根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述的液硫脱气的废气抽出后与Claus 尾气混合后进入三级冷凝器进行硫回收处理。3. 根据权利要求1所述的方法，其特征在于： 所述热反应段为：含H2S的酸性气在反应炉中部分燃烧转化为S02，燃烧温度 900-1400°C，三分之一的H2S燃烧转化为S02,H2S与S02发生Claus反应生成元素硫和反应 炉尾气，元素硫和反应炉尾气进入一级冷凝器进行冷凝，冷凝下来的液体硫磺与反应炉尾 气分离后进入液硫池，反应炉尾气进入催化反应段； 所述催化反应段为：反应炉尾气进入催化反应单元的一级转化器，在催化剂作用下发 生反应，生成元素硫和一级转化器尾气，元素硫和一级转化器尾气进入二级冷凝器进行冷 凝，元素硫进入液硫池得到液体硫磺，冷凝后的一级转化器尾气进入二级转化器反应，在催 化剂作用下经Claus催化转化后，生成元素硫和Claus尾气，元素硫和Claus尾气进入三级 冷凝器进行冷凝，冷凝后生成的液硫进入液硫池，冷凝后的Claus尾气进入尾气净化段。4. 根据权利要求1所述的方法，其特征在于：吸收H2S的胺液进入再生塔进行再生，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。5. 根据权利要求1-4任一所述的方法，其特征在于：所述的尾气净化段中，冷凝后的 Claus尾气被加热到200-300°C进入加氢反应器，在加氢催化剂的作用下，尾气中携带的元 素硫、S02加氢全部转化为H2S，COS、CS2水解转化为H2S，含H2S的加氢尾气经急冷塔降温至 25-42°C，进入装有复配高效脱硫剂的胺液吸收塔，H2S被胺液吸收，吸收H2S后的净化尾气 中H2S含量小于50ppm;将部分净化尾气引入液硫池底部，作为液硫脱气的气提气对液硫进 行鼓泡脱气，脱出溶解在液硫中的微量H2S，使液硫中溶解的H2S的量小于lOppm，含有H2S及 硫蒸汽的液硫脱气的废气经蒸汽喷射器抽出。6. 根据权利要求5所述的方法，其特征在于：所述的气提气中H2S含量小于50ppm;净 化尾气/液硫质量比为〇. 02-0. 1: 1。7. 根据权利要求6所述的方法，其特征在于：所述的胺液吸收塔采用复配高效脱硫剂， 在吸收温度25-42°C，加氢尾气H2S含量0-5 %，气液体积比1-500:1的工况下，净化尾气H2S 含量小于50ppm，复配高效脱硫剂为美国陶氏化学产HS103高效脱硫剂。8. 根据权利要求1所述的方法，其特征在于：当液硫脱气废气与反应炉尾气混合后进 入一级冷凝器进行硫回收处理时，一级转化器上部装填三分之一至二分之一高度的具有脱 漏氧功能的多功能硫回收催化剂，下部装填三分之二至二分之一高度的大比表面积氧化铝 基硫回收催化剂，二级转化器全部装填大比表面积氧化铝基硫回收催化剂；尾气加氢转化 器装填的为低温高活性加氢催化剂。9. 根据权利要求1所述的方法，其特征在于：当液硫脱气废气与一级转化器尾气混合 后进入二级冷凝器进行硫回收处理时，一级转化器和二级转化器上部装填三分之一至二分 之一高度的具有脱漏氧功能的多功能硫回收催化剂，一级转化器和二级转化器下部装填三 分之二至二分之一高度的大比表面积氧化铝基硫回收催化剂；尾气加氢转化器装填的为低 温高活性加氢催化剂。10. 根据权利要求1所述的方法，其特征在于：当液硫脱气废气与Claus尾气混合后进 入三级冷凝器进行硫回收处理时，一级转化器上部装填三分之一至二分之一高度的具有脱 漏氧功能的多功能硫回收催化剂，下部装填三分之二至二分之一高度的大比表面积氧化铝 基硫回收催化剂，二级转化器全部装填大比表面积氧化铝基硫回收催化剂；尾气加氢转化 器装填的为低温高活性加氢催化剂。
【专利摘要】本发明属于硫磺回收技术领域，具体涉及一种降低硫磺装置烟气SO2排放浓度的方法，该方法中，尾气净化段所用脱硫剂为净化度较高的复配高效脱硫剂，净化气硫化氢含量小于50ppm；硫回收装置液硫脱气方式采用鼓泡脱气，鼓泡所用气体为硫磺装置吸收塔顶部硫化氢含量小于50ppm净化尾气，可将液硫中H2S脱除至10ppm以下。液硫脱气的废气抽出后与反应炉尾气混合后进入一级冷凝器进行硫回收处理，或与一级转化器尾气混合后进入二级冷凝器进行硫回收处理，或与Claus尾气混合后进入三级冷凝器进行处理，最终硫磺装置烟气SO2排放浓度可降至100mg/m3以下，解决现行硫磺回收装置排放不满足新排放标准的现实问题。
【IPC分类】C01B17/04
【公开号】CN105293443
【申请号】CN201410248132
【发明人】刘爱华, 刘剑利, 陶卫东, 刘增让, 徐翠翠, 张艳松, 张玉红
【申请人】中国石油化工股份有限公司
【公开日】2016年2月3日
【申请日】2014年6月6日