技术领域
本发明涉及硫化工领域，特别涉及一种用于二硫化碳生产过程气的氧化催化和加氢还原的处理工艺及设备。
背景技术：
二硫化碳生产工艺中，对含H2S的酸气中的硫磺回收和尾气处理工艺大都围绕克劳斯工艺展开，传统的克劳斯工艺基本流程为：将含H2S的酸气在配风的条件下送入催化转化反应器中，在200℃~350℃的温度下催化反应，反应出来的过程气经过硫冷凝器，在130℃~200℃的温度下，通过冷凝分离出硫磺，同时副产低压蒸汽，未冷凝的尾气气相部分再做进一步处理后放空。发生主要的反应如下：
如专利号为CN103539077A公开的一种克劳斯硫回收装置液硫池含硫废气处理工艺，包括液硫池（1）、还包括蒸汽喷射器（11）和克劳斯炉（8），液硫池（1）中的液硫蒸发产生的硫蒸汽及液硫脱出的硫化氢气体与鼓入的非净化风混合形成含硫废气，由蒸汽喷射器（11）把液硫池脱出的含硫废气送至硫磺克劳斯炉（8）内，在克劳斯炉内将含硫废气中所有硫元素转换为硫单质，由硫冷凝器（14）冷凝为液硫回。
又如专利号为CN103318847A公开的一种含硫化氢废气的高效硫回收方法，将含H2S的废气在焚烧炉中完全燃烧生成SO2气体和水蒸汽，然后经过余热锅炉冷却，生成温度为300℃～500℃的工艺气体，同时产生7.0～7.5MPa 高压蒸汽；工艺气体进入带有反应段和冷却段的氧化反应器，在氧化反应器中催化氧化生成SO3并转化为硫酸蒸汽；硫酸蒸汽进入冷却器中，在250℃以上用空气冷却硫酸蒸汽，分离出硫酸液体和不凝气体；不凝气体经过多级加热后再进行第二次催化氧化和第二次冷却分离，排放达到排放要求的不凝气体，并收集分离出的硫酸液体。
这种工艺存在一些问题：1）转化率低，只有80%～90%，2）强放热，难以维持合适的反应温度。
技术实现要素：
本发明的目的之一是为了解决现有的二硫化碳生产过程中产生的含硫化氢过程气的硫回收存在的上述问题，提供一种用于二硫化碳生产过程气的处理工艺，解决了传统工艺关于催化转化温度难以控制的问题，有效的提高了过程的转化率，最终排放尾气（SO2浓度小于30ppm）以远低于国家标准的浓度。
为了达到上述目的，本发明采用如下的技术方案：一种用于二硫化碳生产过程气的处理工艺，包括氧化催化回收和加氢催化还原两个主要阶段，具体步骤包括：（1）将含H2S的酸气和燃料气空气首先送入酸气燃烧炉内在温度为950℃～1400℃下发生高温燃烧反应；（2）酸气燃烧炉内产生的过程气通入转化反应器，在170℃～350℃的温度下催化反应；（3）转化反应器反应出来的过程气分离出硫磺，产生的尾气在催化剂的作用下，尾气中的二氧化硫、元素硫被加氢还原成硫化氢，有机硫则被水解为硫化氢；（4）步骤（3）中所产生的含有硫化氢尾气通过胺液循环回收H2S和CO2，净化后的尾气进入尾气灼烧炉灼烧、排放。
本发明的上述技术方案，将过程气的处理分为氧化催化回收和加氢催化还原分为两个阶段，在酸气燃烧炉和反应转化器内发生的主反应分别如下：
放热较现有的硫回收工艺要低，便于控制催化转化温度，净化后的尾气进入尾气灼烧炉灼烧，最终（SO2浓度小于30ppm）以远低于国家标准的浓度排入大气，使得总硫回收率达99.8%以上。
作为优选，步骤（2）中，所述转化反应器的入口温度210～250℃，一方面保证在催化剂作用下使COS和CS2的水解吸热反应正向进行，另一方面这一合适的温度有利于H2S与SO2在床层催化剂作用下发生放热反应正向进行以回收硫磺，但又不至低到硫的露点温度以下，造成液硫析出，而使催化剂失去活性，造成硫转化率的下降。
作为优选，步骤（2）中，酸气燃烧炉内产生的过程气，经过热量回收降温后，通入转化反应器进行催化反应，回收反应热，副产出蒸汽，达到节能降耗的循环经济目的。
作为优选，步骤（2）中，采用多级转化反应器进行催化反应，可以提高回收率。
进一步优选，采用二级转化反应器进行催化反应，第三级及以上转化反应器理论上可以再提升硫的回收率，但提升幅度只有百分之一左右，所以本优选在保障较高硫回收率的同时，节省了设备投资和空间利用。
作为优选，在催化转化中，一级转化反应器采用高温（290℃～320℃），二级转化反应器的转化温度则采用较低温度(220℃～240℃)。
作为优选，过程气在通入所述一级转化反应器和二级转化反应器之前加热达到反应温度送入所述转化反应器，避免了高温掺合阀的阀芯易腐蚀，阀头衬里易脱落，温度不易自动控制，以及使用周期短的缺陷。
作为优选，所述一级、二级转化反应器采用活性铝基催化剂，过程气（H2S、SO2等）在催化剂作用下完成转化生成硫磺回收。
作为优选，步骤（3）中，采用钴钼催化剂，在催化剂作用下尾气中的二氧化硫、元素硫被加氢还原成硫化氢，有机硫被水解转化成硫化氢。
作为优选，所述转化反应器采用绝热式固定床反应器，能够实现床层温度偏差控制在10℃以内。
作为优选，控制80%的配风量，在酸气燃烧炉内仅让1/3体积的H2S燃烧生成SO2，另根据尾气中H2S:SO2 = 2:1来控制其余20%的配风量。酸气燃烧炉内部分H2S转化为硫蒸汽，其余H2S继续在反应转化器内进行转化。
作为优选，步骤（3）中尾气经加热后进行加氢还原反应，加热采用净化后的天然气为燃料直接在线加热，配风比在0.7～0.75，既满足尾气加氢反应器入口温度280～300℃的要求，又可保证尾气加氢反应所需的氢源。
本发明的目的之二是提供上述处理工艺所采用的处理设备，包括沿着过程气的流动方向依次设置的酸气燃烧炉、一级冷凝冷却器、一转加热器、一级反应器、二级冷凝冷却器、捕集器、加氢反应器和加氢冷却器。
作为优选，在所述二级冷凝冷却器和所述捕集器之间设有依次设置的二转加热器、二级反应器和三级冷凝冷却器。
作为优选，所述一级冷凝冷却器和二级冷凝冷却器为同一冷凝冷却器。
作为优选，所述一级冷凝冷却器、二级冷凝冷却器和三级冷凝冷却器通过液硫封罐连接有精制液硫槽。
作为优选，所述捕集器与所述加氢反应器之间设置有在线加热炉。
作为优选，所述一级转化反应器和二级转化反应器采用绝热式固定床转化器。
作为优选，所述一级加热器连接有一级分水罐。
作为优选，所述二级加热器连接有二级分水罐。
通过实施上述技术方案，本发明通过在工艺和设备上进行改进，实现含硫化氢的过程气中硫的高效回收，总硫回收率达99.8%以上，还解决了传统工艺关于催化转化温度难以控制的问题，最终排放尾气中SO2含量远低于国家标准的浓度。
附图说明
附图1为本发明一实施例的示意图。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施例，对本发明的技术方案作进一步详细说明。
实施例1：
一种用于二硫化碳生产过程气的处理工艺，将过程气的处理分为氧化催化回收和加氢催化还原分为两个阶段，来自上游工序的经过稳压后的含有硫化氢的过程气，在酸气燃烧炉1内和天然气NG、压缩空气CA在950℃下发生燃烧，以烃类完全燃烧和1/3硫化氢生成二氧化硫来控制80%的风量，另根据尾气中H2S:SO2 = 2:1来控制其余20%的风量。燃烧后的高温过程气进入酸气燃烧炉的蒸汽发生系统，副产2.2MPa的中压蒸汽MS，换热后冷却至350℃。过程气进入一级冷凝冷却器2，在一级冷凝冷却器2中产生0.35Mpa的低压蒸汽LS，同时过程气本身冷却至160℃，冷凝下来的液硫从一级冷凝冷却器2的出口封头底部，经液硫封槽10自流进入精制液硫槽11，冷却过后的过程气经一级加热器3升温至210℃进入一级反应转化器4，在温度为300℃下发生催化反应，一级转化反应器4采用绝热式固定床反应器，床层温度偏差控制在10℃以内。在催化剂的作用下，硫化氢与二氧化硫发生反应，生成硫磺。反应完成后，温度为300℃的反应过程气进入二级冷凝冷却器2，副产出0.3Mpa蒸汽，过程气被冷却至160℃，冷凝下来的液硫从二级冷凝冷却器2的底部，经液硫封槽10自流进入精制液硫槽11，冷却后的过程气再经捕集器12进一步捕集硫雾后，进入在线加热炉13。天然气和空气首先在线加热炉13中进行次当量燃烧，配风比在0.75，提供加氢反应所需的氢气，并同时加热尾气至290℃，送入加氢反应器14内。在催化剂的作用下，尾气中的二氧化硫、元素硫被加氢还原成硫化氢，有机硫(COS，CS2)则被水解为硫化氢。在经过加氢冷却器15冷却之后，蒸汽冷凝水SC排除，余热回收副产0.3Mpa的蒸汽供用汽设备使用，为尾气进一步进入急冷塔起到了预冷却的效果。
加氢还原尾气中的H2S及部分CO2再经过急冷后进入吸收塔，经过胺液选择性的吸收解吸后，净化后的尾气在尾气灼烧炉内被天然气空气灼烧，将剩余的硫化物转化为SO2，此时SO2含量低于20ppm，符合排放标准，经由烟囱排至大气。
实施例2：
一种用于二硫化碳生产过程气的处理工艺，如附图1所示，将过程气的处理分为氧化催化回收和加氢催化还原分为两个阶段，来自上游工序的经过稳压后的含有硫化氢的过程气，在酸气燃烧炉1内和天然气NG、空气CA在1000℃下发生燃烧，以烃类完全燃烧和1/3硫化氢生成二氧化硫来控制80%的风量，另根据尾气中H2S:SO2 = 2:1来控制其余20%的风量。燃烧后的高温过程气进入酸气燃烧炉的蒸汽发生系统，副产2.2MPa的中压蒸汽，换热后冷却至350℃。过程气进入一级冷凝冷却器2，在一级冷凝冷却器2中产生0.35Mpa的低压蒸汽，同时过程气本身冷却至160℃，冷凝下来的液硫从一级冷凝冷却器2的出口封头底部，经液硫封槽10自流进入精制液硫槽11，冷却过后的过程气经一级加热器3升温至220℃进入一级反应转化器4，一级反应器4的入口温度为210℃，在350℃的温度下进行催化反应。其中一级加热器3与一转分水罐5连接，实现汽水分离。在催化剂的作用下，硫化氢与二氧化硫发生反应，生成硫磺。反应完成后，温度为300℃的反应过程气进入二级冷凝冷却器2，副产出0.3Mpa蒸汽，过程气被冷却至160℃，冷凝下来的液硫从二级冷凝冷却器2的底部，经液硫封槽10自流进入精制液硫槽11，冷却过后的过程气经二级加热器6升温至220℃进入二级反应器，二级反应器的入口温度为210℃，反应温度为220℃。加热器6与二转分水罐7连接，实现汽水分离。在催化剂的作用下，硫化氢与二氧化硫继续发生反应，生成硫磺。230℃的反应过程气进入三级冷凝冷却器9冷却至130℃，冷凝下来的液硫从三级冷凝冷却器底部，经液硫封槽10自流进入精制液硫槽11。冷却后的过程气再经捕集器12进一步捕集硫雾后，进入在线加热炉13。天然气和空气首先在线加热炉13中进行次当量燃烧，配风比在0.7，提供加氢反应所需的氢气，并同时加热尾气至300℃，送入加氢反应器14内。在催化剂的作用下，尾气中的二氧化硫、元素硫被加氢还原成硫化氢，有机硫(COS、CS2)则被水解为硫化氢。在经过加氢冷却器15冷却之后，余热回收副产0.3Mpa的蒸汽供用汽设备使用，为尾气进一步进入急冷塔起到了预冷却的效果。
加氢还原尾气中的H2S及部分CO2再经过急冷后进入吸收塔，经过胺液选择性的吸收解吸后，净化后的尾气在尾气灼烧炉内被天然气空气灼烧，将剩余的硫化物转化为SO2，此时SO2含量低于20ppm，经由烟囱排至大气。
实施例3：
一种用于二硫化碳生产过程气的处理工艺，将过程气的处理分为氧化催化回收和加氢催化还原分为两个阶段，来自上游工序的经过稳压后的含有硫化氢的过程气，在酸气燃烧炉1内和天然气NG、空气CA在1000℃下发生燃烧，以烃类完全燃烧和1/3硫化氢生成二氧化硫来控制80%的风量，另根据尾气中H2S:SO2 = 2:1来控制其余20%的风量。燃烧后的高温过程气进入酸气燃烧炉的蒸汽发生系统，副产2.2MPa的中压蒸汽，换热后冷却至350℃。过程气进入一级冷凝冷却器2，在一级冷凝冷却器2中产生0.35Mpa的低压蒸汽，同时过程气本身冷却至160℃，冷凝下来的液硫从一级冷凝冷却器2的出口封头底部，经液硫封槽10自流进入精制液硫槽11，冷却过后的过程气经一级加热器3升温至210℃进入一级反应转化器4，一级反应器4的入口温度为250℃，在300℃的温度下进行催化反应。其中一级加热器3与一转分水罐5连接，实现汽水分离。在催化剂的作用下，硫化氢与二氧化硫发生反应，生成硫磺。反应完成后，温度为300℃的反应过程气进入二级冷凝冷却器2，副产出0.3Mpa蒸汽，过程气被冷却至160℃，冷凝下来的液硫从二级冷凝冷却器2的底部，经液硫封槽10自流进入精制液硫槽11，冷却过后的过程气经二级加热器6升温至220℃进入二级反应器，二级反应器的入口温度为220℃，反应温度为240℃。加热器6与二转分水罐7连接，实现汽水分离。在催化剂的作用下，硫化氢与二氧化硫继续发生反应，生成硫磺。230℃的反应过程气进入三级冷凝冷却器9冷却至130℃，冷凝下来的液硫从三级冷凝冷却器底部，经液硫封槽10自流进入精制液硫槽11。冷却后的过程气再经捕集器12进一步捕集硫雾后，进入在线加热炉13。天然气和空气首先在线加热炉13中进行次当量燃烧，配风比在0.7，提供加氢反应所需的氢气，并同时加热尾气至280℃，送入加氢反应器14内。在催化剂的作用下，尾气中的二氧化硫、元素硫被加氢还原成硫化氢，有机硫(COS、CS2)则被水解为硫化氢。在经过加氢冷却器15冷却之后，余热回收副产0.35Mpa的蒸汽供用汽设备使用，为尾气进一步进入急冷塔起到了预冷却的效果。
加氢还原尾气中的H2S及部分CO2再经过急冷后进入吸收塔，经过胺液选择性的吸收解吸后，净化后的尾气在尾气灼烧炉内被天然气空气灼烧，将剩余的硫化物转化为SO2，此时SO2含量低于25ppm，经由烟囱排至大气。