一种处理低浓度酸性气体进行硫磺回收的装置及工艺的制作方法

本发明属于工业硫磺回收技术领域，具体涉及一种处理低浓度酸性气体进行硫磺回收的装置，以及基于该装置进行低浓度酸性气体硫磺回收的工艺。

背景技术：

我国是煤炭大国，煤炭在我国能源结构中也占据着重要的地位。尤其是近年来，很多化工企业为了降低用氢成本，更是大力发展煤制氢装置以得到廉价氢源，如中石化已建成十余套煤制氢装置来降低企业的用氢成本，并取得较好的成果。同时，我国也大力发展煤化工，并以煤为原料制备甲醇、合成氨、煤制油和烯烃等能源以缓解油气资源的压力。但是，诸多煤化工装置的投产势必带来低浓度酸性气体污染这一亟待解决的环保问题。同时，一些小型炼油厂、净化厂中也会副产排放低浓度硫化氢废气，这些废气中h2s的体积浓度在15-50％左右，h2s的浓度较低但co2浓度却较高。针对这些低浓度酸性气体的回收，建大型硫回收装置显然不合适也不现实，因此，开发一些针对性处理低浓度酸性气的硫磺回收装置是目前最适宜的解决方式。

目前，国内外针对低浓度酸性气体的处理工艺主要有湿法工艺和干法工艺。湿法工艺主要为lo-cat工艺，但lo-cat工艺技术适用于产量在200kg/d-20t/d的小规模硫磺回收装置，并且存在药剂消耗量大、运行成本高的缺点。干法工艺主要是指选择氧化法，目前按照工艺特点和使用催化剂的不同，主要包括荷兰jacobs公司的superclaus工艺、德国linde公司的clinsulf-do工艺、美国unocal公司的selectox工艺等，其中，superclaus工艺是目前最成功、应用最广泛的直接氧化类工艺。superclaus工艺是由荷兰comprimo公司(现已更名为jacobs公司)与veg气体研究院和utrech大学合作开发并拥有，是传统claus工艺的延伸。如附图2所示的典型superclaus工艺装置示意图，即在常规claus工艺基础上，通过添加一个选择性催化氧化反应段，将来自最后一级claus段的过程气中残余h2s选择氧化为元素硫。基于这样的理念，superclaus工艺的claus部分不需要再控制h2s：so2＝2：1，而是控制最后一级claus反应器出口的h2s浓度。其反应方程式为：

h2s+1/2o2→s+h2o。由于该反应是热力学完全反应，所以可以获得较高的硫磺回收率，硫磺回收率可达99.0％以上。但目前此类干法工艺直接排放的烟气so2浓度较高，无法满足国家最新环保法规《石油炼制工业污染物排放标准(gb31570-2015)》的排放要求，依然需要进行后续的回收处理。

技术实现要素：

为此，本发明所要解决的技术问题在于提供一种处理低浓度酸性气体进行硫磺回收的装置，该装置可处理h2s体积浓度为15-50％的低浓度酸性气体，且装置烟气so2排放浓度可满足国家最新环保法规《石油炼制工业污染物排放标准(gb31570-2015)》的排放要求；

本发明所要解决的第二个技术问题在于提供一种基于所述回收装置进行低浓度酸性气体处理回收硫磺的工艺。

为解决上述技术问题，本发明所述的一种处理低浓度酸性气体进行硫磺回收的装置，包括顺序连接的：

制硫单元，所述制硫单元包括制硫炉以及反应器，所述酸性气体在所述制硫炉内进行高温硫回收，并在所述反应器内继续进行克劳斯反应，得到硫磺并进行回收；

尾气处理单元，所述尾气处理单元包括硫化氢氧化反应器以及催化焚烧反应器，经所述制硫单元回收硫磺后的尾气经所述尾气处理单元进行硫化物的处理及回收；

烟气净化单元，所述烟气净化单元包括脱硫吸收塔，经所述尾气处理单元处理后得到的烟气经所述烟气净化单元进行进一步的脱硫净化，并将净化后的烟气排放；

液硫脱气单元，所述液硫脱气单元用于对制得液硫进行脱气处理，得到精制液硫产品。

具体的，所述反应器包括顺次连接的一级反应器、二级反应器以及三级反应器；经所述制硫炉反应后的过程气顺次进入各级所述反应器进行克劳斯反应，反应产物经与各级所述反应器适配的冷凝冷却器冷却后，回收液硫产品。

具体的，所述的处理低浓度酸性气体进行硫磺回收的装置中：

所述一级反应器的顶部装有脱漏氧硫回收催化剂，底部装有促进有机硫水解的氧化钛基硫回收催化剂；

所述二级反应器中填充有氧化钛基硫回收催化剂；

所述三级反应器顶部装填有氧化铝基硫回收催化剂，中部装填有氧化钛基硫回收催化剂，底部装填有低温型尾气加氢催化剂。

为了提高整个装置的硫化效率，本发明方案进一步对所述反应器中的催化剂进行级配设置，具体的：

所述一级反应器上部装填1/4或1/3高度的脱漏氧硫回收催化剂，下部装填3/4或2/3高度的水解活性较高的氧化钛基硫回收催化剂。上部装填脱漏氧硫回收催化剂是为了保证来自制硫炉的漏氧可以在脱漏氧催化剂上处理掉而避免后部催化剂发生硫酸盐化，底部装填氧化钛基硫回收催化剂是为了最大程度促进有机硫水解反应进行；

所述二级反应器全部装填水解活性较高的氧化钛基硫回收催化剂；

所述三级反应器上部装填1/2高度填装大比表面氧化铝基硫回收催化剂，中部装填1/4高度的氧化钛基硫回收催化剂，底部装填1/4高度的低温型尾气加氢催化剂。顶层装有氧化铝催化剂，是为促进克劳斯反应进行，但是由于最后选择氧化段不转化除h2s以外的组分，所以当这些组分进入选择氧化段时，就造成硫回收率的降低；因而中间部分装有氧化钛基硫回收催化剂，加强cos水解反应进行；而底层装有低温型尾气加氢催化剂，可以把so2还原成h2s和硫蒸汽。通过三级反应器的催化反应，可以保证在三级反应器出口气体中不含有so2及最少量的cos。

优选的，所述一级反应器、二级反应器以及三级反应器之前还设置有再加热设备，用于控制所述过程气进入各级所述反应器的温度；

所述一级反应器与所述制硫炉之间设置有高温掺和阀，使得所述过程气在进入所述一级反应器之前进行加热升温；

所述二级反应器与所述一级反应器之间设置有气气换热器，使得所述过程气在进入所述二级反应器之前进行加热升温。

优选的，所述制硫炉与所述反应器之间还设置有废热锅炉，自所述制硫炉排出的高温过程气经所述废热锅炉进行热量回收并冷却，冷却后的所述过程气进入一级冷凝冷却器冷凝并回收液硫，回收的余热用于产生低压蒸汽。

具体的，所述尾气处理单元中：

所述硫化氢氧化反应器中设置有硫化氢选择氧化催化剂，使h2s被选择性地氧化成硫元素，并经冷凝冷却器冷凝成液硫回收；

所述催化焚烧反应器中设置有催化焚烧催化剂，使尾气中残留的硫化物焚烧生成so2。

具体的，所述烟气净化单元中，所述脱硫吸收塔设置有碱液，进入所述脱硫吸收塔的所述烟气与所述碱液进行循环逆向接触，使烟气中的so2与碱液发生反应，实现烟气的净化。

具体的：所述液硫脱气单元包括鼓泡器以及液硫脱气泵；经回收的液硫进入液硫池，利用所述液硫脱气泵进行循环脱气，同时以空气为气源，通过所述鼓泡器从所述液硫池底部进行鼓泡脱气，使液硫中的有毒废气被脱出至气相，并通过蒸汽喷射器将液硫脱气产生的废气输送至所述制硫炉中进行处理。

本发明还公开了一种基于所述装置进行的处理低浓度酸性气体回收硫磺的工艺，包括如下步骤：

(1)待处理的所述低浓度酸性气体进入所述制硫炉进行高温硫回收，产生的高温过程气经冷凝得到液硫并回收，冷凝后的所述过程气继续进入各级所述反应器，在适配催化剂的作用下进行克劳斯反应并回收液硫，并将产生的尾气输送至所述尾气处理单元；

(2)经上述步骤(1)回收处理后的尾气进入所述硫化氢氧化反应器，在适配催化剂的催化下进行h2s的氧化，氧化产物经冷凝得到液硫并回收，冷凝后的尾气则进入所述催化焚化反应器进行，将尾气中残留的硫化物催化焚烧生成so2，并将焚烧后的烟气输送至所述烟气净化单元；

(3)经上述步骤(2)焚烧产生的烟气进入所述脱硫吸收塔中，与设置的碱液进行循环逆向接触，使烟气中的so2被吸收，并将净化后的烟气经烟囱排放；

(4)经上述步骤(1)-(3)回收的液硫经所述液硫脱气单元处理，使液硫中的有毒废气被脱出，并输送至所述制硫炉中进行处理。

具体的，所述的处理低浓度酸性气体回收硫磺的工艺：

控制所述一级反应器的入口温度为≥240℃，出口温度为≥320℃，过程气空速为400-800h^-1；

控制所述二级反应器的入口温度为≥210℃，出口温度为210-240℃，过程气空速为400-800h^-1；

控制所述三级反应器的入口温度为≥190℃，出口温度为≥195℃，过程气空速为400-800h^-1；

控制所述硫化氢氧化反应器的入口温度为≥180℃，出口温度为≤240℃，尾气空速为400-800h^-1；

控制所述催化焚烧反应器的入口温度为≥280℃，出口温度为≤400℃，尾气空速为3000-5000h^-1；

控制所述液硫脱气泵吹脱比为80-120；

控制回收的所述液硫的温度为135℃-150℃。

本发明所述硫磺回收装置对于装置规模低于1万吨/年的硫磺回收工艺，所述一级反应器、二级反应器、三级反应器和硫化氢氧化反应器可直接使用一个反应器进行处理，中间使用隔板分离，以便节省装置空间。

本发明所述处理低浓度酸性气体进行硫磺回收的装置，通过制硫单元、尾气处理单元、烟气净化单元及液硫脱气单元对所述酸性气体进行回收处理，并通过对各级反应器中催化剂的合理级配，有效提高了整个回收装置的硫回收率，本发明的硫磺回收装置烟气so2排放浓度可稳定低于20mg/m³，甚至可低于10mg/m³，大幅降低了烟气so2排放浓度。本发明的硫磺回收工艺流程短，设备数量少，占地面积小，相比常规claus+还原吸收工艺，投资降低30％以上，操作费用降低30％以上。本发明所述回收装置可用于炼化、煤化工及天然气净化行业的硫回收装置。

本发明所述硫磺回收装置中，在所述一级反应器入口气体的加热方式采用高温掺和工艺，采用高温掺和阀与一部分制硫炉生成的高温过程气混合升温，而在所述二级反应器入口的气体则采用气气换热工艺进行加热，相比于现有技术其他传统的加热方式具有显著节能的特点。

本发明硫磺装置采用催化焚烧反应器代替传统的尾气焚烧炉，并在催化焚烧反应器内装填高性能催化剂，可在较低反应温度下将硫化氢转化为二氧化硫，催化焚烧与采用焚烧炉的热焚烧工艺相比，可以节约近50％的能耗，操作费用也可降低近50％。

附图说明

为了使本发明的内容更容易被清楚的理解，下面根据本发明的具体实施例并结合附图，对本发明作进一步详细的说明，其中，

图1为本发明所述硫磺回收装置结构示意图；

图2为现有技术中典型的claus-还原吸收工艺装置示意图；

图中附图标记表示为：

1-制硫炉，2-高温掺和阀，3-废热锅炉，4-一级冷凝冷却器，5-一级反应器，6-气气换热器，7-二级冷凝冷却器，8-二级反应器，9-三级冷凝冷却器，10-一级加热器，11-三级反应器，12-四级冷凝冷却器，13-二级加热器，14-硫化氢氧化反应器，15-五级冷凝冷却器，16-三级加热器，17-催化焚烧反应器，18-脱硫吸收塔，19-六级冷凝冷却器，20-烟囱，21-蒸汽喷射器，22-液硫池，23-鼓泡器，24-液硫脱气泵；

1a-预热器，2a-制硫炉，3a-废热锅炉，4a-一级冷凝冷却器，5a-一级反应器，6a-一级加热器，7a-二级冷凝冷却器，8a-硫封，9a-二级加热器，10a-二级反应器，11a-三级冷凝冷却器，12a-尾气捕集器，13a-蒸汽喷射器，14a-液硫池，15a-鼓泡器，16a-尾气加热器，17a-加氢反应器，18a-尾气处理废热锅炉，19a-急冷塔，20a-吸收塔，21a-焚烧炉，22a-蒸汽过热器，23a-焚烧炉废热锅炉，24a-烟囱，25a-液硫脱气泵。

具体实施方式

如图1所示的装置结构示意图，本发明所述处理低浓度酸性气体进行硫磺回收的装置，包括顺序以管道相连通的制硫单元、尾气处理单元、烟气净化单元以及液硫脱气单元。

如图1所示的装置结构示意图，所述制硫单元包括制硫炉1、废热锅炉3、一级反应器5、二级反应器8以及三级反应器11，所述废热锅炉3与所述一级反应器5之间设置有一级冷凝冷却器4，所述制硫炉1与所述一级反应器5之间设置有高温掺和阀2，所述一级反应器5和所述二级反应器8之间设置有气气换热器6和二级冷凝冷却器7，所述二级反应器8和三级反应器11之间设置有三级冷凝冷却器9和一级加热器10，所述三级反应器11之后还设置有四级冷凝冷却器12。

所述制硫炉1中，进入的酸性气体原料气和空气的配风量是关键，为此在制硫炉1的尾气管道上还安装有h2s/so2在线比值分析仪，随机分析尾气中h2s/so2比率，调节进炉的风量，并通过反馈信号调节氧气管道上的微调阀，使过程气中的h2s/so2比率始终趋近2：1，从而获得最高的claus转化率。

所述制硫单元中，待处理的低浓度酸性气体原料气进入所述制硫炉1，根据制硫反应需氧量，通过比值调节严格控制进炉空气和氧气，在炉内进行高温克劳斯反应转化为硫，余下的h2s中有1/3转化为so2。反应后，自制硫炉1排出的高温过程气则继续进入废热锅炉3，用余热发生0.5mpa(g)低压蒸汽，而进入的高温过程气的温度则降至320℃后进入一级冷凝冷却器4冷却至160℃左右，经冷凝下来的液体硫磺在管程出口与过程气分离，自底部流出进入硫封罐。

而在所述一级冷凝冷却器4的管程出口的过程气则经所述高温掺和阀2与一部分所述制硫炉1生成的高温过程气继续混合升温至240℃后，进入所述一级反应器4(空速为400-800h^-1)。在所述一级反应器4的顶部装有脱漏氧硫回收催化剂，底部则装有促进有机硫水解的氧化钛基硫回收催化剂。所述一级反应器4的入口温度保持在240℃以上，以便于反应器中下部床层温度在320℃以上，此温度有利于在催化剂床的底部获得良好的cos和cs2转化，同时工艺气体中的h2s和so2也将在催化剂上发生克劳斯反应，直到达到平衡为止。经过所述一级反应器5反应后的过程气继续进入所述二级冷凝冷却器7进行冷凝得到液硫，冷凝下来的液体硫磺在管程出口与过程气分离，自底部流出进入硫封罐。

经所述二级冷凝冷却器7管程出口约160℃的过程气，则通过所述气气气换热器6加热后，使其在入口温度达到210℃进入所述二级反应器8(空速为400-800h^-1)，控制所述二级反应器8的温度低于所述一级反应器5的温度，以促进克劳斯反应进行。所述二级反应器8中，在氧化钛基硫回收催化剂作用下，进入的过程气中剩余的h2s和so2进一步转化为元素硫。经反应后的过程气进入所述三级冷凝冷却器9，被冷却至130℃左右，冷凝下来的液体硫磺，在管程出口与过程气分离，自底部流出进入硫封罐。

而来自所述三级冷凝冷却器9的过程气在经所述一级加热器10中被中压蒸汽热器加热，以获得在所述三级反应器11中催化反应所需的适宜温度(195℃)，所述三级反应器11中填充有三种不同类型的催化剂，其上部装填1/2高度的氧化铝基硫回收催化剂，中部装填1/4高度的氧化钛基硫回收催化剂，底部装填1/4高度的低温型尾气加氢催化剂。所述过程气进入所述三级反应器11(空速为400-800h^-1)进行催化反应，可以保证在三级反应器出口气体中不含有so2及最少量的cos。经所述三级反应器11处理后的过程气继续进入所述四级冷凝冷却器12中冷却，硫从工艺气体中冷凝后分离，自底部流出进入硫封罐，而产生的工艺尾气则进入所述尾气处理单元进行进一步处理。

如图1所示的装置结构示意图，所述尾气处理单元包括顺次管道连通的硫化氢氧化反应器14、五级冷凝冷却器15、三级加热器16和催化焚烧反应器17，所述硫化氢氧化反应器14与所述四级冷凝冷却器12之间设置有二级加热器13，所述催化焚烧反应器17之后设置有六级冷凝冷却器19。所述二级加热器13和所述三级加热器16均为中压蒸汽加热器。

所述尾气处理单元中，经所述四级冷凝冷却器12分离的工艺尾气在所述二级加热器13中用中压蒸汽加热，达到所述硫化氢氧化反应器14催化转化反应的合适温度(200℃)，而由鼓风机供应的空气注入再热器下游的工艺气体中，所述尾气进入所述硫化氢氧化反应器14中(空速为400-800h^-1)，在硫化氢选择氧化催化剂作用下，h2s被选择性地氧化成硫，反应生产的过程气继续进入所述五级冷凝冷却器15，被冷却至125℃，使元素硫凝为液态，液硫分离后进入硫封罐；而由所述五级冷凝冷却器15出来的制硫尾气经所述三级加热器16加热(≥280℃)后，经尾气分液罐后并进入所述催化焚烧反应器17(控制空速3000-5000h^-1)，在催化焚烧催化剂作用下将尾气中残留的硫化物焚烧生成so2，焚烧后的尾气(≤400℃)进入所述六级冷凝冷却器19，温度降至160℃左右并管输至所述烟气净化单元进行净化排放。

如图1所示的装置结构示意图，所述烟气净化单元包括脱硫吸收塔18及烟囱20。所述脱硫吸收塔18中采用新型钠法脱硫技术，选用10％的氢氧化钠溶液为脱硫溶液。所述脱硫吸收塔18采用多层喷淋，不仅so2脱除率高，且废水排放量小，装置流程简单，占地面积小。

所述烟气净化单元中，自所述六级冷凝冷却器19出来的烟气进入所述脱硫吸收塔18，所述脱硫吸收塔18的烟气入口处设水喷淋，将烟气温度降至约55℃进入塔内部；在塔内，烟气与循环的脱硫溶液逆向接触，烟气中的so2与碱液发生反应；烟气经碱洗后，二氧化硫含量降低到20mg/m³以下。塔顶出来的烟气温度约为55℃，送至烟囱排放，酸碱中和后含盐10％的含盐溶液(亚硫酸钠)，自脱硫吸收塔底部经塔底循环泵升压后送至脱硫吸收塔上部循环使用，外排含盐废液进氧化罐氧化后外送到废水处理系统统一处理。

如图1所示的装置结构示意图，所述液硫脱气单元包括鼓泡器23、液硫脱气泵24、蒸汽喷射器21及管线。经上述制硫单元、尾气处理单元、烟气净化单元冷却并汇入硫封罐的液硫自流进入液硫池22，用液硫脱气泵24进行循环脱气处理，控制吹脱比(空气/液硫)80-120，同时使用空气作为气源，通过鼓泡器23从液硫池22底部鼓泡脱气，液硫中的有毒气体被脱出至气相，用1.0mpa(g)蒸汽为动力，使用蒸汽喷射器21将液硫脱气废气送至制硫炉1入口处理，避免送至焚烧炉焚烧处理造成烟气so2浓度升高，而脱气后的液硫运输出厂。

本发明下述各实施例中，各级所述反应器所述硫化氢氧化反应器以及所述催化焚烧反应器中填装的催化剂均为国内现有市售成熟产品，如中石化齐鲁分公司研究院开发的ls系列催化剂，下述各实施例中选用的各催化剂及其物化性质见下表1所示。

表1催化剂性能列表

实施例1

煤化工甲醇厂一套6000吨/年硫磺回收装置，采用本发明如图1所示硫磺回收装置进行处理。各反应器催化剂具体选择及装填量见下表2所示。

表2催化剂装填量

硫磺装置处理的酸性气100％负荷为2400m³/h，h2s体积含量20-30％，其余主要是co2，配适量氧气进入制硫炉1进行燃烧，制硫炉1的温度控制在1050℃左右，燃烧后产生的过程气通过废热锅炉3后被冷却，同时发生0.5mpa(g)低压蒸汽，过程气温度则降至320℃后进入一级冷凝冷却器4冷至160℃，冷凝下来的液体硫磺，在管程出口与过程气分离，自底部流出进入硫封罐。一级冷凝冷却器4管程出口160℃的过程气经高温掺和阀2与一部分制硫炉1生成的高温过程气混合升温至240℃后，进入一级反应器5。一级反应器5内主要进行有机硫水解反应并兼顾克劳斯反应，通过选定的催化剂级配在一级反应器5内有机硫水解反应转化率达到95％以上。反应后的过程气进入二级冷凝冷却器7，被冷却至150℃，冷凝下来的液体硫磺，在管程出口与过程气分离，自底部流出进入硫封罐。二级冷凝冷却器7管程出口过程气通过气气换热器6加热后，温度达到210℃进入二级反应器8。控制所述二级反应器8的温度低于一级反应器5温度，以促进克劳斯反应进行。在选定催化剂作用下，过程气中剩余的h2s和so2进一步转化为元素硫。反应后的过程气进入三级冷凝冷却器9，被冷却至150℃，冷凝下来的液体硫磺，在管程出口与过程气分离，自底部流出进入硫封罐。来自三级冷凝冷却器9的气体在一级加热器10中被中压蒸汽热器加热至190℃后进入三级反应器11，在三级反应器11上中层主要发生克劳斯反应及水解反应，在下层发生选择性还原反应，即so2选择性还原为单质硫，确保在反应器出口过程气中不含有so2，过程气中硫化物体积浓度如下：h2s0.51％、cos0.01％。

来自三级反应器11的工艺尾气进入四级冷凝冷却器12中冷却至150℃，硫从工艺气体中冷凝后分离。来自四级冷凝冷却器12的工艺尾气在二级加热器13中用中压蒸汽加热，达到硫化氢氧化反应器14催化转化反应的合适温度(190℃)。在硫化氢氧化反应器14中，在硫化氢选择氧化催化剂作用下h2s被选择性地氧化成硫，其它形态的硫化物不发生反应。硫化氢氧化反应器14出口的过程气进入五级冷凝冷却器15，被冷却至125℃，使元素硫凝为液态，液硫分离后进入硫封罐。出口过程气中硫化物体积浓度如下：h2s0.01％、so20.03％、cos0.01％。

由五级冷凝冷却器15出来的尾气进入三级加热器16进行加热至290℃后进入催化焚烧反应器17，在催化焚烧反应器17中将未转化的h2s全部催化氧化为so2，焚烧后的尾气经过六级冷凝冷却器19温度降至160℃左右送至烟气净化单元的脱硫吸收塔18。

所述脱硫吸收塔18中采用钠法脱硫工艺，脱硫吸收塔18的烟气入口设水喷淋，将烟气温度降至约55℃进入塔内部。在塔内，烟气与循环溶液逆向接触，脱硫溶液为10％的氢氧化钠溶液，烟气中的so2与碱液发生反应。烟气经碱洗后，二氧化硫含量降低到6mg/m³。塔顶出来的烟气温度为55℃，送至烟囱20排放。酸碱中和后含盐10％的含盐溶液(亚硫酸钠)氧化后外送到废水处理系统统一处理。

经上述制硫单元、尾气处理单元、烟气净化单元冷却并汇入硫封罐的液硫自流进入液硫池22，用液硫脱气泵24进行循环脱气处理，同时使用空气作为气源，通过鼓泡器23从液硫池22底部鼓泡脱气，鼓泡所用空气量为60m³/h，液硫中的有毒气体被脱出至气相，用蒸汽喷射器将液硫脱气废气抽至制硫炉空气管线与所用空气混合后进入制硫炉1处理，喷射器所用动力为1.0mpa(g)蒸汽，用量为100kg/h，避免送至焚烧炉焚烧处理造成烟气so2浓度升高，而脱气后的液硫运输出厂。

本实施例中，经所述硫磺装置处理的烟气so2排放浓度低于10mg/m³，建设成本为4150万元，每吨硫磺脱除运行费用为106元。

实施例2

天然气净化厂一套4000吨/年硫磺回收装置，采用本发明如图1所示硫磺回收装置进行处理。各反应器催化剂具体选择及装填量见下表3所示。

表3催化剂选择及装填量

硫磺装置处理的酸性气100％负荷为650m³/h，h2s体积含量50-60％，其余主要是co2，配适量空气进制硫炉1进行燃烧，燃烧炉的温度控制在1050℃左右，燃烧后产生的过程气通过废热锅炉3后被冷却，同时发生0.5mpa(g)低压蒸汽，过程气温度降至320℃后进入一级冷凝冷却器4，冷至160℃，冷凝下来的液体硫磺，在管程出口与过程气分离，自底部流出进入硫封罐。一级冷凝冷却器4管程出口160℃的过程气经高温掺和阀2与一部分制硫炉1生成的高温过程气混合升温至240℃后，进入一级反应器5。一级反应器5内主要进行有机硫水解反应并兼顾克劳斯反应，通过合适的催化剂级配在一级反应器5内有机硫水解反应转化率达到95％以上。反应后的过程气进入二级冷凝冷却器7，被冷却至150℃，冷凝下来的液体硫磺，在管程出口与过程气分离，自底部流出进入硫封罐。二级冷凝冷却器7管程出口过程气通过气气换热器6加热后，温度达到210℃进入二级反应器8。二级反应器8温度低于一级反应器温度5，以促进克劳斯反应进行。在催化剂作用下，过程气中剩余的h2s和so2进一步转化为元素硫。反应后的过程气进入三级冷凝冷却器9，被冷却至150℃，冷凝下来的液体硫磺，在管程出口与过程气分离，自底部流出进入硫封罐。来自三级冷凝冷却器9的气体在一级加热器10中被中压蒸汽热器加热至190℃后进入三级反应器11，在三级反应器11上中层主要发生克劳斯反应及水解反应，在反应器下层发生选择性还原反应，即so2选择性还原为单质硫，确保在反应器出口过程气中不含有so2，过程气中硫化物体积浓度如下：h2s0.67％、cos0.01％。

来自三级反应器11的工艺尾气进入四级冷凝冷却器12中冷却至150℃，硫从工艺气体中冷凝后分离。来自四级冷凝冷却器12的工艺气体在二级加热器中13用中压蒸汽加热，达到硫化氢选择氧化反应器14催化转化反应的合适温度(190℃)。在反应器中，在硫化氢选择氧化催化剂作用下h2s被选择性地氧化成硫，其它形态的硫化物不发生反应。硫化氢氧化反应器14出口的过程气进入五级冷凝冷却器15，被冷却至125℃，使元素硫凝为液态，液硫分离后进入硫封罐。出口过程气中硫化物体积浓度如下：h2s0.02％、so20.03％、cos0.01％。

由五级冷凝冷却器15出来的制硫尾气进入三级加热器16进行加热至290℃后进入催化焚烧反应器17，在催化焚烧反应器17中将未转化的h2s全部催化氧化为so2，焚烧后的尾气经过六级冷凝冷却器19温度降至160℃左右送至烟气净化单元的脱硫吸收塔18。

所述脱硫吸收塔18采用钠法脱硫工艺，脱硫吸收塔18的烟气入口设水喷淋，将烟气温度降至约55℃进入塔内部。在塔内，烟气与循环溶液逆向接触，脱硫溶液为10％的氢氧化钠溶液，烟气中的so2与碱液发生反应。烟气经碱洗后，二氧化硫含量降低到8mg/m³。塔顶出来的烟气温度为55℃，送至烟囱20排放。酸碱中和后含盐10％的含盐溶液(亚硫酸钠)进氧化罐氧化后外送到废水处理系统统一处理。

经上述制硫单元、尾气处理单元、烟气净化单元冷却并汇入硫封罐的液硫自流进入液硫池22，用液硫脱气泵24进行循环脱气处理，同时使用空气作为气源，通过鼓泡器23从液硫池22底部鼓泡脱气，鼓泡所用空气量为40m³/h，液硫中的有毒气体被脱出至气相，用蒸汽喷射器将液硫脱气废气抽至制硫炉空气管线与所用空气混合后进入制硫炉1处理，喷射器所用动力为1.0mpa(g)蒸汽，用量为70kg/h，避免送至焚烧炉焚烧处理造成烟气so2浓度升高，而脱气后的液硫运输出厂。

本实施例中，经所述硫磺装置处理的烟气so2排放浓度低于10mg/m³，建设成本为3200万元，每吨硫磺脱除运行费用为110元。

对比例1

煤化工甲醇厂一套6000吨/年硫磺回收装置采用传统工艺(克劳斯+还原吸收工艺)建设，具体装置示意图如附图2所示。

来自外界的酸性气体进入预热器1a，采用1.0mpa低压蒸汽预热至160℃后，进入酸性气制硫炉2a。燃烧后高温过程气进入废热锅炉3a冷却至350℃并发生4.4mpa中压蒸汽后进入一级冷凝冷却器4a，液硫从一级冷凝冷却器4a底部经硫封8a进入液硫池。除雾后的过程气经一级加热器6a用酸性气燃烧炉废热锅炉3a发生的4.4mpa中压蒸汽加热至240℃后进入一级反应器5a，在催化剂作用下，硫化氢与二氧化硫发生反应，生成硫磺。反应过程气经二级冷凝冷却器7a冷却至160℃并经除雾后，液硫从二级冷凝冷却器7a底部经硫封8a进入液硫池。过程气经二级加热器9a使用4.4mpa中压蒸汽加热至220℃后进入二级反应器10a，在催化剂作用下，硫化氢与二氧化硫继续发生反应，生成硫磺。反应过程气经三级冷凝器冷凝冷却器11a冷却至150℃并经除雾后，液硫从三级冷凝冷却器11a底部经硫封8a进入液硫池。尾气再经尾气捕集器12a进一步捕集硫雾后，进入尾气处理系统。

经捕集硫雾后的claus尾气，与氢气混合，以提供进行加氢反应的还原介质，再经尾气加热器16a用4.4mpa中压蒸汽加热至230℃，进入装载有低温催化剂的加氢反应器17a。在加氢反应器17a中，在催化剂的作用下，过程气中硫组份(so2、cos、cs2和气态硫磺)被还原或水解成h2s。在加氢反应器17a中发生的是放热反应，离开加氢反应器17a的尾气温度较高，需要经尾气处理废热锅炉18a回收热量并降温后进入急冷塔19a。尾气处理废热锅炉18a壳程发生0.45mpa(g)蒸汽。急冷后的尾气进入吸收塔20a，吸收塔20a底的富溶剂送至溶剂再生装置进行再生。脱硫后的尾气进入尾气焚烧炉21a焚烧。焚烧后的烟气经中压蒸汽过热器22a和尾气焚烧炉废热锅炉23a吸收热量温度降至160℃左右送至烟囱24a排放。

液硫池14a内储存液硫采用液硫脱气泵25a循环脱气处理，同时使用空气通过从底部鼓泡器15a鼓泡脱气，鼓泡所用空气量60m³/h，液硫中的h2s气体被脱出至气相，用蒸汽喷射器13a将液硫脱气废气抽至焚烧炉21a处理，喷射器所用动力为1.0mpa(g)蒸汽，用量为100kg/h。脱气后的液硫运输出厂。

本对比例中，经上述传统硫磺装置烟气so2排放浓度约为326mg/m³，建设成本为6100万元，每吨硫磺脱除运行费用为156元。

可见，本发明所述处理低浓度酸性气体进行硫磺回收的装置，可有效提高了整个回收装置的硫回收率，大幅降低了烟气so2排放浓度，相比常规claus+还原吸收工艺，投资降低30％以上，操作费用降低30％以上。

显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。