技術領域
本發明涉及硫化工領域，特別涉及一種用于二硫化碳生產過程氣的氧化催化和加氫還原的處理工藝及設備。
背景技術：
二硫化碳生產工藝中，對含H2S的酸氣中的硫磺回收和尾氣處理工藝大都圍繞克勞斯工藝展開，傳統的克勞斯工藝基本流程為：將含H2S的酸氣在配風的條件下送入催化轉化反應器中，在200℃~350℃的溫度下催化反應，反應出來的過程氣經過硫冷凝器，在130℃~200℃的溫度下，通過冷凝分離出硫磺，同時副產低壓蒸汽，未冷凝的尾氣氣相部分再做進一步處理后放空。發生主要的反應如下：
如專利號為CN103539077A公開的一種克勞斯硫回收裝置液硫池含硫廢氣處理工藝，包括液硫池（1）、還包括蒸汽噴射器（11）和克勞斯爐（8），液硫池（1）中的液硫蒸發產生的硫蒸汽及液硫脫出的硫化氫氣體與鼓入的非凈化風混合形成含硫廢氣，由蒸汽噴射器（11）把液硫池脫出的含硫廢氣送至硫磺克勞斯爐（8）內，在克勞斯爐內將含硫廢氣中所有硫元素轉換為硫單質，由硫冷凝器（14）冷凝為液硫回。
又如專利號為CN103318847A公開的一種含硫化氫廢氣的高效硫回收方法，將含H2S的廢氣在焚燒爐中完全燃燒生成SO2氣體和水蒸汽，然后經過余熱鍋爐冷卻，生成溫度為300℃～500℃的工藝氣體，同時產生7.0～7.5MPa 高壓蒸汽；工藝氣體進入帶有反應段和冷卻段的氧化反應器，在氧化反應器中催化氧化生成SO3并轉化為硫酸蒸汽；硫酸蒸汽進入冷卻器中，在250℃以上用空氣冷卻硫酸蒸汽，分離出硫酸液體和不凝氣體；不凝氣體經過多級加熱后再進行第二次催化氧化和第二次冷卻分離，排放達到排放要求的不凝氣體，并收集分離出的硫酸液體。
這種工藝存在一些問題：1）轉化率低，只有80%～90%，2）強放熱，難以維持合適的反應溫度。
技術實現要素：
本發明的目的之一是為了解決現有的二硫化碳生產過程中產生的含硫化氫過程氣的硫回收存在的上述問題，提供一種用于二硫化碳生產過程氣的處理工藝，解決了傳統工藝關于催化轉化溫度難以控制的問題，有效的提高了過程的轉化率，最終排放尾氣（SO2濃度小于30ppm）以遠低于國家標準的濃度。
為了達到上述目的，本發明采用如下的技術方案：一種用于二硫化碳生產過程氣的處理工藝，包括氧化催化回收和加氫催化還原兩個主要階段，具體步驟包括：（1）將含H2S的酸氣和燃料氣空氣首先送入酸氣燃燒爐內在溫度為950℃～1400℃下發生高溫燃燒反應；（2）酸氣燃燒爐內產生的過程氣通入轉化反應器，在170℃～350℃的溫度下催化反應；（3）轉化反應器反應出來的過程氣分離出硫磺，產生的尾氣在催化劑的作用下，尾氣中的二氧化硫、元素硫被加氫還原成硫化氫，有機硫則被水解為硫化氫；（4）步驟（3）中所產生的含有硫化氫尾氣通過胺液循環回收H2S和CO2，凈化后的尾氣進入尾氣灼燒爐灼燒、排放。
本發明的上述技術方案，將過程氣的處理分為氧化催化回收和加氫催化還原分為兩個階段，在酸氣燃燒爐和反應轉化器內發生的主反應分別如下：
放熱較現有的硫回收工藝要低，便于控制催化轉化溫度，凈化后的尾氣進入尾氣灼燒爐灼燒，最終（SO2濃度小于30ppm）以遠低于國家標準的濃度排入大氣，使得總硫回收率達99.8%以上。
作為優選，步驟（2）中，所述轉化反應器的入口溫度210～250℃，一方面保證在催化劑作用下使COS和CS2的水解吸熱反應正向進行，另一方面這一合適的溫度有利于H2S與SO2在床層催化劑作用下發生放熱反應正向進行以回收硫磺，但又不至低到硫的露點溫度以下，造成液硫析出，而使催化劑失去活性，造成硫轉化率的下降。
作為優選，步驟（2）中，酸氣燃燒爐內產生的過程氣，經過熱量回收降溫后，通入轉化反應器進行催化反應，回收反應熱，副產出蒸汽，達到節能降耗的循環經濟目的。
作為優選，步驟（2）中，采用多級轉化反應器進行催化反應，可以提高回收率。
進一步優選，采用二級轉化反應器進行催化反應，第三級及以上轉化反應器理論上可以再提升硫的回收率，但提升幅度只有百分之一左右，所以本優選在保障較高硫回收率的同時，節省了設備投資和空間利用。
作為優選，在催化轉化中，一級轉化反應器采用高溫（290℃～320℃），二級轉化反應器的轉化溫度則采用較低溫度(220℃～240℃)。
作為優選，過程氣在通入所述一級轉化反應器和二級轉化反應器之前加熱達到反應溫度送入所述轉化反應器，避免了高溫摻合閥的閥芯易腐蝕，閥頭襯里易脫落，溫度不易自動控制，以及使用周期短的缺陷。
作為優選，所述一級、二級轉化反應器采用活性鋁基催化劑，過程氣（H2S、SO2等）在催化劑作用下完成轉化生成硫磺回收。
作為優選，步驟（3）中，采用鈷鉬催化劑，在催化劑作用下尾氣中的二氧化硫、元素硫被加氫還原成硫化氫，有機硫被水解轉化成硫化氫。
作為優選，所述轉化反應器采用絕熱式固定床反應器，能夠實現床層溫度偏差控制在10℃以內。
作為優選，控制80%的配風量，在酸氣燃燒爐內僅讓1/3體積的H2S燃燒生成SO2，另根據尾氣中H2S:SO2 = 2:1來控制其余20%的配風量。酸氣燃燒爐內部分H2S轉化為硫蒸汽，其余H2S繼續在反應轉化器內進行轉化。
作為優選，步驟（3）中尾氣經加熱后進行加氫還原反應，加熱采用凈化后的天然氣為燃料直接在線加熱，配風比在0.7～0.75，既滿足尾氣加氫反應器入口溫度280～300℃的要求，又可保證尾氣加氫反應所需的氫源。
本發明的目的之二是提供上述處理工藝所采用的處理設備，包括沿著過程氣的流動方向依次設置的酸氣燃燒爐、一級冷凝冷卻器、一轉加熱器、一級反應器、二級冷凝冷卻器、捕集器、加氫反應器和加氫冷卻器。
作為優選，在所述二級冷凝冷卻器和所述捕集器之間設有依次設置的二轉加熱器、二級反應器和三級冷凝冷卻器。
作為優選，所述一級冷凝冷卻器和二級冷凝冷卻器為同一冷凝冷卻器。
作為優選，所述一級冷凝冷卻器、二級冷凝冷卻器和三級冷凝冷卻器通過液硫封罐連接有精制液硫槽。
作為優選，所述捕集器與所述加氫反應器之間設置有在線加熱爐。
作為優選，所述一級轉化反應器和二級轉化反應器采用絕熱式固定床轉化器。
作為優選，所述一級加熱器連接有一級分水罐。
作為優選，所述二級加熱器連接有二級分水罐。
通過實施上述技術方案，本發明通過在工藝和設備上進行改進，實現含硫化氫的過程氣中硫的高效回收，總硫回收率達99.8%以上，還解決了傳統工藝關于催化轉化溫度難以控制的問題，最終排放尾氣中SO2含量遠低于國家標準的濃度。
附圖說明
附圖1為本發明一實施例的示意圖。
具體實施方式
下面結合附圖和具體實施例，對本發明的技術方案作進一步詳細說明。
實施例1：
一種用于二硫化碳生產過程氣的處理工藝，將過程氣的處理分為氧化催化回收和加氫催化還原分為兩個階段，來自上游工序的經過穩壓后的含有硫化氫的過程氣，在酸氣燃燒爐1內和天然氣NG、壓縮空氣CA在950℃下發生燃燒，以烴類完全燃燒和1/3硫化氫生成二氧化硫來控制80%的風量，另根據尾氣中H2S:SO2 = 2:1來控制其余20%的風量。燃燒后的高溫過程氣進入酸氣燃燒爐的蒸汽發生系統，副產2.2MPa的中壓蒸汽MS，換熱后冷卻至350℃。過程氣進入一級冷凝冷卻器2，在一級冷凝冷卻器2中產生0.35Mpa的低壓蒸汽LS，同時過程氣本身冷卻至160℃，冷凝下來的液硫從一級冷凝冷卻器2的出口封頭底部，經液硫封槽10自流進入精制液硫槽11，冷卻過后的過程氣經一級加熱器3升溫至210℃進入一級反應轉化器4，在溫度為300℃下發生催化反應，一級轉化反應器4采用絕熱式固定床反應器，床層溫度偏差控制在10℃以內。在催化劑的作用下，硫化氫與二氧化硫發生反應，生成硫磺。反應完成后，溫度為300℃的反應過程氣進入二級冷凝冷卻器2，副產出0.3Mpa蒸汽，過程氣被冷卻至160℃，冷凝下來的液硫從二級冷凝冷卻器2的底部，經液硫封槽10自流進入精制液硫槽11，冷卻后的過程氣再經捕集器12進一步捕集硫霧后，進入在線加熱爐13。天然氣和空氣首先在線加熱爐13中進行次當量燃燒，配風比在0.75，提供加氫反應所需的氫氣，并同時加熱尾氣至290℃，送入加氫反應器14內。在催化劑的作用下，尾氣中的二氧化硫、元素硫被加氫還原成硫化氫，有機硫(COS，CS2)則被水解為硫化氫。在經過加氫冷卻器15冷卻之后，蒸汽冷凝水SC排除，余熱回收副產0.3Mpa的蒸汽供用汽設備使用，為尾氣進一步進入急冷塔起到了預冷卻的效果。
加氫還原尾氣中的H2S及部分CO2再經過急冷后進入吸收塔，經過胺液選擇性的吸收解吸后，凈化后的尾氣在尾氣灼燒爐內被天然氣空氣灼燒，將剩余的硫化物轉化為SO2，此時SO2含量低于20ppm，符合排放標準，經由煙囪排至大氣。
實施例2：
一種用于二硫化碳生產過程氣的處理工藝，如附圖1所示，將過程氣的處理分為氧化催化回收和加氫催化還原分為兩個階段，來自上游工序的經過穩壓后的含有硫化氫的過程氣，在酸氣燃燒爐1內和天然氣NG、空氣CA在1000℃下發生燃燒，以烴類完全燃燒和1/3硫化氫生成二氧化硫來控制80%的風量，另根據尾氣中H2S:SO2 = 2:1來控制其余20%的風量。燃燒后的高溫過程氣進入酸氣燃燒爐的蒸汽發生系統，副產2.2MPa的中壓蒸汽，換熱后冷卻至350℃。過程氣進入一級冷凝冷卻器2，在一級冷凝冷卻器2中產生0.35Mpa的低壓蒸汽，同時過程氣本身冷卻至160℃，冷凝下來的液硫從一級冷凝冷卻器2的出口封頭底部，經液硫封槽10自流進入精制液硫槽11，冷卻過后的過程氣經一級加熱器3升溫至220℃進入一級反應轉化器4，一級反應器4的入口溫度為210℃，在350℃的溫度下進行催化反應。其中一級加熱器3與一轉分水罐5連接，實現汽水分離。在催化劑的作用下，硫化氫與二氧化硫發生反應，生成硫磺。反應完成后，溫度為300℃的反應過程氣進入二級冷凝冷卻器2，副產出0.3Mpa蒸汽，過程氣被冷卻至160℃，冷凝下來的液硫從二級冷凝冷卻器2的底部，經液硫封槽10自流進入精制液硫槽11，冷卻過后的過程氣經二級加熱器6升溫至220℃進入二級反應器，二級反應器的入口溫度為210℃，反應溫度為220℃。加熱器6與二轉分水罐7連接，實現汽水分離。在催化劑的作用下，硫化氫與二氧化硫繼續發生反應，生成硫磺。230℃的反應過程氣進入三級冷凝冷卻器9冷卻至130℃，冷凝下來的液硫從三級冷凝冷卻器底部，經液硫封槽10自流進入精制液硫槽11。冷卻后的過程氣再經捕集器12進一步捕集硫霧后，進入在線加熱爐13。天然氣和空氣首先在線加熱爐13中進行次當量燃燒，配風比在0.7，提供加氫反應所需的氫氣，并同時加熱尾氣至300℃，送入加氫反應器14內。在催化劑的作用下，尾氣中的二氧化硫、元素硫被加氫還原成硫化氫，有機硫(COS、CS2)則被水解為硫化氫。在經過加氫冷卻器15冷卻之后，余熱回收副產0.3Mpa的蒸汽供用汽設備使用，為尾氣進一步進入急冷塔起到了預冷卻的效果。
加氫還原尾氣中的H2S及部分CO2再經過急冷后進入吸收塔，經過胺液選擇性的吸收解吸后，凈化后的尾氣在尾氣灼燒爐內被天然氣空氣灼燒，將剩余的硫化物轉化為SO2，此時SO2含量低于20ppm，經由煙囪排至大氣。
實施例3：
一種用于二硫化碳生產過程氣的處理工藝，將過程氣的處理分為氧化催化回收和加氫催化還原分為兩個階段，來自上游工序的經過穩壓后的含有硫化氫的過程氣，在酸氣燃燒爐1內和天然氣NG、空氣CA在1000℃下發生燃燒，以烴類完全燃燒和1/3硫化氫生成二氧化硫來控制80%的風量，另根據尾氣中H2S:SO2 = 2:1來控制其余20%的風量。燃燒后的高溫過程氣進入酸氣燃燒爐的蒸汽發生系統，副產2.2MPa的中壓蒸汽，換熱后冷卻至350℃。過程氣進入一級冷凝冷卻器2，在一級冷凝冷卻器2中產生0.35Mpa的低壓蒸汽，同時過程氣本身冷卻至160℃，冷凝下來的液硫從一級冷凝冷卻器2的出口封頭底部，經液硫封槽10自流進入精制液硫槽11，冷卻過后的過程氣經一級加熱器3升溫至210℃進入一級反應轉化器4，一級反應器4的入口溫度為250℃，在300℃的溫度下進行催化反應。其中一級加熱器3與一轉分水罐5連接，實現汽水分離。在催化劑的作用下，硫化氫與二氧化硫發生反應，生成硫磺。反應完成后，溫度為300℃的反應過程氣進入二級冷凝冷卻器2，副產出0.3Mpa蒸汽，過程氣被冷卻至160℃，冷凝下來的液硫從二級冷凝冷卻器2的底部，經液硫封槽10自流進入精制液硫槽11，冷卻過后的過程氣經二級加熱器6升溫至220℃進入二級反應器，二級反應器的入口溫度為220℃，反應溫度為240℃。加熱器6與二轉分水罐7連接，實現汽水分離。在催化劑的作用下，硫化氫與二氧化硫繼續發生反應，生成硫磺。230℃的反應過程氣進入三級冷凝冷卻器9冷卻至130℃，冷凝下來的液硫從三級冷凝冷卻器底部，經液硫封槽10自流進入精制液硫槽11。冷卻后的過程氣再經捕集器12進一步捕集硫霧后，進入在線加熱爐13。天然氣和空氣首先在線加熱爐13中進行次當量燃燒，配風比在0.7，提供加氫反應所需的氫氣，并同時加熱尾氣至280℃，送入加氫反應器14內。在催化劑的作用下，尾氣中的二氧化硫、元素硫被加氫還原成硫化氫，有機硫(COS、CS2)則被水解為硫化氫。在經過加氫冷卻器15冷卻之后，余熱回收副產0.35Mpa的蒸汽供用汽設備使用，為尾氣進一步進入急冷塔起到了預冷卻的效果。
加氫還原尾氣中的H2S及部分CO2再經過急冷后進入吸收塔，經過胺液選擇性的吸收解吸后，凈化后的尾氣在尾氣灼燒爐內被天然氣空氣灼燒，將剩余的硫化物轉化為SO2，此時SO2含量低于25ppm，經由煙囪排至大氣。