通过二氧化硫选择性膜技术以及二氧化硫选择性吸收技术优化克劳斯尾气处理的制作方法

本发明涉及用于改进克劳斯单元硫回收的系统和方法。更具体而言，本发明提供了一种用于处理酸性气流并使其中的二氧化硫排放最小化的系统和方法。

背景技术：

作为天然气加工和石油馏分加氢处理的一部分，产生了大量的硫化氢(h2s)。h2s是有毒的，因此被转化为单质硫(s)，单质硫对于处理和运输而言是更实用且更安全的状态。随着更严格的燃料法规和日益增长的环境关注，以及处理高硫原油和天然气的需要，硫回收已经成为减排中的主要问题之一。单质硫是硫物质回收的最终状态。

在硫回收单元(sru)中进行h2s向单质硫的转化。由于需要减少从回收单元释放到大气中的硫化合物的量以满足规定的法律限制，所以硫回收的水平越来越重要。对于这种转化，世界上最常用的方法被称为改良的克劳斯(claus)处理工艺，或可供选择的克劳斯单元或改良的克劳斯单元。

改良的克劳斯处理工艺是用于将气态h2s转化成单质硫的热反应工序和催化反应工序的组合。

克劳斯单元进料气体具有宽范围的组成。大部分进料气体源自使用各种溶剂(胺、物理或混合溶剂)从石油炼制、天然气加工以及沥青砂、煤气化和其他工业的副产物气体中提取硫化氢的吸收处理。h2s的其他气体装置或炼油厂来源为含硫水汽提塔单元。

第一工序是在反应炉中的热反应工序(即，在没有催化剂的情况下)。在反应炉中使用足够的燃烧空气或富含氧气的空气来燃烧化学计量为三分之一的所含的h2s，从而对克劳斯单元的进料气体进行燃烧。在“非预热”运行条件下，反应炉的压力保持在约1.5巴(高于大气压35kpa至70kpa)，并且温度保持在约900℃至1350℃。来自进料气体的h2s连同二氧化硫(so2)一起被热转化成单质硫。硫产率为约65％至72％，这取决于sru的运行模式。提高反应炉和随后的冷凝器中的单质硫产率是有利的，因为这降低了催化反应器上的后续负荷。考虑到进料组成，通过调节空气/氧气进料、反应温度、压力和停留时间来设计反应炉的运行，以使硫回收最大化。此外，反应炉可以破坏进料气流中存在的污染物，如烃类。这些污染物通过产生可能导致催化剂床堵塞或失活的碳-硫化合物而使催化反应器出现问题。

来自反应炉的含有硫蒸气的热反应产物气体用于在废热锅炉中产生高压蒸汽，这也使得气体得以冷却。然后，产物气体在热交换器中进一步冷却和冷凝，同时产生另外的低压蒸汽。冷凝的液态硫在冷凝器的出口端与剩余的未反应气体分离，并被送至液硫槽或其他收集区。

然后，分离出的气体进入克劳斯单元的催化反应工序。催化反应工序包括两个至三个催化反应器。在硫冷凝器之后，分离出的气体被再加热并进入第一催化反应器，该第一催化反应器保持在约305℃的平均温度。在第一催化反应中，进料气体中约20％的h2s通过与so2反应而转化成单质硫。为了避免催化床损坏并出于热力学考虑，温度受限于排气温度。在第二冷凝器中冷却来自第一催化反应器的出口产物气体，第二冷凝器也可以产生蒸汽。再次，冷凝的液态硫在第二冷凝器的出口端与剩余的未反应气体分离，并被送至硫储存装置。将第二冷凝器的分离出的气体送至另一个再加热器，并且在连续降低的反应器温度下，对于第二催化反应器和第三催化反应器重复地依次进行气体再加热、催化反应、冷凝以及将液态硫与未反应的气体分离。进料气体中约5％的h2s在第二反应器中转化成单质硫，并且进料气体中约3％的h2s在第三反应器中转化成单质硫。

最后，气流在通过焚烧炉之后，通过烟道释放到大气中，焚烧炉将所有剩余的硫物质氧化成so2。此外，烟道气化合物包含水、氮气、氧气、二氧化硫和最终的二氧化碳。最终存在的二氧化碳来自酸性气体组合物(在诸如胺方法之类的脱硫方法中，co2和h2s回收自天然气)。焚烧炉温度和耐火材料衬里的烟囱中的气体温度足够高(远高于气体露点)，以避免腐蚀并有助于so2在周围空气中的快速扩散。此外，将烟囱设计成确保地地面的so2浓度低于当地的规章限制。

对于设计良好且运行良好的具有三个催化反应器的克劳斯硫回收装置，根据进料气体组成，总的硫转化率可以达到96％至98％。为了实现更高的转化率，必须添加尾气处理单元以进一步处理焚烧炉上游的废气或作为焚烧炉的替代物。尾气处理单元为精制单元。目前可获得的尾气处理单元可以有效实现高达99.2％的回收率，但是会显著增加克劳斯处理单元的资本成本，通常与克劳斯单元本身的数量级相同。

已经开发的尾气处理技术包括，但不限于，工艺、highsulf^tm、bsr/mdea^tm、sultimate^tm、bechteltgtu和techniptgtu。所安装的尾气处理单元的选择取决于目标转化率，因为成本与所需的转化率水平直接相关。虽然scot工艺的硫回收率可以达到99.9％，但是当克劳斯进料没有高浓度硫化氢时，例如除非大于55％，否则增加的成本和单元复杂性使得该方法不可行。除了会提高运行成本和资本成本之外，这些技术可能需要大量的物理占地面积以用于运行所必需的各种处理容器、塔、泵和存储容器。

此外，可以增加工序作为尾气处理单元的可供选择的方案，以除去目标so2。已经开发了许多技术来处理废气以减少经燃烧的气流中的硫氧化物的排放。这些技术通常分为再生工艺和非再生工艺，并且可以进一步分为湿法工艺和干法工艺。

非再生工艺包括诸如石灰石-石膏法之类的各种湿式洗涤工艺，并且当以相对较低的成本、以高效so2去除作为目标时，非再生工艺是最主要的技术。在石灰石-石膏工艺中，烟道气进入吸收塔，并通过石灰石和水的喷雾起泡，其中so2与石灰反应产生亚硫酸钙，亚硫酸钙与氧反应产生石膏，然后可以对石膏进行处理。然后，未反应的气体从塔顶排出。喷淋塔主要用于湿法脱硫系统和技术。

对于再生工艺，吸收剂(sorbent)在热处理或化学处理后被再利用以产生浓缩的so2，这些so2通常被转化为单质硫。这些是需要高资本支出的复杂工艺，并且包括氧化镁工艺和wellman-lord工艺。在干法工艺方面，再生工艺包括使用活性炭。

最近，再生工艺利用了溶剂技术。这种技术的实例包括：lab-sorb^tm、clausmaster^tm和

在大多数情况下，烟道气是不饱和的。然而，在能够除去诸如so2之类酸性气体之前，气流必须是绝热饱和的或“骤冷的”。大多数洗涤器会具有液体(通常为水或洗涤试剂本身)与进入的烟道气接触以绝热地饱和或“骤冷”气流的部分。

lab-sorb^tm工艺利用无机可再生洗涤试剂与so2反应。在再生单元中，对来自洗涤器的富含so2的试剂进行处理以除去捕获的so2，从而产生新鲜的洗涤试剂。从试剂中除去的so2作为浓缩/纯so2(90+％)排出，并且可以被送至克劳斯装置(或硫酸装置)的前端以用于回收。在预洗涤部分中，从烟道气中除去固体，并且在类似于基于苛性钠的fccu洗涤系统的净化处理单元中所用的系统中脱水。苛性钠(naoh)和磷酸(h3po4)用于缓冲，并且需要少量的添加剂来弥补少量的缓冲剂损失。在单效或双效蒸发回路中，使用低压蒸汽进行缓冲剂再生。lab-sorb^tm工艺产生了最少量的需要处理的废物，而回收的so2可以被转化成可销售的产物，如单质硫、硫酸或液态so2。lab-sorb^tm系统可以适用于许多工艺，包括燃烧化石燃料的锅炉、克劳斯尾气处理、fccu、有色金属冶炼厂、硫酸厂和其他的so2排放设施。

系统类似于用于从精炼厂料流和天然气中除去h2s和co2的胺处理方法。气体在吸收塔中逆流接触，其中溶剂吸收二氧化硫，从而将流出气降低至所需的so2浓度。富胺(richamine)积聚在吸收贮槽中。从吸收池中排出溶剂(空间位阻二胺类)的恒定料流以在汽提塔中进行再生。一经再生，则使溶剂再循环至吸收塔以吸收另外的so2。可以实现低至10ppmv的排放。工艺的主要部分由规整填料吸收塔和也包括规整填料的再生塔组成，并且装有再沸器和塔顶冷凝器。相关的外围装置由工艺用泵、热交换器和工艺用微粒过滤器组成。该单元还包括电渗析溶剂纯化单元。调节结构的材料以处理由酸度高于h2s和co2的so2造成的较低的ph值。更具体而言，再生塔中不释放诸如硫酸和盐酸之类的更强的酸，从而确保产物so2的高纯度。

在工艺中，热so2气体通过dyna湿式洗涤器和气体冷却塔来冷却。so2的去除仅在so2气体被骤冷之后发生。这分两步完成：酸性气体被吸收到洗涤液中。一经吸收，酸性气体则与试剂发生反应，从而形成反应副产物，然后必须从干净气体中除去这些副产物。在通过专用的so2物理吸收剂之后，干净气体排出烟道，并且在汽提塔中从负载so2的吸收剂中汽提出so2。浓缩的so2再循环回到克劳斯硫回收装置。再循环的so2降低了典型克劳斯装置和h2s尾气系统的空气和燃料需求。该工艺在精炼厂或煤气厂中不是非常普遍，因为其增加了现有单元的复杂性。该工艺用于将浓缩so2引入h2so4生产的熔炉，因为h2so4被用于金属制造方法中。

和工艺是物理洗涤器工艺。将完全氧化的仅含有so2的尾气供给至物理洗涤塔。在第二塔中从溶剂中汽提出浓缩的so2并送回到克劳斯入口。物理洗涤的一个优点是，无论进料气体so2浓度如何，烟道中的残余so2总是恒定的，因为在进料气体的具有较高浓度的洗涤溶液中，so2具有较高的溶解度。这种自调节使得克劳斯装置不太复杂，因此不太昂贵。采用这种尾气净化工艺，当废气中具有约80ppmv的残余so2时，可获得接近100％的硫回收率。

当目标为由so2生产h2so4时，lab-sorb^tm、和都是有用的系统和工艺。然而，当与常规克劳斯工艺结合时，这些方法由于需要额外的装置和材料而增加了系统的复杂性。此外，这些工艺和系统需要增加能量使用。最后，所有这些工艺均会产生需要去除和处理的废物料流。

另一种类型的洗涤系统是使用苛性碱/亚硫酸钠溶液从催化氧化的硫物质中捕获so2。这种系统在催化剂上处理贫酸性气体，该催化剂在约700℉的温度下将h2s氧化成so2。这对于低so2排放是理想的，因为所产生的亚硫酸钠必须在废水系统中进行处理。

无论选择哪种洗涤技术，洗涤器的一个缺点是它们都必须具有在气体离开洗涤器之前从气体中除去水滴和反应副产物的方法。此外，除了除去酸性气体之外，该工艺还需要除去颗粒。大多数湿气体洗涤器将除去一些颗粒。然而，通常需要另一件装置(如文丘里洗涤器)，

以实现颗粒的有效去除。

因此，需要一种使释放到大气中的so2最小化，而不需要过量的能量、设备和材料、或工艺停工的方法。优选地，这种方法将保持克劳斯单元的总的硫生产力(overallsulfurcapacity)，同时提高总的硫回收效率。

技术实现要素：

本发明涉及改进克劳斯单元的硫回收的系统和方法。更具体而言，本发明提供了一种用于处理酸性气流并使其中的二氧化硫排放最小化的系统和方法。

在本发明的一个方面，提供了一种从酸性气体进料中回收硫的方法。该方法包括以下步骤：将酸性气体进料和吸收工艺出口料流混合以形成合并的克劳斯进料，其中酸性气体进料具有硫化氢浓度，其中吸收工艺出口料流包含二氧化硫。该方法还包括以下步骤：将合并的克劳斯进料和富含二氧化硫的空气进料引入克劳斯工艺以产生克劳斯出口气流和回收的硫料流，该克劳斯工艺被配置为将硫化氢和二氧化硫转化成单质硫，其中回收的硫料流包含单质硫，其中克劳斯出口气流包含含硫化合物、硫化氢和二氧化硫；将克劳斯出口气流和热氧化器空气进料引入热氧化器以产生热氧化器出口料流，该热氧化器被配置为将含硫化合物和硫化氢转化成二氧化硫，其中热氧化器出口料流包含二氧化硫和水蒸气；在气体处理单元中处理热氧化器出口料流以产生工艺冷凝水流和脱水料流，该气体处理单元被配置为冷却热氧化器出口料流以冷凝热氧化器出口料流中的水蒸气，该气体处理单元进一步被配置为分离冷凝水以产生工艺冷凝水流；将脱水料流引入膜吹扫单元以产生吹扫膜残余物料流和富含二氧化硫的空气进料，其中膜吹扫单元包括膜，其中膜吹扫单元被配置为从脱水料流中分离二氧化硫，其中二氧化硫渗透通过膜吹扫单元的膜；将吹扫空气流引入膜吹扫单元的渗透物侧，其中吹扫空气流能够强化渗透通过膜吹扫单元的膜的二氧化硫的分离和收集，以产生富含二氧化硫的空气进料；以及将吹扫膜残余物料流引入二氧化硫吸收工艺以产生吸收工艺出口料流和烟囱进料，该二氧化硫吸收工艺被配置为从吹扫膜残余物料流中分离二氧化硫，其中烟囱进料低于允许的二氧化硫排放极限。

在本发明的某些方面，该方法还包括将烟囱进料供给至焚烧炉烟囱的步骤。在本发明的某些方面，膜为支撑在聚醚砜上的[emim][bf4]离子液体。在本发明的某些方面，膜选自由下列组成的组：聚二甲基硅氧烷(pdms)、聚磷腈、(聚醚嵌段酰胺)、聚酰胺-聚醚嵌段共聚物、乙酸纤维素、用teg-dme浸渍的乙酸纤维素、二乙酸纤维素、三乙酸纤维素、117、橡胶状磺化聚酰亚胺、磺化聚合物、支撑型离子液体膜(silm)、聚碳酸酯、膜接触剂、聚乙二醇(peg)、聚丙烯酸酯、环丁砜、聚三甲基硅烷基甲基丙烯酸甲酯(ptmsmma)和3-甲基环丁砜共混膜。在本发明的某些方面，硫化氢浓度大于25％。在本发明的某些方面，硫回收率大于99.2重量％。

在本发明的第二方面，提供了一种从酸性气体进料中回收硫的方法。该方法包括以下步骤：将酸性气体进料、吸收工艺出口料流和膜再循环料流混合以形成合并的硫回收进料，其中酸性气体进料包含硫化氢，其中吸收工艺出口料流包含二氧化硫，其中膜再循环料流包含二氧化硫；将合并的硫回收进料和富含二氧化硫的空气进料引入克劳斯工艺以产生克劳斯出口气流和回收的硫料流，该克劳斯工艺被配置为将硫化氢和二氧化硫转化成单质硫，其中回收的硫料流包含单质硫，其中克劳斯出口气流包含含硫化合物、硫化氢和二氧化硫；将克劳斯出口气流和热氧化器空气进料引入热氧化器以产生热氧化器出口料流，该热氧化器被配置为将含硫化合物和硫化氢转化成二氧化硫，其中热氧化器出口料流包含二氧化硫和水蒸气；在气体处理单元中处理热氧化器出口料流以产生工艺冷凝水流和脱水料流，该气体处理单元被配置为冷却热氧化器出口料流以冷凝热氧化器出口料流中的水蒸气，该气体处理单元进一步被配置为分离冷凝水；将脱水料流分成压差驱动膜进料和吹扫膜进料；将吹扫膜进料引入膜吹扫单元以产生吹扫膜残余物料流和富含二氧化硫的空气进料，其中膜吹扫单元包括膜，其中膜吹扫单元被配置为从吹扫膜进料中分离二氧化硫，其中二氧化硫渗透通过膜吹扫单元的膜；将膜吹扫空气流引入膜吹扫单元的渗透物侧，其中膜吹扫空气流能够强化渗透通过膜吹扫单元的膜的二氧化硫的分离和收集，以产生富含二氧化硫的空气进料；将压差驱动膜进料引入压差驱动膜单元以产生压力驱动残余物料流和压力驱动渗透物再循环料流，其中压差驱动膜单元包括压力驱动膜，其中压力驱动膜具有渗透物侧和进料侧，其中压差驱动膜单元被配置为从压差驱动膜进料流中分离二氧化硫，其中二氧化硫从膜的进料侧渗透到压力驱动膜的渗透物侧，其中压力驱动渗透物再循环料流具有渗透物压力，其中渗透物压力低于大气压；将压力驱动渗透物再循环料流引入循环压力处理单元以产生膜再循环料流，该再循环压力处理单元被配置为将压力驱动渗透物再循环料流的渗透物压力提高至高于大气压；将吹扫膜残余物料流和压力驱动残余物料流合并以形成残余物料流；以及将残余物料流引入二氧化硫吸收工艺以产生吸收工艺出口料流和烟囱进料，该二氧化硫吸收工艺被配置为从残余物料流中分离二氧化硫，其中烟囱进料中的二氧化硫浓度低于允许的二氧化硫排放极限。

在本发明的第三方面，提供了一种从酸性气体进料中回收硫的方法。该方法包括以下步骤：将酸性气体进料引入进料处理单元以产生进料回收水流和二氧化碳膜进料，该进料处理单元被配置为冷凝酸性气体进料中的水蒸气，其中二氧化碳膜进料包含二氧化碳和硫化氢；将二氧化碳膜进料引入二氧化碳膜单元以产生二氧化碳渗透物和硫化氢渗余物，其中二氧化碳膜单元包括二氧化碳选择性膜，其中二氧化碳选择性膜具有渗透物侧和渗余物侧，其中二氧化碳膜单元被配置为从二氧化碳膜进料中分离二氧化碳，其中二氧化碳渗透物具有二氧化碳渗透物压力，其中二氧化碳渗透物压力低于大气压；将二氧化碳渗透物引入进料压力处理单元以产生富含二氧化碳的进料，该进料压力处理单元被配置为将二氧化碳渗透物的二氧化碳渗透物压力提高至高于大气压，其中富含二氧化碳的进料高于大气压；将硫化氢渗余物和吸收工艺出口料流混合以形成经富集的酸性气体进料，其中经富集的酸性气体进料包含硫化氢，其中吸收工艺出口料流包含二氧化硫；将经富集的酸性气体进料和富含二氧化硫的空气进料引入克劳斯工艺以产生克劳斯出口气流和回收的硫料流，该克劳斯工艺被配置为将硫化氢和二氧化硫转化成单质硫，其中回收的硫料流包含单质硫，其中克劳斯出口气流包含含硫化合物、硫化氢和二氧化硫；将克劳斯出口气流、富含二氧化碳的进料和热氧化器空气进料引入热氧化器以产生热氧化器出口料流，该热氧化器被配置为将含硫化合物和硫化氢转化成二氧化硫，其中热氧化器出口料流包含二氧化硫和水蒸气；在气体处理单元中处理热氧化器出口料流以产生工艺冷凝水流和脱水料流，该气体处理单元被配置为冷却热氧化器出口料流以冷凝热氧化器出口料流中的水蒸气，该气体处理单元进一步被配置为分离冷凝水；将脱水料流引入膜吹扫单元以产生吹扫膜残余物料流和富含二氧化硫的空气进料，其中膜吹扫单元包括膜，其中膜吹扫单元被配置为从脱水料流中分离二氧化硫，其中二氧化硫渗透通过膜吹扫单元的膜；将吹扫空气流引入膜吹扫单元的膜的渗透物侧，其中吹扫空气流能够强化渗透通过膜吹扫单元的膜的二氧化硫的分离和收集以产生富含二氧化硫的空气进料；以及将吹扫膜残余物料流引入二氧化硫吸收工艺以产生吸收工艺出口料流和烟囱进料，该二氧化硫吸收工艺被配置为从吹扫膜残余物料流中分离二氧化硫，其中烟囱进料中的二氧化硫浓度低于允许的二氧化硫排放极限。

附图说明

结合以下描述、权利要求和附图，将更好地理解本发明的这些和其他特征、方面和优点。然而，应当指出的是，附图仅仅解释发明的几个实施方案，因此不应当认为是对本发明范围的限制，因为其认可其他等效的实施方案。

图1为回收硫的方法的工艺流程图。

图1a为气体处理单元350的实施方案的详细工艺流程图。

图2为回收硫的方法的工艺流程图。

图3为回收硫的方法的工艺流程图。

图3a为再循环压力处理单元960的实施方案的详细工艺流程图。

图4为回收硫的方法的工艺流程图。

图4a为进料处理单元130的实施方案的详细工艺流程图。

图4b为进料压力处理单元170的实施方案的详细工艺流程图。

图5为无膜方法的工艺流程图。

具体实施方式

虽然会使用若干实施方案对本发明进行描述，但是应当明白，本领域的普通技术人员将会理解，本文所描述的装置和方法的多个例子、变型和改变都在本发明的范围和实质内。因此，本文所述的发明的示例性实施方案是在要求保护的发明下、不丧失一般性、并且不强加限制的条件下进行阐述的。

如本文所用，“含硫化合物”是指包含硫的化合物，其可以为克劳斯法反应中或热氧化器反应中的产物或反应物。含硫化合物不包括二氧化硫或硫化氢，因为这些化合物的存在可以单独地标注。术语含硫化合物是指除二氧化硫和硫化氢之外的含硫化合物的集合(catchall)。含硫化合物的实例包括但不限于羰基硫和二硫化碳。

如本文所用，“容许的二氧化硫排放极限”是指二氧化硫释放到大气中的速率。该释放速率可以由联邦、州或地方机构来规定。

如本文所用，“空气”是指构成地球大气的集合气体。空气中包含氮气、氧气、氩气、二氧化碳和水蒸气。除非另有说明，否则富氧空气被认为是基于干重、氧含量大于21体积％的空气。除非另有说明，否则术语空气的使用包括所列的所有气体。

如本文所用，“总的硫回收率”或“硫回收率”是指基于酸性气体进料流中存在的硫的量而除去的硫的百分率。回收率99.0％是指酸性气体进料流中99.0％的硫作为回收的硫料流的一部分而被回收。

如本文所用，“渗透通过”是指扩散通过或流动通过或通过膜单元的膜。液体和气体可以渗透通过膜。

如本文所用，“克劳斯催化段”是指再加热器、催化反应器和冷凝器的组合。在再加热器中加热克劳斯催化段的进料以确保温度高于硫的冷凝点。然后将经加热的料流供给至催化反应器，在催化反应器中，在催化剂上发生由硫化氢和二氧化硫产生单质硫的克劳斯催化反应。将克劳斯催化反应的产物引入冷凝器，在冷凝器中，单质硫被冷凝并作为液态硫从料流中分离。

根据本发明的方法，使用串联的so2选择性膜和so2选择性吸收工艺，从包含so2、co2、h2o、n2和o2的克劳斯工艺出口料流中除去so2。在本发明的至少一个实施方案中，供应至克劳斯单元的反应炉的空气进料在供应至反应炉之前吹扫so2选择性膜的渗透物侧，在此过程中，该空气进料变成到反应炉的富含so2的空气进料。本文所用的“吹扫”是指空气料流连续地通过膜，使得渗透物不是静止地抵靠在膜的渗透物侧，使得吹扫提供了用于分离的驱动力。空气吹扫降低了膜渗透物侧的so2浓度，从而使得更多的so2从脱水料流中被吸入膜中，并与空气吹扫一起被送至克劳斯单元。当进行空气吹扫时，渗透物侧的so2浓度低于膜的进料侧的so2浓度。

空气吹扫和富含so2的空气进料回收了so2的一部分，否则该部分将通过焚烧炉烟囱释放到大气中，并且通过回收so2和将富含so2的空气进料引入克劳斯炉，该方法提供了焚烧炉烟囱处so2向大气的受控下降，以满足环境法规或其他工艺目标。在本发明的至少一个实施方案中，so2选择性膜的使用使来自焚烧炉烟囱的so2排放最小化。在本发明的一个实施方案中，在将废气供给至焚烧炉烟囱之前，so2选择性膜从热氧化器的废气中回收二氧化硫。通过用空气料流吹扫渗透物侧来收集回收的二氧化硫，这产生了富含二氧化硫的空气料流。可以将富含二氧化硫的空气料流与原料空气进料和酸性气流一起供给至克劳斯法的反应炉中。在本发明的至少一个实施方案中，so2选择性膜的使用提高了克劳斯单元的可操作性和效率，从而使单质硫回收最大化，并使来自焚烧炉烟囱的so2排放最小化。在本发明的至少一个实施方案中，无论克劳斯单元和尾气处理单元如何，都可以将so2选择性膜改装到现有的克劳斯单元或改良的克劳斯工艺中。

有利地，本发明可以提高so2选择性吸收工艺的能力，并且可以降低建造和运行的成本，从而提高硫回收系统的总体经济性。

将包含so2、co2、h2o、n2和o2的剩余气体供给至so2选择性吸收工艺以进一步除去so2。

有利地，串联设置so2选择性膜和so2选择性吸收工艺会使so2的回收最大化。相比之下，并联设置so2选择性膜和so2选择性吸收工艺并以等摩尔流量送至各自的并联系统会导致so2选择性膜的大量分离过程中so2回收率降低。此外，串联运行so2选择性膜和so2选择性吸收工艺会得到对于控制进入焚烧炉烟囱的so2浓度更有效且高效的控制系统。同时，两个控制系统必须监控两个烟囱进料以保证so2浓度在由规定设定的极限内。换句话说，保持系统串联可实现更容易且更安全的可操作性。

so2选择性膜的使用基于利用表现出持久的高so2/co2和so2/n2选择性的膜来进行气体成分分离。这些选择性膜使可能存在于烟道气中的诸如co2和n2之类的惰性气体的再循环最小化。该膜产生浓缩有so2的渗透物部分，该部分与空气供应一起供给至克劳斯单元的反应炉中。该膜还产生贫so2的残余物(渗余物)部分，该部分供给至so2选择性吸收工艺以在将气体释放至大气之前进一步除去so2。

参照图1，提供了硫回收系统。将酸性气体进料2与吸收工艺出口料流72合并以产生合并的克劳斯进料74。可以使用任意已知的合并或混合两种流体料流的方法。酸性气体进料2可以为任意来源的含有h2s、co2以及它们的组合的酸性气体或含硫气体。在某些实施方案中，酸性气体进料2可以包含h2o。酸性气体进料2包含的h2s浓度基于干重大于25重量％，或者基于干重大于40重量％，或者基于干重大于55重量％，或者基于干重大于70重量％，或者基于干重大于75重量％，或者基于干重大于80重量％，或者基于干重大于99重量％。如本文所用的“基于干重”是指在没有水或水蒸气的情况下计算的。将合并的克劳斯进料74与富含二氧化硫的空气进料62一起引入克劳斯工艺100。

克劳斯工艺100可以为常规克劳斯工艺或改良的克劳斯工艺、一种通过燃烧和催化反应从h2s中回收单质硫的已知方法，该方法包括热反应段以及一个或多个克劳斯催化段，热反应段的实例为反应炉(未示出)、冷凝器，克劳斯催化段的实例为催化反应器(未示出)。有利地且出乎意料地，包括吹扫膜单元的本发明的实施方案可以改进该方法，使得仅需要一个克劳斯催化段来实现硫回收。如本领域技术人员所理解的，常规克劳斯单元或改进的克劳斯单元包括两个或三个催化反应器。有利地，由于所需的催化剂负载降低以及克劳斯工艺中的能量使用降低，因而仅具有一个克劳斯催化段的克劳斯单元是一种改进。在本发明的至少一个实施方案中，回收硫的方法能够使用单个克劳斯催化段而不损失硫回收。克劳斯工艺100产生回收的硫料流12和克劳斯出口气流10。回收的硫料流12是送至储存器或液硫槽以进一步使用或处理的单质硫的液体料流。不受特定理论的束缚，据信可以作为液体从该工艺中分离的硫的稳定形式为s8。克劳斯出口气流10可以包含未反应的h2s、so2、含硫化合物、co2、空气以及它们的组合。克劳斯出口气流10与热氧化器空气进料6一起进入热氧化器200以产生热氧化器出口料流20。

热氧化器200可以为能够提供燃烧温度以将克劳斯出口气流10中的含硫化合物和h2s转化成so2的任意热氧化器。热氧化器空气进料6可以为任何来源的空气、氧气或富氧空气。热氧化器空气进料6以超过燃烧克劳斯出口气流10中剩余的h2s和含硫化合物所需体积的量供给至热氧化器200，使得热氧化器出口料流20包含so2、o2、n2、co2、h2o以及它们的组合。热氧化剂出口料流20可以包含空气中存在的其他惰性气体。将热氧化器出口料流20引入气体处理单元350。

气体处理单元350可以包括能够除去存在于热氧化器出口料流20中的一部分h2o以产生工艺冷凝水流42和脱水料流50的任意工艺单元。工艺冷凝水流42包含在气体处理单元350中冷凝的水。可以将工艺冷凝水流42送去进一步处理或收集以便储存。脱水料流50包含那些未在气体处理单元350中冷凝的气体。将脱水料流50供给至膜吹扫单元600的进料侧。

参照图1a，提供了气体处理单元350的实施方案。如图1a所示，气体处理单元350包括工艺冷却器300、工艺闪蒸单元400和工艺加热器500。

工艺冷却器300能够将热氧化器出口料流20的温度降低至低于水的露点的温度，以产生冷却的气流30。工艺冷却器300可以为能够降低气流温度的任意类型的热交换器。在本发明的至少一个实施方案中，工艺冷却器300为骤冷塔。冷却的气流30的温度等于或刚好低于水的露点，使得存在于热氧化器出口料流20中的水蒸气可冷凝。将冷却的气流30引入闪蒸单元400。

闪蒸单元400为能够使得存在于冷却的气流30中的水蒸气冷凝为液态水并进行分离，从而使得冷却的气流30中的气体与液态水分离以产生工艺冷凝水流42和饱和气流40的任意类型的分离单元。工艺冷凝水流42包含由冷却的气流30冷凝的液态水。饱和气流40包含来自热氧化器出口料流20的那些在闪蒸单元400中未冷凝的气体。饱和气流40可以包含so2和空气。将饱和气流40引入工艺加热器500以产生脱水料流50。

工艺加热器500可以将饱和气流40加热至高于饱和气流40中存在的气体的露点的温度，以确保在脱水料流50中不存在液体。工艺加热器500可以为能够加热气流的任意类型的热交换器。

参照图1，膜吹扫单元600为能够从脱水料流50中分离二氧化硫的任意膜单元。膜吹扫单元600包括膜。膜可以为能够从进料混合物中分离一种或多种气体从而产生含有富含特定气体流的渗透物的任意膜。膜渗透性表征性能，并且由特定气体分子的通量和选择性决定。分离取决于气体与聚合物膜的物理化学相互作用。渗透性以gpu(气体渗透单位)或barrer表示。示例性的膜包括由下列制成的膜：聚二甲基硅氧烷(pdms)、聚磷腈、(聚醚嵌段酰胺)、聚酰胺-聚醚嵌段共聚物、乙酸纤维素、用teg-dme浸渍的乙酸纤维素、二乙酸纤维素、三乙酸纤维素、117、橡胶状磺化聚酰亚胺、磺化聚合物、支撑型离子液体膜(silm)、聚碳酸酯、膜接触剂、聚乙二醇(peg)、聚丙烯酸酯、环丁砜、聚三甲基硅烷基甲基丙烯酸甲酯(ptmsmma)和3-甲基环丁砜共混膜。

离子液体膜是掺杂有液体离子化合物(lic)的膜。优选地，液体离子化合物具有非亲核性阴离子，这种非亲核性阴离子通过lic的成分的选择性溶解度、渗透性和选择性而提高渗透物中的so2含量。在膜吹扫单元600中使用lic利用了低蒸气压，这避免了由于从膜的孔中蒸发和so2在离子液体中的选择性溶解度而造成的液体损失。示例性的silm膜包括浸渍有羧酸盐基il(包括单羧酸盐和二羧酸盐)的膜、用2-甲酰基苯磺酸1-丁基-3-甲基咪唑鎓(bmimofbs)的膜、用2-甲酰基苯磺酸1-烯丙基-3-甲基咪唑鎓(amimofbs)的膜、支撑在聚醚砜(pes)上的[n222][二丙二酸盐]il和支撑在聚醚砜(pes)上的[emim][bf4]il。

在本发明的至少一个实施方案中，膜吹扫单元600为支撑在聚醚砜上的[emim][bf4]离子液体。由于存在作为活性载体[emim][bf4]离子液体，因此，支撑在聚醚砜型膜上的[emim][bf4]离子液体具有提高的so2渗透性。

本领域技术人员将理解，膜吹扫单元600的尺寸、渗透性和选择性是基于系统要求的设计特征。尽管通常表面积越大，回收率越高，但是存在经济状况使增加膜表面积不可行的临界点。所选择的膜的类型要考虑膜所需的渗透性和选择性、酸性气体进料组成和吹扫用的可用空气。

脱水料流50与膜吹扫单元600的膜的进料侧接触。脱水料流50中存在的二氧化硫渗透通过膜吹扫单元600的膜到达膜的渗透物侧。将膜的渗透物侧的so2收集在吹扫空气流8中，以产生富含二氧化硫的空气进料62。吹扫空气流8提供了连续空气料流以吹扫膜吹扫单元600的渗透物侧。吹扫空气流8强化了膜吹扫单元600中的分离。在至少一个实施方案中，吹扫空气流8强化了渗透通过膜吹扫单元600的膜的二氧化硫的分离和收集。吹扫空气流8驱动二氧化硫从脱水料流50渗透通过膜吹扫单元600的膜。

吹扫空气流8为任意来源的空气、氧气或富氧空气。在本发明的至少一个实施方案中，氧气富集膜系统(未示出)可以用于从原料空气料流中产生富氧空气，其中氧气富集膜系统使用氧气选择性膜从空气料流中分离氧气。氧气富集膜系统可以为能够从空气料流中提取氧气以提供经富集的空气或纯净氧气料流的任意膜系统。氧气富集膜系统可以为本领域技术人员已知的氧气富集膜系统。富氧空气可以用作吹扫空气流8，以吹扫膜吹扫单元600。可供选择地，富氧空气可以用作克劳斯工艺100或热氧化器200或这两者的直接进料。对进入克劳斯工艺100的反应炉的燃烧空气进行氧气富集改善了(例如提高了)生产力并提高了处理污染物的能力。不受特定理论的束缚，据信由于需要较少的气体流量(料流中的氧气越多，则所需的总流量越少)进入克劳斯工艺100的反应炉，因而反应炉的生产力随着氧气的富集而增加。利用氧气富集来扩展生产力可以用于以显著降低的资本费用处理额外的酸性气体负荷。克劳斯工艺100的反应炉中增加的氧气含量提高了火焰温度，这有助于破坏污染物并提高硫回收率。氧气选择性膜系统优于其他类型的氧气回收单元，因为氧气选择性膜系统不需要由于高能量需求所带来的较高的运行成本。

到达膜吹扫单元600的渗透物侧的so2与吹扫空气流8混合，并且该合并的料流作为富含二氧化硫的空气进料62排出膜吹扫单元600。将富含二氧化硫的空气进料62供给至克劳斯工艺100的热反应段。富含二氧化硫的空气进料62可以包含so2和空气。so2以及存在于空气中的氧气是克劳斯反应中的反应物，以回收单质硫。

在根据图1的至少一个实施方案中，富含二氧化硫的空气进料62可以提高克劳斯工艺100的热反应段的反应炉内的火焰温度。在根据图1的至少一个实施方案中，富含二氧化硫的空气进料62可以将克劳斯工艺100的热反应段的反应炉内的火焰温度提高约2开氏度(k)和5k之间。在至少一个实施方案中，富含二氧化硫的空气进料62可以在加热单元(未示出)中预热以维持或提高反应炉中的温度。反应炉进料的总质量流量、总组成能够影响火焰温度。进料的总组成受回收的硫的量和再循环至反应炉的二氧化硫的量的影响。

在某些实施方案中，如图2所示，可以使富含二氧化硫的空气进料62在热氧化器200和克劳斯工艺100之间分流。将热氧化器空气64供给至热氧化器200。将经富集的空气流68供给至克劳斯工艺10。可以基于整个系统或各单元运行的空气需求、酸性气体进料2的组成、膜吹扫单元600的膜特性、烟道气组成、烟囱出口料流80中so2的目标速率、烟囱出口料流80中so2的允许的二氧化硫排放速率或它们的组合来确定吹扫空气流8的流量。热氧化器空气64和经富集的空气流68之间的分流可以基于整个系统的空气需求或热氧化器200和克劳斯工艺100中每一者的空气需求。在根据图2的至少一个实施方案中，经富集的空气流68可以降低克劳斯工艺100的热反应段的反应炉内的火焰温度。火焰温度的降低可以在约5k和10k之间，或者在约5k和小于10k之间。

来自脱水料流50的未渗透膜吹扫单元600中的膜的剩余气体形成了渗余物，并且作为吹扫膜残余物料流60排出膜吹扫单元600。将吹扫膜残余物料流60引入二氧化硫吸收工艺700。

二氧化硫吸收工艺700选择性地从吹扫膜残余物料流60中回收一部分的so2，以产生吸收工艺出口料流72和烟囱进料70。二氧化硫吸收工艺700可以为能够从气流中分离so2的任意so2选择性吸收工艺。在至少一个实施方案中，二氧化硫吸收工艺700为反应性吸收工艺，对除二氧化硫以外的气体具有最少吸收。在至少一个实施方案中，二氧化硫吸收工艺700为so2回收率高达99.99％的反应性吸收工艺。在至少一个实施方案中，在二氧化硫吸收工艺700中回收的那部分so2占进入吹扫膜残余物料流60的99.99体积％。

吸收工艺出口料流72可以再循环至克劳斯工艺100的反应炉中。吸收工艺出口料流72可以包含二氧化硫。

那些未被二氧化硫吸收工艺700吸收的气体作为烟囱进料70排出。将烟囱进料70供给至焚烧炉烟囱800。焚烧炉烟囱800可以为能够加热烟囱进料70中的剩余气体以作为烟囱出口料流80散布在大气中的任意类型的焚烧炉烟囱。使烟囱出口料流80中的物质在焚烧炉烟囱800中氧化至其最终氧化状态。烟囱进料70中二氧化硫的浓度可以小于允许的二氧化硫排放极限，或者小于75ppb/小时(ppb/hr)，或者小于50ppb/hr，或者小于10ppb/hr。在本发明的至少一个实施方案中，烟囱进料70中的二氧化硫浓度小于75ppb/hr。

根据图1的本发明方法可以使脱水料流50中至少45％的二氧化硫通过富含二氧化硫的空气进料62再循环至克劳斯工艺100。富含二氧化硫的空气进料62中再循环的二氧化硫的量减少了吹扫膜残余物料流60中的二氧化硫的量，这进而减小了二氧化硫吸收工艺700的尺寸。

总的硫回收率可以大于99.0％，或者大于99.2％，或者大于99.4％，或者大于99.6％，或者大于99.8％，或者大于99.9％。在至少一个实施方案中，完全没有从系统中除去so2，尽管可以从某些料流中除去so2并在其他料流中回收so2。

在根据图1所示的至少一个实施方案中，使用膜吹扫单元600可以将克劳斯工艺100中的催化剂床的数目从三个催化剂床减少到一个催化剂床。

参照图3，参照图1描述了本发明的实施方案。图3所示的实施方案包括与膜吹扫单元和再循环压力处理单元并联的压差驱动膜单元。与膜吹扫单元并联使用压差驱动膜单元可以使so2的再循环提高至少12％，或者提高12％和15％之间，或者提高至少15％。有利地，在本发明的实施方案中，当压差驱动膜单元与膜吹扫单元并联时，用于回收硫的系统包括至少一个、但少于三个克劳斯催化段，而不降低总的硫回收率。有利地，与膜吹扫单元并联的压差驱动膜单元的操作减小了二氧化硫吸收工艺700的尺寸。

脱水料流50被分成压差驱动膜进料54和吹扫膜进料52。可以基于酸性气体进料流2的组成、膜吹扫单元600的膜特性、压差驱动膜单元900的特性、热氧化器出口物组成、烟囱出口料流80中so2的目标速率、允许的二氧化硫排放极限或它们的组合来确定压差驱动膜进料54和吹扫膜进料52各自的流量。将压差驱动膜进料54引入压差驱动膜单元900以产生压力驱动渗透物再循环料流92和压力驱动残余物料流90。

压差驱动膜单元900可以为任意这样的膜单元，在该膜单元中，分离的驱动力是压力驱动膜的渗透物侧和进料侧之间的压差，其中渗透物侧的压力低于进料侧的压力。压差驱动膜单元900包括压力驱动膜。压力驱动膜可以为与膜吹扫单元600中的膜相同的膜。在至少一个实施方案中，压差驱动膜单元900可以提高硫回收系统的效率。在至少一个实施方案中，在吹扫膜单元600中回收的so2的量的上限基于克劳斯工艺100的反应炉中所需的空气量的so2饱和点。当达到可以在吹扫膜单元600中回收的so2的量的上限时，可以使用压差驱动膜单元900来回收额外的so2，并且在给定可用空气饱和的情况下将额外的so2供给至克劳斯工艺100的反应炉中。

将压力驱动渗透物再循环料流92供给至再循环压力处理单元960。再循环压力处理单元960具有两个功能。第一，再循环压力处理单元960降低了压差驱动膜单元900的渗透物侧的压力，以引起驱动压差驱动膜单元900中的分离的压差。第二，再循环压力处理单元960提高了渗透物料流的压力，使得可以将渗透物料流供给至克劳斯工艺100中。本领域技术人员将理解，再循环压力处理单元960可以包括能够具有这些功能的任意工艺装置，并且可以优化特定结构以使系统中的so2分离最大化。

如图3a所示，在至少一个实施方案中，再循环压力处理单元960包括再循环真空泵920和再循环鼓风机940。再循环真空泵920可以降低压差驱动膜单元900的渗透物侧的压力，使得压力驱动渗透物再循环料流92的压力处于低于大气压的压力，或者处于小于约10psia的压力，或者小于约5psia，或者小于约3psia。再循环真空泵920的废气作为再循环真空泵出口物94而排出。将再循环真空泵出口物94引入再循环鼓风机940。再循环鼓风机940可以提高再循环真空泵出口物94的压力以产生膜再循环料流96。在至少一个实施方案中，调节膜再循环料流96的压力以满足克劳斯工艺100的反应炉的需要。在至少一个实施方案中，膜再循环料流96的压力为至少2个大气压(atm)。

回到图3，压力驱动残余物料流90和吹扫膜残余物料流60合并以形成残余物料流66。可以将能够混合或合并两种气流的任意工艺单元用于合并压力驱动残余物料流90和吹扫膜残余物料流60。将残余物料流66供给至二氧化硫吸收工艺700。

酸性气体进料2与吸收工艺出口料流72和膜再循环料流96合并以产生合并的硫回收进料76。将合并的硫回收进料76与富含二氧化硫的空气进料62一起供给至克劳斯工艺100中。在根据图3的至少一个实施方案中，富含二氧化硫的空气进料62可以提高克劳斯工艺100的热反应段的反应炉内的火焰温度。在根据图3的至少一个实施方案中，富含二氧化硫的空气进料62可以将克劳斯工艺100的热反应段的反应炉内的火焰温度提高约2k和约4k之间。

参照图4，参照图1至图3，公开了本发明的硫回收系统的实施方案。将酸性气体进料2供给至进料处理单元130。

在某些实施方案中，酸性气体进料2包含的h2s与co2的比例为至少1:3，或者h2s与co2的比例小于1:3。在本发明的至少一个实施方案中，二氧化碳膜单元150的添加将h2s与co2的比例提高至1:1。在至少一个实施方案中，当酸性气体进料2中h2s的浓度小于55重量％时，可以将二氧化碳膜单元150添加至硫回收系统。

进料处理单元130可以包括能够除去存在于酸性气体进料2中的一部分h2o以产生进料回收水流11和二氧化碳膜进料14的任意工艺单元。

在至少一个实施方案中，如图4a所示，进料处理单元130包括进料闪蒸单元120和进料加热器140。将酸性气体进料2供给至进料闪蒸单元120。进料闪蒸单元120为能够使得酸性气体进料2中存在的水蒸气冷凝为液态水并分离，从而使得酸性气体进料2中的气体与液态水分离以产生进料回收水流11的任意类型的分离单元。进料回收水流11包含从酸性气体进料2冷凝的液态水。在二氧化碳膜单元150的上游除去水避免了水在二氧化碳选择性膜中冷凝。

可以将进料回收水流11送去进一步处理或收集以便储存。进料饱和料流13从进料闪蒸单元120排出。进料饱和料流13包含来自酸性气体进料2的那些未在进料闪蒸单元120中冷凝的气体。进料饱和料流13可以包含h2s、co2和烃类。在至少一个实施方案中，进料饱和料流13中存在的任何烃类以低数量存在(如小于10重量％)，并且可以在克劳斯工艺100的反应炉、克劳斯催化段或这两者中燃烧。将进料饱和料流13引入进料加热器140以产生二氧化碳膜进料14。

进料加热器140将进料饱和料流13加热至高于进料饱和料流13中存在的气体的露点的温度，以确保在二氧化碳膜进料14中不存在液体，或者加热至低于露点约5开尔文(k)的温度。进料加热器140可以为能够加热气流的任意类型的热交换器。将二氧化碳膜进料14供给至二氧化碳膜单元150的进料侧。

参照图4，将二氧化碳膜进料14引入二氧化碳膜单元150。二氧化碳膜单元150可以为任意这样的膜单元，在该膜单元中，分离的驱动力是膜的渗透物侧和进料侧之间的压差，其中渗透物侧的压力低于进料侧的压力。二氧化碳膜单元150包括二氧化碳选择性膜。二氧化碳选择性膜不同于膜吹扫单元600中的膜以及压差驱动膜单元900中的压力驱动膜。二氧化碳选择性膜可以为能够从二氧化碳膜进料14中分离二氧化碳的任意类型的分离膜。用作二氧化碳膜单元150中的二氧化碳选择性膜的实例包括无定形氟塑膜、无定形全氟聚合物膜和dupont9918聚合物膜。在至少一个实施方案中，二氧化碳选择性膜的co2/h2s选择性在约3.0至约8.0之间。

二氧化碳从进料侧渗透通过二氧化碳膜单元150的二氧化碳选择性膜到达渗透物侧，并作为二氧化碳渗透物15排出。二氧化碳渗透物15可以包含co2和h2s。在至少一个实施方案中，二氧化碳渗透物15中存在小于10重量％的h2s。未渗透通过二氧化碳选择性膜的剩余气体作为硫化氢渗余物17而排出二氧化碳膜单元150。

硫化氢渗余物17富含硫化氢。在至少一个实施方案中，硫化氢渗余物包含大于90重量％的硫化氢，或者大于80重量％的硫化氢，或者大于70重量％的硫化氢，或者大于60重量％的硫化氢，或者大于55重量％的硫化氢。硫化氢渗余物17与吸收工艺出口料流72混合以形成经富集的酸性气体进料78。将经富集的酸性气体进料78与富含二氧化硫的空气进料62一起供给至克劳斯工艺100。在至少一个实施方案中，根据图4所示的方法，富含二氧化硫的空气进料62对克劳斯工艺100的热反应段的反应炉内的火焰温度具有最小的影响。

二氧化碳渗透物15排出二氧化碳膜单元150，并被引入进料压力处理单元170以产生富含二氧化碳的进料18。富含二氧化碳的进料18富含二氧化碳。进料压力处理单元170具有两个功能。第一，进料压力处理单元170降低了二氧化碳膜单元150的渗透物侧的压力，以产生驱动二氧化碳膜单元150中的分离的压差。第二，进料压力处理单元170提高了渗透物料流的压力，使得可以将渗透物料流供给至克劳斯工艺100中。本领域技术人员将理解，进料压力处理单元170可以包括能够具有这些功能的任意工艺装置，并且可以优化具体结构以使系统中的co2分离最大化。

如图4b所示，在至少一个实施方案中，进料压力处理单元170包括进料真空泵160和进料鼓风机180。进料真空泵160可以降低二氧化碳膜单元150的渗透物侧的压力，使得二氧化碳渗透物15的压力处于低于大气压的压力，或者处于小于约10psia的压力，或者处于小于约5psia的压力，或者处于小于约3psia的压力。进料真空泵160的废气作为进料真空泵出口物16而排出。将进料真空泵出口物16引入进料鼓风机180。进料鼓风机180可以提高进料真空泵出口物16的压力以产生富含二氧化碳的进料18。

将富含二氧化碳的进料18与克劳斯出口气流10以及热氧化器空气进料6一起引入热氧化器200。有利地，从酸性气体进料2分离co2并将分离的co2引入热氧化器200从而绕过克劳斯工艺100使得克劳斯催化段的尺寸减小或数量减少。有利地，利用膜从克劳斯工艺100的进料中除去二氧化碳提高了反应炉的性能，因为co2会降低反应炉内的火焰温度，并且如果反应炉的进料太过富含co2，则可能需要预热。有利地，利用膜从克劳斯工艺100的进料中除去二氧化碳降低了克劳斯工艺100的装置尺寸和每个单元的能量消耗，因为通过克劳斯工艺100的总体积流量有所降低。有利地，利用膜从克劳斯工艺100的进料中除去二氧化碳减少了克劳斯工艺100的反应炉中羰基化合物的形成。在本发明的至少一个实施方案中，回收硫的系统包括至少一个、但少于三个克劳斯催化段，而不降低总的硫回收率。

通过使用仪器，可以监测整个系统以使烟囱出口料流80中排放的so2最小化。仪器可以用于测定包括酸性气体进料2、富含二氧化硫的空气进料62、吸收工艺出口料流72、合并的克劳斯进料74、合并的硫回收进料76、膜再循环料流96、经富集的酸性气体进料78和硫化氢渗余物17在内的克劳斯工艺100的所有进料和组合进料流中的so2和这些料流中的每一者中的空气、以及克劳斯工艺100所需的空气。反馈可以用于调整空气流量。在一个实例中，尾气分析仪可用于测定与图1至图4相关的任意工艺料流中的so2。

在本发明的至少一个实施方案中，膜吹扫单元600的进料没有在压缩机单元中进行压缩。有利地，在本发明的方法中使用膜减少或消除了对转动装置的需要，包括对用于气体压缩的转动装置的需要。除了在该工艺的其他部分中所使用的转动装置(如在空气吹扫中所使用的空气的压缩)之外，膜不需要转动装置以用于运行。此外，由于膜的驱动力由空气吹扫提供，因此膜气体进料中的气体不需要进行压缩。与无膜的系统相比，膜的使用通过提高总的硫回收效率而降低了废气含量。膜吹扫单元的渗透物侧不存在真空抽吸或低压条件。在至少一个实施方案中，膜吹扫单元不存在围绕膜吹扫单元的再循环，即其中一部分渗透物再循环至膜的进料侧。

实施例

实施例说明了膜和酸性气体进料对富含二氧化硫的空气进料和硫回收的贡献。实施例之间基于膜材料、膜面积和酸性气体进料的组成不同而有所变化。基于膜特性、酸性气体进料组成以及膜进料的温度和流量来确定膜面积。对于所有实施例，酸性气体进料1的运行条件是相同的。

在所有实施例中，将参考用于各种分离单元的膜的类型。表1包括本发明的分离单元中有用的示例性膜的所选性质的列表。表1中的数据是从独立开发的数据收集的。

表1.示例性膜的性质

这些实施例基于附图中体现的和本文描述的配置。实施例1至6参照图5，图5表示无膜的硫回收系统，因而提供实施例1至6以用于比较目的。如图5所示，将酸性气体进料2和空气进料4供给至克劳斯工艺100中。将脱水料流50供给至二氧化硫吸收工艺700。图5为无膜的情况。

实施例1.

实施例1是基于图5中体现的和上文描述的配置来模拟的，并且实施例1为比较例。该模拟不包括膜。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表2。

表2.实施例1的料流条件和流量。

该模拟基于具有3个串联的克劳斯催化段的克劳斯工艺。反应炉出口物温度为1050℃。所得的反应炉转化率为59.16％。通过该系统回收的总硫为99.99％或1957.37长吨/天。

实施例2.

实施例2是基于图5中体现的和上文描述的配置来模拟的，并且实施例2为比较例。该模拟不包括膜。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表3。

表3.实施例2的料流条件和流量。

该模拟基于具有1个克劳斯催化段的克劳斯工艺。反应炉出口物温度为1050℃。克劳斯工艺100中的转化率为89％。与实施例1相比，在二氧化硫吸收工艺700中回收的so2的量高5.73倍。作为结果，与采用三个克劳斯催化段的克劳斯工艺100相比，二氧化硫吸收工艺700的成本预期高4倍和6倍之间。通过该系统回收的总硫为99.99％或1957.37长吨/天。

实施例3.

实施例3是基于图5中体现的配置来模拟的，并且实施例3为比较例。该模拟不包括膜。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表4。

表4.实施例3的料流条件和流量。

该模拟基于具有3个串联的克劳斯催化段的克劳斯工艺。反应炉出口物温度为1050℃。通过该系统回收的总硫为99.99％或1429.38长吨/天。

实施例4.

实施例4是基于图5中体现的配置来模拟的，并且实施例4为比较例。该模拟不包括膜。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表5。

表5.实施例4的料流条件和流量。

该模拟基于具有1个克劳斯催化段的克劳斯工艺。反应炉出口物温度为1050℃。克劳斯工艺100中的转化率为89％。与实施例3相比，在二氧化硫吸收工艺700中回收的so2的量高5.7倍。作为结果，与采用三个克劳斯催化段的克劳斯工艺100相比，二氧化硫吸收工艺700的成本预期高几乎6倍。通过该系统回收的总硫为99.99％或1429.38长吨/天。

实施例5.

实施例5是基于图5中体现的配置来模拟的，并且实施例5为比较例。该模拟不包括膜。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表6。

表6.实施例5的料流条件和流量。

该模拟基于具有3个串联的克劳斯催化段的克劳斯工艺。炉出口物温度为1050℃。通过该系统回收的总硫为99.99％或649.62长吨/天。

实施例6.

实施例6是基于图5中体现的配置来模拟的，并且实施例6为比较例。该模拟不包括膜。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表7。

表7.实施例6的料流条件和流量。

该模拟基于具有1个克劳斯催化段的克劳斯工艺。炉出口物温度为1050℃。克劳斯工艺100中的转化率为89％。与实施例5相比，在二氧化硫吸收工艺700中回收的so2的量高5.67倍。作为结果，与采用三个克劳斯催化段的克劳斯工艺100相比，二氧化硫吸收工艺700的成本预期高几乎6倍。通过该系统回收的总硫为99.99％或649.62长吨/天。

实施例7.

实施例7是基于图1中体现的和上文描述的配置来模拟的。膜吹扫单元600被构建为1657型膜，其具有表1所示的性质并且膜面积为4000m²。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表8。

表8.实施例7的料流条件和流量。

根据实施例7所示的方法，通过该系统回收的总硫为99.99％或1957.64长吨/天。通过该系统回收的总硫(％)为从酸性气体进料中回收的硫的百分率。与实施例1的反应炉温度相比，反应炉温度估计降低为约976.52℃。

实施例8.

实施例8是基于图3中体现的和上文描述的配置来模拟的。膜吹扫单元600被构建为1657型膜，其具有表1所示的性质并且膜面积为4000m²。压差驱动膜单元900被构建为1657，其渗透物侧的压力为1.5psia。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表9。

表9.实施例8的料流条件和流量。

根据实施例8中模拟的工艺，通过该系统回收的总硫为99.99％或1957.64长吨/天。通过该系统回收的总硫(％)为从酸性气体进料中回收的硫的百分率。此外，由于具有真空泵1000和鼓风机1100，图3中公开的系统使用了额外的359.92kw。

实施例9.

实施例9是基于图1中体现的和上文描述的配置来模拟的。膜吹扫单元600被构建为1657型膜，其具有表1所示的性质并且膜面积为4300m²。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表10。

表10.实施例9的料流条件和流量。

根据实施例9中模拟的工艺，通过该系统回收的总硫为99.99％或1957.59长吨/天。通过该系统回收的总硫(％)为从酸性气体进料中回收的硫的百分率。

实施例10.

实施例10是基于图1中体现的和上文描述的配置来模拟的。膜吹扫单元600被构建为支撑在醋酸纤维素型膜中的液体膜teg-dme，其具有表1所示的性质并且膜面积为11680m²。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表11。

表11.实施例10的料流条件和流量。

根据实施例10中模拟的工艺，通过该系统回收的总硫为99.99％或1957.45长吨/天。通过该系统回收的总硫(％)为从酸性气体进料中回收的硫的百分率。

实施例11.

实施例11是基于图1中体现的和上文描述的配置来模拟的。膜吹扫单元600被构建为三乙酸纤维素型膜，其具有表1所示的性质并且膜面积为21200m²。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表12。

表12.实施例11的料流条件和流量。

根据实施例11中模拟的工艺，通过该系统回收的总硫为99.99％或1957.62长吨/天。通过该系统回收的总硫(％)为从酸性气体进料中回收的硫的百分率。

实施例12.

实施例12是基于图4中体现的和上文描述的配置来模拟的。膜吹扫单元600被构建为1657型膜，其具有表1所示的性质并且膜面积为6000m²。二氧化碳选择性膜150被构建为af1600型膜，其膜面积为20982m²并且渗透物侧的压力为2.5psia。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表13。

表13.实施例12的料流条件和流量。

根据实施例12中模拟的工艺，通过该系统回收的总硫为99.99％或649.82长吨/天。通过该系统回收的总硫(％)为从酸性气体进料中回收的硫的百分率。此外，由于进料真空泵160和进料鼓风机180，如图4和图4b中公开的系统使用了额外的8034.16kw。

实施例13.实施例13是基于图1中体现的和上文描述的配置来模拟的。膜吹扫单元600被构建为1657型膜，其具有表1所示的性质并且膜面积为4800m²。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表14。

表14.实施例13的料流条件和流量。

根据实施例13中模拟的工艺，通过该系统回收的总硫为99.99％或1429.56长吨/天。通过该系统回收的总硫(％)为从酸性气体进料中回收的硫的百分率。

实施例14.

实施例14是基于图1中体现的和上文描述的配置来模拟的。膜吹扫单元600被构建为支撑在醋酸纤维素型膜中的液体膜teg-dme，其具有如表1所示的性质并且膜面积为14500m²。所选择的料物的成分的最终浓度(体积％)示于表15。

表15.实施例14的料流条件和流量。

根据实施例14中模拟的工艺，通过该系统回收的总硫为99.99％或1429.53长吨/天。通过该系统回收的总硫(％)为从酸性气体进料中回收的硫的百分率。

实施例15.

实施例15是基于图1中体现的和上文描述的配置来模拟的。膜吹扫单元600被构建为三乙酸纤维素型膜，其具有表1所示的性质并且膜面积为29800m²。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表16。

表16.实施例15的料流条件和流量。

根据实施例15中模拟的工艺，通过该系统回收的总硫为99.99％或1429.56长吨/天。通过该系统回收的总硫(％)为从酸性气体进料中回收的硫的百分率。

实施例16.

实施例16是基于图2中体现的和上文描述的配置来模拟的。膜吹扫单元600被构建为1657型膜，其具有表1所示的性质并且膜面积为4800m²。所选择的料流的成分的最终浓度(体积％)示于表17。

表17.实施例16的料流条件和流量。

根据实施例16中模拟的工艺，通过该系统回收的总硫为99.99％或1957.37长吨/天。通过该系统回收的总硫(％)为从酸性气体进料中回收的硫的百分率。实施例16模拟了这样一种方法，其中将系统的所有空气均用作膜吹扫单元600中的吹扫空气(与图1所示的工艺相比，图1所示的工艺中仅将克劳斯工艺100的空气用作吹扫空气)。通过膜吹扫单元600提高的空气流量意味着具有更高的吹扫so2的能力。然而，因为热氧化器空气64将so2注入热氧化器200中，并且硫仅在克劳斯工艺100中沉淀和冷凝，所以吸收工艺出口料流72中硫含量增加。实施例4说明，对于确定的膜面积而言，即使在膜吹扫单元600中以质量计分离出了更多的so2(与图1所示的工艺相比)，但是再循环至克劳斯工艺100的反应炉中的so2的百分率更低。为了补偿这一点，必须增加膜的面积。将实施例9的膜面积与该实施例16的膜面积进行比较。

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