CN103687801B - 同时制备氢的零排放硫回收方法 - Google Patents

Abstract

公开的是由含H₂S气流同时制备氢和硫且零排放的方法。该方法包括使H₂S热氧化裂解以便形成H₂和S₂。优选使用富氧空气进行氧化，优选纯氧。原料中H₂S/O₂比高于2:1，优选在3:1～5:1的范围内。

Description

同时制备氢的零排放硫回收方法

技术领域

本发明涉及从含H₂S气流中回收硫的方法且涉及硫回收设备（plant）。具体地，本发明涉及与硫回收方法相关的氢制备。

背景技术

硫回收设备设计成从来自胺再生体系和酸性水汽提装置的含H₂S酸性气体中去除H₂S，从而产生硫，和可以以液体或固体形式储存并出售给不同使用者用于数种不同工业用途的无毒产物。包含可变量H₂S的来自胺再生体系和酸性水汽提装置的酸性气体，通常基于改良的Claus方法在硫回收单元（SRU）中进行处理以便大量硫回收，随后在尾气处理（TGT）部分进行处理以便进一步回收硫。酸性气体中包含的其它杂质（包括氨和烃）在Claus部分被破坏。

改良的Claus方法自身从原料中回收约94～96%（2催化阶段）或95～98%（3阶段）硫。因此当需要更高硫回收效率（SRE）时，有必要进一步处理Claus尾气。

改良的Claus方法包括酸性气流在热反应器中的亚化学计量燃烧（热阶段），随后在Claus反应器中催化转化（催化阶段）。在Claus部分，根据以下反应将总H₂S的三分之一氧化为SO₂，SO₂与剩余H₂S反应以形成硫和水：

H₂S+1.5O₂→H₂O+SO₂（氧化反应） （1）

该方法的目的是使总反应接近完成。在Claus热反应器中，酸性气体中包含的H₂S在特定燃烧器中与空气（在一些特定情况下与富氧空气）一起燃烧且仅总H₂S的三分之一氧化为SO₂，而剩余的三分之二未反应。总空气量精确地足以使总H₂S的三分之一氧化并使原料中含有的所有烃和氨完全氧化；因此原料中H₂S/O₂摩尔比为约2:1，以便在Claus尾气中得到精确或尽可能接近2:1（其为Claus反应的化学计量比）的H₂S/SO₂比，从而使硫回收效率最大化。在酸性气体燃烧期间，一小部分H₂S（通常为5～7%）按以下反应解离为氢和硫：

根据Clark等人，Alberta Sulphur Research Ltd.（ASRL），还根据以下反应形成氢：

还涉及一些副反应，导致氨和烃的破坏以及羰基硫COS和二硫化碳CS₂的形成。为了完成Claus反应，在热反应器中在高温需要适当的停留时间。

Claus热反应器通常后接废热锅炉以及硫冷凝器，在废热锅炉中将炉流出物冷却至约300℃并通过产生高压蒸汽而回收热，在硫冷凝器处通过产生低压蒸汽将工艺气体冷却至硫的露点，并分离液体硫。

Claus热阶段通常后接两个或三个催化阶段，各个阶段由以下构成：使气体达到最佳反应温度的气体再热器、发生Claus反应的催化反应器以及冷却气体且冷凝和分离液体硫的硫冷凝器。Claus反应是通过低温热力学加强的放热平衡反应。第一Claus催化反应器部分填充有Claus催化剂（氧化铝类）以加强Claus反应，且部分填充有特定高转化催化剂（氧化钛类）以加强COS和CS₂的水解。第二和第三Claus催化反应器（如果存在）通常填充有Claus催化剂（氧化铝类）以加强Claus反应。

为了满足硫回收设备通常所需的＞99%的硫回收效率，Claus部分通常后接尾气处理部分。近年来提出了数种不同可选的方法来提高硫回收效率，如Shell Oil Company提出的SCOT方法、TKT提出的RAR方法、AMOCO提出的CBA方法、Linde Actiengesellschaft提出的CLINSULF/DEGSULF方法或UOP提出的BSR Selectox方法。在传统还原尾气处理部分，使来自Claus部分的工艺气体预热且在供应至氢化反应器前与外部来源的氢结合，在氢化反应器中所有硫化合物在执行氢化和水解两个功能的特定还原催化剂（Co和Mo氧化物类）下转化为H₂S。通过循环蒸汽冷凝物使反应器流出物在骤冷塔中冷却。在具有特定胺水溶液的胺吸收器中回收氢化反应器中产生的H₂S且将其从胺再生器的顶部再循环到Claus部分，在胺再生器中分离浓缩的液体。

来自胺吸收器的尾气被运送到热焚烧炉中，用于在经专用烟道（stack）排放到大气中前使残留的H₂S和其它硫化合物例如COS和CS2氧化为SO₂。

传统Claus设备的主要缺点是对于非常低的硫经济价值需要较大且较昂贵的设备，需要将SO_X（SO₂和SO₃）、CO、CO₂、NO_X和痕量的H₂S持续排放到大气中，且需要从网络持续输入氢，用于TGT部分的气体还原。

在一些氢不可得的设备中，例如在气田中，在还原气体发生器中通过亚化学计量燃料气体燃烧产生还原气体混合物。由于来自管线内（in-line）燃料气体燃烧的大量惰性物质（主要来自空气的氮以及来自燃烧的水和二氧化碳），这种可替换结构的主要缺点是高10～15%的工艺气流率和随后更大的设备尺寸。

近年来已提出一些可替换的解决H₂S的部分热或催化氧化的方法。

GA Technologies Inc.的US专利第4,481,181号公开了一种方法，用于从含H₂S气流中去除硫且回收氢，结合在相同反应区将H₂S部分热氧化为硫和水且将H₂S热解离为氢和硫，该反应区前接原料加热部分且后接冷却区和硫冷凝器，其中使用纯氧和大比例的氮且原料中的H₂S/O₂比在10:1～25:1之间。该专利的主要目的是通过部分氧化和将硫化氢解离为硫和氢来进行热分解。

Chevron U.S.A.Inc.和Drexel University的WO2010/036941公开了一种方法，在一个实施方式中在适当的等离子体催化剂下，在低于1600℃的温度基于H和SH自由基进行H₂S热解离。

而且，Siirtec-Nigi的意大利专利1203898公开一种称作HCR的方法，其基于传统Claus热反应器操作以原料中稍高的H₂S/O₂比以便将Claus尾气中的H₂S/SO₂比保持得显著高于2:1。该方法的主要目的是提高热反应器中的氢制备且避免TGT部分的氢输入。使用这个方法，也无法避免硫回收设备排放。

从上述论述中可以看出过去已经做出许多努力，试图提出传统Claus设备的有效替代物。具体地，近年来提出的一些方法基于H₂S的部分热或催化氧化，而另一些方法则关注H₂S的热或催化裂解。提出的方法均不是构思或布置成执行旨在同时促进两个反应的H₂S向氢和硫的转化。

期望减少且优选是避免向大气的排放。还期望减少且优选是避免向工艺中输入氢。具体地，期望产生氢，且使氢从工艺的输出最佳化，而同时制备硫。

发明内容

为了更好地解决上述一个或更多期望，本发明在一方面提出用于由含H₂S气流制备氢的方法，包括使气流进行热氧化裂解以便形成H₂和S₂。

另一方面，本发明提供适用于进行含H₂S气流的热氧化裂解的设备，所述设备包括用于含H₂S酸性气流的进口、用于含氧流的进口以及热氧化裂解反应区，该热氧化裂解反应区包括混合区，优选包括燃烧器和热反应器。

另一方面，本发明涉及用于由含H₂S气流组合制备氢和硫的方法，包括使气流进行上述工艺。

附图说明

图1示出包括热阶段、两个催化阶段、随后的还原尾气处理部分和热焚烧部分的典型传统Claus设备的简化流程图。

图2呈现包括热氧化裂解阶段、任选地Claus催化阶段和随后的还原尾气处理部分的根据本发明的H₂S热氧化裂解设备的简化流程图。

具体实施方式

广义而言，本发明是基于同时发生H₂S的裂解和部分氧化以便提供硫和大量氢的同时制备。这用于解决向气排放气体的问题且同时制备有价值的氢输出流。

强调的是根据本发明的热氧化裂解是与现有的Claus-型方法中热阶段和催化阶段二者根本不同的方法。参考上述反应式（1）到（5），Claus方法涉及使上述反应（3）接近完成。本发明是基于明智见解提供基于副反应（4）和（5）的方法，且促进这些反应以便由含H₂S气流同时制备氢和硫。

在本发明中，热氧化裂解（TOC）阶段替代Claus热阶段。本发明的方法因此有利于H₂S解离和部分氧化而非完全氧化和Claus反应。

在一个或更多反应区中进行热氧化裂解，优选在单反应室中提供热氧化裂解。优选单反应室内的单反应区。

本发明对技术人员提出促进上述反应（4）和（5）的见解。待使气流进行热氧化裂解的事实对技术人员暗示如何执行的明确消息。

反应在1100℃～1550℃的温度在氧影响下进行。H₂S与氧之间的比大于2:1，且优选在3:1～5:1的范围内，更优选在4:1～4.5:1的范围内，且其中在包括至少40%氧的气流中提供氧。

热氧化裂解反应区提供有氧。氧优选提供为与空气相比的富氧气体。优选其为包括至少40vol.%氧的含氧气流，优选至少60vol.%氧。更优选地，该氧提供为基本上纯的氧，即90vol.%～99vol.%的氧，或尽可能接近100%。

富氧气体且优选纯氧的使用不仅涉及使热氧化裂解方法最佳化，还表现出例如避免不必要的大型设备（由于大量惰性（氮）气体的存在而需要）的优点。此外，参考本发明制备氢的目的，除了硫回收和减少排放之外，还有利于减少、且优选避免在该方法的尾气中存在氮。

选择供应到反应器中的氧的量以便达到原料中的H₂S/O₂比高于典型数字约2:1。优选地，原料中的H₂S/O₂比应在3:1～5:1的范围内，更优选在4:1～4.5:1的范围内，例如约4.4。

在H₂S/O₂比在4:1～4.5:1的基础上操作热氧化裂解的优选实施方式中，同时获得H₂S的裂解和部分氧化的优选反应温度在1100～1400℃的范围内，优选约1200℃。

在一个实施方式中，使去往热氧化裂解反应区的原料（含H₂S酸性气体和含氧气体）预热以增加反应温度，从而促进氢制备且抑制SO₂的形成。在优选实施方式中，这种预热使用来自废热锅炉的约45巴的高压蒸汽进行，以便达到约240℃的原料进口温度。

应当注意的是优选自热地进行反应。这是指如下事实，虽然该方法优选绝热，但事实上发生热交换，因为氧化反应是放热反应，且裂解反应是吸热反应，从而经放热反应可得的热量用于吸热反应。

总而言之，本发明的方法被认为相对于反应（1）和（2）有利于反应（4）和（5），从而导致较低的H₂S转化，但是另一方面导致显著较高的H₂形成和低得多的SO₂形成。作为较低H₂S转化的结果，与传统Claus设备相比，达到更高的从含H₂S气体源（例如胺再生器）到反应室的酸性气体再循环率。

在最佳温度下进行本发明的热氧化裂解工艺以便提供最大可能平衡数字的最小途径。

结果是增加氢产量并使SO₂形成最小化，这进而用于使尾气处理部分中将SO₂还原成H₂S的氢消耗最小化。

优选地，在进入热氧化裂解区前，将含H₂S酸性气体和含氧气体在混合区混合。在一个实施方式中，混合区包括安装在反应室前面的燃烧器。

优选使反应室的气体流出物骤冷以便避免H₂和S₂重新组合形成H₂S，即通过（4）的逆反应，其就整体转化而言使得工艺次优化。优选基本上瞬间完成该骤冷。优选骤冷至低于950℃的温度，更优选在850～750℃范围内。优选骤冷区的停留时间尽可能地短，典型地为10ms到300ms，优选10ms到100ms，更优选10ms到50ms。

优选骤冷区（优选为反应室的一个区域）后接废热锅炉和硫冷凝器，以冷却工艺气体和回收液体硫。后者优选通过在废热锅炉中产生高压蒸汽和在硫冷凝器中产生低压蒸汽来完成。

在优选实施方式中，反应室的气体流出物的骤冷通过在反应室最后部分与水混合来完成。可通过经由喷嘴将水直接注入到反应室中来完成该混合。

尽管本发明方法大大减少SO₂的形成，仍不可避免形成一些SO₂。为去除这些SO₂，热氧化裂解阶段优选后接尾气处理部分。其中消耗一部分（例如约10～15vol.%）生成的氢以便在氢化反应器中将残留SO₂还原为H₂S。由于与传统Claus设备相比尾气中氢含量高得多且SO₂含量低得多，可以进行尾气处理部分的还原步骤而无需任何氢输入。

优选使尾气预热并将其供应到氢化反应器。其中SO₂以及其它残留硫化合物如COS和CS₂转化为H₂S，H₂S接着被去除。这种去除可以以常规方式完成，例如通过在吸收器中用贫胺溶液洗涤气体。

在一个实施方式中，热氧化裂解阶段后接一个Claus催化阶段，其包括气体再热器、Claus催化反应器和硫冷凝器，以便将大部分SO₂转化成硫，从而使尾气处理部分用于SO₂还原的H₂消耗最小化。

在一个实施方式中，从TGT吸收器得到的氢流被运送到最终使用器，如氢化处理器、氢化裂解器或氢化脱硫器。应当注意的是来自TGT吸收器顶部的富氢流的组成可根据变量例如SRU原料质量、设备配置和操作条件而不同，且可包括痕量或数百分比的H₂O、N₂、CO、CO₂、H₂S、COS和CS₂。

在优选实施方式中，从TGT吸收器得到的氢流进一步在氢纯化部分（例如变压吸收器）纯化。应当注意的是，在纯化前，来自TGT吸收器顶部的富氢流的组成可根据变量例如SRU原料质量、设备配置和操作条件而不同，且可包括痕量或数百分比的H₂O、N₂、CO、CO₂、H₂S、COS和CS₂。

纯化的氢被运送到最终使用器，例如氢化处理器、氢化裂解器或氢化脱硫器。

本发明在一方面还涉及适用于进行含H₂S气流的热氧化裂解的设备，所述设备包括用于含H₂S酸性气流的进口、用于含氧流的进口和热氧化裂解反应区。优选地，设备还包括气体骤冷区。

在一个实施方式中，热氧化裂解反应室具有耐火内衬，以便承受高达1550℃的温度。

将参考以下非限制性附图和实施例说明本发明。

附图详述

参见图1，在传统Claus设备中，来自一个或更多胺再生单元1的酸性气体与来自酸性水汽提装置单元2的酸性气体和燃烧气流3一起供应到热反应器燃烧器（或Claus主要燃烧器）4，热反应器燃烧器4直接连接到热反应器（或反应炉）5，其中三分之一的H₂S转化为SO₂且所有其他化合物如烃和氨都被完全氧化。在热反应器中适当的停留时间后，炉流出物在Claus废热锅炉6中冷却，在此处回收热量产生高压蒸汽。来自Claus废热锅炉的工艺气体供应到第一硫冷凝器7，在此处冷却气体产生低压蒸汽且使硫8冷凝并运送去脱气和储存。在进入第一Claus催化反应器10前在第一Claus再热器9中使来自第一硫冷凝器的工艺气体预热，在第一Claus催化反应器10中H₂S与SO₂间产生硫蒸汽的反应持续直到反应平衡。来自反应器10的工艺气体运送到第二硫冷凝器11，在此处冷却气体产生低压蒸汽且使反应器中形成的硫8冷凝并运送去脱气和储存。在进入第二Claus催化反应器13前在第二Claus再热器12中使来自第二硫冷凝器的工艺气体预热，第二Claus催化反应器13中H₂S与SO₂间产生硫蒸汽的反应持续直到反应平衡。来自反应器13的工艺气体供应到第三流冷凝器14，在此处冷却气体产生低压蒸汽（通常4.5～6巴）或低低压蒸汽（通常约1.2巴）且使反应器中形成的硫8冷凝并运送去脱气和储存。来自第三硫冷凝器的Claus尾气15被运送至尾气处理部分。

参见图2，在根据本发明的H₂S热氧化裂解设备中，来自一个或更多个胺再生单元1的酸性气体与来自一个或更多个酸性水汽提装置单元2的酸性气体和纯氧流41（或富氧气流）一起供应到热氧化裂解反应室42，在热氧化裂解反应室42中H₂S部分氧化为S₂且部分解离为H₂和S₂，同时所有其他化合物如烃和氨完全氧化且只形成非常少量的SO₂。在废热锅炉6中冷却反应器流出物，在此处回收热量产生高压蒸汽。来自废热锅炉的工艺气体供应到硫冷凝器7，在此处冷却气体产生低低压流且使硫8冷凝并运送去脱气和储存；来自硫冷凝器的尾气15被运送到尾气处理部分。

在一个实施方式中，来自废热锅炉6的工艺气体供应到第一硫冷凝器7，在此处冷却气体产生低压流且使硫8冷凝并运送去脱气和储存。在进入第一Claus催化反应器10前在第一Claus再热器9中使来自第一硫冷凝器的工艺气体预热，在第一Claus催化反应器10中H₂S与SO₂间产生硫蒸汽的反应持续直到反应平衡，从而去除几乎所有的SO₂。来自反应器10的工艺气体被运送到第二硫冷凝器11，在此处冷却气体产生低低压流且使反应器中形成的硫8冷凝并运送去脱气和储存。来自第二硫冷凝器（或在第一实施方式中来自第一硫冷凝器）的尾气15被运送到尾气处理部分。

在图1和图2显示的两个设备配置中，以及在包括附加Claus催化步骤的本发明实施方式中，首先在尾气预热器16中使来自最终硫冷凝器的尾气15预热。在传统Claus设备中，如图1所示，尾气需要与从外部网络17得到的氢混合，而在根据本发明的新型H₂S热氧化裂解设备中，如图2所示，不需要单独输入氢，且尾气直接运送到氢化反应器18。在氢化反应器（或还原反应器）中，工艺气体中包含的所有硫化合物在稍过量的氢中转化为H₂S。离开反应室的尾气首先在TGT废热锅炉19中冷却产生低压蒸汽随后在骤冷塔20冷却，在骤冷塔20中通过使气体冷却中产生的冷凝物21循环实现工艺气体冷却。骤冷水泵22向塔中提供水循环，而通过骤冷水冷却器23从体系中去除热量。气体冷却中产生的过量酸性水24被运送到界区以便在酸性水汽提装置（SWS）单元中进行处理。来自骤冷塔的冷却尾气供应到吸收器25。使用来自胺再生器27的选择性贫胺溶液26来完成尾气中所包含H₂S的吸收。通过富胺泵29将吸收器底部的富胺溶液28泵到贫/富胺热交换器30，在贫/富胺热交换器30中使富胺在供应到胺再生器27之前使用作为热介质的来自胺再生器底部的热贫胺预热。通过贫胺泵31泵出胺再生器底部的贫胺，并使其在供应到吸收器25前先在贫/富胺热交换器30中然后在贫胺冷却器32中冷却。来自再生器顶部的酸性气体22再循环回传统Claus设备的Claus热反应器燃烧器4中（图1），而在本发明的新型H₂S热氧化裂解设备中被再循环到热氧化裂解反应室42中（图2）。

在传统Claus设备中（图1），来自吸收器34的尾气被运送到焚烧炉燃烧器35，焚烧炉燃烧器35直接连接到焚烧炉36，在焚烧炉36中所有的残留硫化合物氧化成SO₂。用燃料气体的燃烧支持尾气的燃烧，因此燃料气流37和燃烧气流38也供应到焚烧炉燃烧器。焚烧炉流出物（或燃料气体）40在热焚烧炉中停留适当时间后经由专用烟道39排放到大气中。在新型H₂S热氧化裂解设备中（图2），来自吸收器34的富氢流运送到硫回收单元外侧的使用器。

在优选实施方式中，含有一些量的杂质如N₂、CO₂、H₂S、COS和CS₂的来自吸收器的富氢流运送到附加的氢处理部分43，在此处被进一步纯化。来自氢处理部分的基本上纯的氢流44最终运送到不同的终端使用器。

实施例1

以下为可能的设备配置。酸性气体和氧供应到发生氧化反应的反应炉。反应产物部分骤冷且进入废热锅炉以便回收反应热。在热回收后，工艺气体进入硫冷凝器以便分离生成的硫且进一步回收热。

在催化块中完成反应，该催化块由工艺气体预热器、催化反应器和最终硫冷凝器组成。

尾气从最终冷凝器运送到传统还原尾气处理。

所选择的条件如下：

-H₂S/O₂比 4.4

-绝热温度 1200℃

原料预热到240℃

考虑到这些操作条件，H₂S转化率为56%，其中

15.8%根据反应4）转化为H₂和S₂

39.9%根据反应3）转化为H₂O和S₂

0.3%根据反应1）转化为SO₂和H₂O

而44%的H₂S保持未转化。

SO₂是氢化反应器中的大量氢消耗者，且为将其降低到非常低的浓度，考虑在废热锅炉和硫冷凝器下游设置Claus催化反应器。

来自最终冷凝器的尾气在预热后供应到氢化反应器，在氢化反应器中硫蒸汽转化为H₂S，COS和CS₂水解且CO转化为氢。

反应如下：

S_n+nH₂→nH₂S

COS+H₂O→CO₂+H₂S

CS₂+2H₂O→CO₂+2H₂S

CO+H₂O→CO₂+H₂

剩余的低浓度SO₂如下反应：

SO₂+3H₂→H₂S+2H₂O

来自氢化反应器的尾气在骤冷塔中冷却，在此处氧化反应中产生的水冷凝。

最后，在胺吸收器中洗涤冷气体。包含杂质如H₂S、CO₂和N₂的富氢流从胺吸收器顶部释放。

胺吸收器底部的富胺运送到产生H₂S和CO₂流的胺再生部分，H₂S和CO₂流再循环到反应炉。

因此，硫损失只是离开胺吸收器的氢流中所含的H₂S，所以硫回收效率可高于99.9%。

平衡显示从含有100kmol的H₂S的原料中可以回收30kmol的氢，使得大大节省氢化处理的氢消耗。须注意的是传统设备相反对于尾气氢化步骤具有每100kmol的H₂S约1～2kmol的氢消耗。

可以通过比较相关热量和物料平衡来看出传统设备与具有氢回收的设备之间的其它区别。为此目的，对容量为100T/D的硫产品执行两种设备配置的物料平衡。表1显示设备重要部分的相关工艺气体流速。

表1：工艺气体流速

表1显示出氢回收设备的工艺气体流速比传统设备更低。因此，仪器尺寸更小且更价廉。

Claims (17)

1.一种用于由含H₂S气流制备氢的方法，包括使所述气流根据下式进行热氧化裂解以形成H₂和S₂：

解离或裂解反应：和

H₂形成反应：

其中以原料中2:1～5:1的范围内的H₂S/O₂摩尔比进行所述热氧化裂解，

所述方法包括使含H₂S气流与含氧气流混合并对混合气流进行预热的步骤。

2.根据权利要求1所述的方法，其中以原料中4:1～4.5:1的范围内的H₂S/O₂摩尔比进行所述热氧化裂解。

3.根据权利要求2所述的方法，其中所述H₂S/O₂比为4.4:1，且所述预热达到240℃的原料进口温度。

4.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述热氧化裂解在包括至少40％氧的含氧气流的影响下进行。

5.根据权利要求4所述的方法，其中所述热氧化裂解在包括至少60％氧的含氧气流的影响下进行。

6.根据权利要求4所述的方法，其中所述含氧气流是纯度为90％～100％的氧。

7.根据权利要求1-3中任一项所述的方法，其中所述热氧化裂解在1100～1550℃的温度自热地进行。

8.根据权利要求7所述的方法，其中所述热氧化裂解在1100～1400℃的温度自热地进行。

9.根据权利要求1-3中任一项所述的方法，包括使所形成的SO₂进行氢化的附加步骤。

10.根据权利要求1-3中任一项所述的方法，其中使由所述热氧化裂解产生的气体立即骤冷到低于950℃的温度。

11.根据权利要求10所述的方法，其中使由所述热氧化裂解产生的气体立即骤冷到850～750℃的温度。

12.根据权利要求10所述的方法，其中在骤冷区的停留时间为10ms～300ms。

13.根据权利要求12所述的方法，其中在骤冷区的停留时间为10ms～100ms。

14.根据权利要求12所述的方法，其中在骤冷区的停留时间为10ms～50ms。

15.根据权利要求10所述的方法，其中通过在反应室的最终部分与水直接混合来完成所述骤冷步骤，

其中所述H₂S/O₂比为4.4:1，且所述预热达到240℃的原料进口温度，

所述含氧气流是纯度为90％～100％的氧，且

所述热氧化裂解在1100～1400℃的温度自热地进行。

16.根据权利要求1-3中任一项所述的方法，其中热氧化裂解阶段后接Claus催化阶段，所述Claus催化阶段包括气体再热器、Claus催化反应器和硫冷凝器，

来自热氧化裂解反应室(42)的反应器流出物运送至废热锅炉(6)，然后运送至硫冷凝器(7)，

其中来自硫冷凝器(7)的工艺气体在第一Claus再热器(9)中进行预热，然后进入第一Claus催化反应器(10)，其中来自反应器(10)的工艺气体被运送到第二硫冷凝器(11)，

其中来自第二硫冷凝器(11)的尾气(15)被运送到尾气处理部分，其中尾气在预热器(16)中预热且运送到氢化反应器(18)而不需要输入氢，

其中来自氢化反应器的尾气在TGT废热锅炉(19)中冷却然后去往骤冷塔(20)，

其中来自骤冷塔(20)的冷却尾气供应到吸收器(25)，其中H₂S从尾气中吸收到来自胺再生器(27)的贫胺溶液(26)，

其中来自吸收器(25)的富胺溶液(28)在热交换器(30)中预热且供应到胺再生器(27)，

其中来自再生器(27)顶部的酸性气体(33)再循环回热氧化裂解反应室(42)。

17.一种用于由含H₂S气流组合制备氢和硫的方法，其中所述方法根据权利要求1到16中任一项所述进行。