CN103979500A

CN103979500A - 综合制氢的硫磺回收及尾气处理***及工艺

Info

Publication number: CN103979500A
Application number: CN201410217288.8A
Authority: CN
Inventors: 陈运强; 肖秋涛; 郭成华; 杜通林; 汤晓勇; 师春元; 陈胜永; 陈彰兵; 向波; 王非; 刘家洪; 李唯; 程林; 秦兴述
Original assignee: China National Petroleum Corp Engineering Design Co Ltd
Current assignee: China National Petroleum Corp; China Petroleum Engineering and Construction Corp
Priority date: 2014-05-21
Filing date: 2014-05-21
Publication date: 2014-08-13
Anticipated expiration: 2034-05-21
Also published as: CN103979500B

Abstract

本发明公开了一种综合制氢的硫磺回收及尾气处理***及工艺，主要包括SO₂发生器、两级还原气体发生器、余热锅炉、过热段冷凝器、两级冷凝冷却器、三级过程气预热器、两级催化反应器、加氢反应器、急冷塔、吸收塔、富液泵、贫富胺液换热器依、再生塔、焚烧炉等。本发明的积极效果是：加氢硫化物的氢源由本发明设施内部产生，避免了SCOT工艺采用的外部氢源；特别设置功能复合的两级还原气体发生器，确保了完全还原硫化物所需的较大富裕量的氢气；把还原气体发生器设置在硫磺回收区而非加氢反应区，更能保证加氢反应需要的温度不致过高，确保加氢反应更完全。

Description

综合制氢的硫磺回收及尾气处理***及工艺

技术领域

本发明涉及克劳斯硫磺回收及还原吸收尾气处理联合工艺，是对含硫化氢的酸气进行转化、生成硫磺的工艺技术，属于天然气处理厂、炼油厂、电厂等硫磺回收工艺技术领域。

背景技术

目前，从含硫化氢的酸气中回收硫磺技术有常规克劳斯法、克劳斯延伸类法以及常规克劳斯+还原吸收类尾气处理法，它们的基本方法和缺点介绍如下：

1、常规克劳斯法：常规克劳斯法于1890年左右提出，1938年工业化，该方法的主要化学反应式有两种，一是在主燃烧炉中的化学反应，反应式有：

2H₂S+3O₂→2H₂O+2SO₂；2H₂S+SO₂→2H₂O+3S_e/e；CH₄+SO₂→COS+H₂O+H₂；

CO+S→COS；CO₂+H₂S→COS+H₂O；CH₄+2S₂→CS₂+2H₂S；2CO+S₂→CO₂+CS₂

二是在催化反应器中的化学反应：

2H₂S+SO₂→2H₂O+3S_e/e；COS+H₂O→CO₂+2H₂S；CS₂+2H₂O→CO₂+2H₂S，上述反应均为放热反应；

常规克劳斯法的缺点是：根据大量的实践证明，常规克劳斯装置的硫回收率通常只能达到94％～97％，硫磺回收率受到限制有如下原因：

(1)由于克劳斯反应受到热力学的限制，硫的转化反应不可能完全，过程气中仍存有少量的H₂S，SO₂，限制了硫的转化率；

(2)克劳斯反应要产生一定量的水汽，随着水汽含量的增加，相应降低H₂S，SO₂的浓度，影响了克劳斯反应的平衡，阻碍了硫的生成，限制了硫的转化率；

(3)由于酸气中CO₂和烃类的存在，则过程气中会形成COS和CS₂，必须使之发生水解反应，为此，第一反应器的温度必须控制在300～340℃，高温虽然有利于水解反应，但是不利于克劳斯反应的进行，则限制了硫的转化率；

(4)常规克劳斯工艺硫的转化率对空气和酸性气的配比失常非常敏感，若不能保持H₂S:SO₂＝2:1的最佳比例，将导致硫的转化率降低；

因受热力学平衡和动力学因素的限制，随进料气中H₂S含量及转化器级数的不同，硫回收率都在97％以下，对于100t/d以上的硫磺回收装置尾气经焚烧后SO₂的排放量高达250kg/h，对环境污染大。

2、克劳斯延伸类法：克劳斯延伸类法有低温克劳斯类的MCRC法、CBA法、Clinsulf法和直接氧化类的超级克劳斯法，分别叙述如下：

(1)MCRC克劳斯法：MCRC克劳斯法带有1床常规克劳斯反应器+1床高温再生转化器+1床低温吸附态转化器，简称“三床流程”，高温再生转化器和低温吸附态转化器2床切换操作，或1床常规克劳斯反应器+1床高温再生转化器+2床低温吸附态转化器，简称“四床流程”，高温再生转化器和低温吸附态转化器3床切换操作；低温吸附态转化器在过程气硫露点下操作，这有利于化学反应朝生成硫的方向进行，提高硫转化率；由于低温吸附态转化器中的温度低，接近硫露点，低温吸附态转化器中的催化剂表面不断附着固体硫磺，催化剂活性逐步散失，须提高低温吸附态转化器温度，赶掉催化剂表面附着的硫磺，再生催化剂；再生完全的高温再生转化器立即进入吸附态，相应吸附饱和硫的低温吸附态转化器立即进入再生态，低温吸附和高温再生换操作；一床常规克劳斯反应器加两床低温吸附态转化器流程总硫磺回收率约99.0％，一床常规克劳斯反应器加三床低温吸附态转化器流程总硫磺回收率约99.2％；

该法的缺点：由于再生后的低温吸附态转化器没有预冷过程，切换到吸附态过程中切换点直至再生后的低温吸附态转化器由高温逐步冷却至正常低温吸附温度的过渡期内，三床流程中的两床低温吸附态转化器温度均未处于硫露点，四床流程中也仅有1床低温吸附态转化器温度处于硫露点，转化率低，总硫磺回收率低于正常值，导致硫磺回收率波动。

(2)CBA克劳斯法：CBA克劳斯法是对MCRC克劳斯法的一种改进；同MCRC克劳斯法一样，MCRC克劳斯法带有1床常规克劳斯反应器+1床高温再生转化器+1床低温吸附态转化器，简称“三床流程”，高温再生转化器和低温吸附态转化器2床切换操作)或1床常规克劳斯反应器+1床高温再生转化器+2床低温吸附态转化器，简称“四床流程”，高温再生转化器和低温吸附态转化器3床切换操作；低温吸附态转化器在过程气硫露点下操作，这有利于化学反应朝生成硫的方向进行，提高硫转化率；由于低温吸附态转化器中的温度低，接近硫露点，低温吸附态转化器中的催化剂表面不断附着固体硫磺，催化剂活性逐步散失，须提高低温吸附态转化器温度，赶掉催化剂表面附着的硫磺，再生催化剂；再生完全的高温再生转化器开始预冷过程，过程气在二级反应器中逐步向低温克劳斯反应过渡，此时，即将进入再生态的低温吸附态转化器中催化剂尚未吸附饱和，继续处于低温吸附态，在反应器容量设计上很好的控制待即将进入再生态的低温吸附态转化器中催化剂吸附饱和时，再生完全的高温再生转化器已完全过渡到低温态，此时，吸附饱和的低温吸附态转化器切换才切换为高温再生，实现高温再生、低温预冷、低温吸附的切换操作，确保了切换过程中至少有2床为低温吸附态转化器，有效克服了切换时硫磺回收率的波动。一床常规克劳斯反应器加两床低温吸附态转化器流程总硫磺回收率约99.0％，一床常规克劳斯反应器加三床低温吸附态转化器流程总硫磺回收率约99.2％；

(3)Clinsulf法：由德国Linde公司开发的Clinsulf法大体可分为Clinsulf-Do和Clinsulf-SDP两种。Clinsulf-Do是一种将H₂S直接催化氧化为硫磺的硫回收方法，其核心是一台Linde等温反应器，反应器分为两段，上段未装内冷盘管为一绝热反应段，可使反应温度迅速上升而提高了反应速度，催化床的下段装有冷却盘管，冷却介质取走热量使反应器出口温度低到接近硫的露点，这有利于化学反应朝生成硫的方向进行，因而一个反应器同时达到了两个目的；Clinsulf-SDP是对常规Claus进行改进的一种亚露点方法，其基本思想是直接从催化剂床层而不是在下游的硫冷凝器中取走Claus反应的反应热，因而可使整个床层保持反应温度不变，有利于克劳斯反应的进行，总硫磺回收率约99.2％；

(4)超级克劳斯法：由SEC公司开发的Superclaus法由带有两台或三台常规克劳斯反应器加一台Super-claus反应器组成，在Super-claus反应器中装填选择性氧化催化剂。酸气在热力段按次当量控制空气量进行燃烧反应，以使得离开最后一级常规克劳斯催化段的过程气中的H₂S浓度为0.6～1.0％(V)，SO₂含量很低，有利于向生成元素硫的方向转化；克劳斯尾气经再热至220℃左右并与空气混合后进入Super-claus反应器，尾气中的H₂S在选择氧化催化剂床层上直接氧化为元素硫，该反应器内的转化率约85％。常规克劳斯反应器加Super-claus反应器后的总硫磺回收率约99.2％；

鉴于八十年代欧美诸国都制定了严格的环境保护条令，对于主要和集中产生SO₂污染源的克劳斯回收装置开始实施强制性法规，SO₂的排放浓度必须小于300ppm，而以上第一项和第二项的硫磺回收工艺总硫磺回收率均小于99.5％，无法达到法规要求。

3、常规克劳斯+还原吸收类尾气处理法：荷兰壳牌石油公司开发的一种先加氢将克劳斯尾气中各种形态的硫及硫化物还原为H₂S，然后进行吸收，将提浓的H₂S返回硫磺回收装置回收硫的SCOT工艺。这类方法的总硫收率可达99.8％，焚烧尾气中SO₂为500ppm或更低。该工艺充分利用炼油厂的富裕氢源，加上硫磺回收和脱硫装置工艺本身简单成熟，操作灵活方便。该工艺是目前世界上建设装置数量最多，发展速度最快，最具环保意识的尾气处理方法。

发明内容

为了克服现有技术的上述缺点，本发明提供了一种综合制氢的硫磺回收及尾气处理***及工艺，利用硫磺回收装置工艺内部综合制氢产生的H₂，将尾气中的硫化物加氢还原为H₂S，然后进行吸收。克服了常规克劳斯硫磺回收装置仅可得到95％左右的回收率，且为达到严格的硫排放规定，尾气中没有被回收的SO₂和未被冷凝的硫蒸汽，还需进一步除去。

本发明解决其技术问题所采用的技术方案是：一种综合制氢的硫磺回收及尾气处理***，SO₂发生器、第一级还原气体发生器、余热锅炉、过热段冷凝器和第一级过程气预热器依次连接；第二级还原气体发生器、第一级过程气预热器、第一级催化反应器、第一级冷凝冷却器、第二级过程气预热器、第二级催化反应器、第二级冷凝冷却器、第三级过程气预热器、加氢反应器和急冷塔依次连接；急冷塔顶部的塔顶气出口与吸收塔连接，吸收塔底部的MDEA富液出口、富液泵和贫富胺液换热器依次连接；贫富胺液换热器的富液出口与再生塔上部的进口连接；再生塔顶部的塔顶气出口与SO₂发生器连接；吸收塔顶部的排气出口与焚烧炉连接。

本发明还提供了一种综合制氢的硫磺回收及尾气处理工艺，包括如下步骤：

第一步、含硫化氢的酸气与空气在SO₂发生器中混合，生成SO₂，并通过调整酸气与空气的比例，确保H2S/SO2比值为2～4；

第二步、在第一级还原气体发生器中，同时进行H₂S和SO₂生成单质硫的高温克劳斯反应和H₂S高温裂解生成H2的反应，反应温度为1000℃～1400℃，反应停留时间为3秒～5秒；

第三步、第一级还原气体发生器出来的高温气流经过余热锅炉降至316℃，经过热段冷凝器降至165℃，同时分出冷凝的液硫；

第四步、在第二级还原气体发生器中生成整个工艺需要的补充氢量，并通过调整燃料气与空气的比例，保证空气/燃料气比值为75％～90％；

第五步、在第一级过程气预热器中，热段冷凝器出来的过程气与第二级还原气体发生器的高温还原气体混合，进入第一级催化反应器，气流中的H₂S和SO₂在催化剂床层上继续反应生成元素硫，COS和CS₂完全水解；

第六步、第一级催化反应器出口过程气进入第一级冷凝冷却器中冷却至165℃，分出冷凝的液硫；

第七步、第一级冷凝冷却器出来的过程气进入第二级过程气预热器，温度升至220℃；

第八步、第二级催化反应器出口过程气进入第二级冷凝冷却器中冷却至165℃，分出冷凝的液硫；

第九步、第二级冷凝冷却器出来的尾气经过第三级过程气预热器，温度升至230℃，进入到装有还原催化剂的加氢反应器，过程气中绝大部分的硫化物还原为H₂S；

第十一步、加氢反应器出来的过程气进入急冷塔，在塔内与冷却水逆流接触，被进一步冷却到40℃；

第十二步、从急冷塔出来的塔顶气进入吸收塔，与MDEA贫液逆流接触，气体中几乎所有的H₂S被溶液吸收，仅有部分CO₂被吸收；从吸收塔顶部出来的排放气进入焚烧炉焚烧后排放；

第十三步、从吸收塔底部出来的MDEA富液经富液泵进入贫富胺液换热器与再生塔底出来的MDEA贫液换热后进入再生塔上部，与塔内自下而上的蒸汽逆流接触进行再生，解析出H₂S和CO₂气体；MDEA热贫液自再生塔底部引出，经贫液泵泵入贫富胺液换热器与MDEA富液换热，再经过贫液冷却器换热，温度降至～40℃后进入吸收塔；

第十四步、再生塔顶气体循环到前端的硫磺回收区SO₂发生器中。

与现有技术相比，本发明的积极效果是：

1、为获得加氢硫化物的氢源，本发明由设施内部产生，避免了SCOT工艺采用的外部氢源。外来的氢依赖发生氢气的工业装置提供，不利于氢气供应和质量的稳定性。外来氢气中的烃可能造成H₂S脱出区的吸收塔的严重发泡。

2、为完全还原硫化物，所需的氢气应有较大富裕量，本发明特别设置功能复合的两级还原气体发生器。

3、本发明的第一级还原气体发生器，同时进行H₂S和SO₂生成单质硫的高温克劳斯反应和H₂S高温裂解生成H₂的反应，通过调整酸气与空气的比例，保证H₂S/SO₂比值为2～4，即可减少SO₂发生器中SO₂的生成量，从而保证足够的过程H₂量。

4、本发明的第一级还原气体发生器，由于采用H₂S/SO₂高比率运行，有助于减轻上游装置工况波动带来的影响，使整个装置的操作较为平稳，容易实现99.92％总硫回收率。

5、本发明的第二级还原气体发生器，在低于化学当量条件下燃烧燃料气生成H₂,调整燃料气与空气的比例，保证空气/燃料气比值为75％～90％，即可确保得到整个工艺需要的补充氢量。

6、本发明的第二级还原气体发生器，不仅可获得氢源，同时可获得第一级催化反应需要的热源，COS和CS₂完全水解需要的热源；同时，把还原气体发生器设置在硫磺回收区而非加氢反应区，更能保证加氢反应需要的温度不致过高，确保加氢反应更完全。

附图说明

本发明将通过例子并参照附图的方式说明，其中：

图1是本发明的工艺流程图。

具体实施方式

一种综合制氢的硫磺回收及尾气处理***，如图1所示，包括：SO₂发生器1、第一级还原气体发生器2、余热锅炉3、过热段冷凝器4、第二级还原气体发生器5、第一级过程气预热器6、第一级催化反应器7、第一级冷凝冷却器8、第二级过程气预热器9、第二级催化反应器10、第二级冷凝冷却器11、第三级过程气预热器12、加氢反应器13、急冷塔14、急冷水泵15、急冷水冷却器16、吸收塔17、富液泵18、贫富胺液换热器19、再生塔20、贫液泵21、贫液冷却器22和焚烧炉23等，其中：

SO₂发生器1、第一级还原气体发生器2、余热锅炉3、过热段冷凝器4和第一级过程气预热器6依次连接；本发明的第一级还原气体发生器，同时进行H₂S和SO₂生成单质硫的高温克劳斯反应和H₂S高温裂解生成H₂的反应，通过调整酸气与空气的比例，保证H₂S/SO₂比值为2～4，由于采用H₂S/SO₂高比率运行，即可减少SO₂发生器中SO₂的生成量，从而保证足够的过程H₂量，有助于减轻上游装置工况波动带来的影响，使整个装置的操作较为平稳，容易实现99.92％总硫回收率。

第二级还原气体发生器5、第一级过程气预热器6、第一级催化反应器7、第一级冷凝冷却器8、第二级过程气预热器9、第二级催化反应器10、第二级冷凝冷却器11、第三级过程气预热器12、加氢反应器13和急冷塔14依次连接；在第二级冷凝冷却器11后管线上设置有H2S/SO2分析仪；在加氢反应器13后管线上设置有H2分析仪。本发明的第二级还原气体发生器，在低于化学当量条件下燃烧燃料气生成H2,调整燃料气与空气的比例，保证空气/燃料气比值为75％～90％，不仅可确保得到整个工艺需要的补充氢量，同时可获得第一级催化反应需要的热源，COS和CS2完全水解需要的热源；同时，把还原气体发生器设置在硫磺回收区而非加氢反应区，更能保证加氢反应需要的温度不致过高，确保加氢反应更完全。

急冷塔14底部的酸水出水口、急冷水泵15、急冷水冷却器16与急冷塔14上部的循环冷却水进水口依次连接；

急冷塔14顶部的塔顶气出口与吸收塔17连接，吸收塔17底部的MDEA富液出口、富液泵18和贫富胺液换热器19依次连接；吸收塔17顶部的排气出口与焚烧炉23连接；

再生塔20底部的MDEA贫液出口、贫液泵21和贫富胺液换热器19依次连接；再生塔20顶部的塔顶气出口与SO₂发生器1连接；

贫富胺液换热器19的富液出口与再生塔20上部的进口连接；贫富胺液换热器19的贫液出口、贫液冷却器22与吸收塔17上部的进口连接。

第一步、含硫化氢的酸气与空气在SO₂发生器1中混合，生成一定量的SO₂。在低于化学当量条件下燃烧酸气，通过硫磺回收尾气管线上的H₂S/SO₂分析仪的反馈信息，调整酸气与空气的比例，确保H2S/SO2比值为2～4。

第二步、在第一级还原气体发生器2中，同时进行H₂S和SO₂生成单质硫的高温克劳斯反应和H₂S高温裂解生成H2的反应。高温裂解温度应为1000℃～1400℃，反应停留时间应为3秒～5秒。

第三步、第一级还原气体发生器2出来的高温气流经过余热锅炉3降至316℃，经过热段冷凝器4降至165℃，同时分出冷凝的液硫。

第四步、第二级还原气体发生器5中，得到整个工艺需要的补充氢量。在低于化学当量条件下燃烧燃料气生成H2,调整燃料气与空气的比例，保证空气/燃料气比值为75％～90％，确保得到整个工艺需要的补充氢量。

第五步、在第一级过程气预热器6中，热段冷凝器4出来的过程气与第二级还原气体发生器5的高温还原气体混合，进入第一级催化反应器7，气流中的H₂S和SO₂在催化剂床层上继续反应生成元素硫，COS和CS₂完全水解。第一级过程气预热器6的温度应保证第一级催化反应器7出口温度320℃～350℃，从而获得第一级催化反应需要的热源，COS和CS2完全水解需要的热源。

第六步、第一级催化反应器7出口过程气进入第一级冷凝冷却器8中冷却至165℃，分出冷凝的液硫。

第七步、第一级冷凝冷却器8出来的过程气进入第二级过程气预热器9，温度升至220℃。

第八步、第二级催化反应器10出口过程气进入第二级冷凝冷却器11中冷却至165℃，分出冷凝的液硫。

第九步、第二级冷凝冷却器11出来的尾气经过第三级过程气预热器12，温度升至230℃，进入到装有还原催化剂的加氢反应器13，过程气中绝大部分的硫化物还原为H₂S。在第一级还原气体发生器2、第二级还原气体发生器5中确保得到加氢反应器13需要的氢量，通过加氢反应器13后管线上设置的H2分析仪的反馈信息，确保整个过程中过剩氢气量为50％～70％。把还原气体发生器设置在硫磺回收区而非加氢反应区，更能保证加氢反应需要的温度为230℃不致过高，确保加氢反应更完全。加氢反应器13的停留时间应保证3.6秒。

第十一步、加氢反应器13出来的过程气进入急冷塔14，在塔内与冷却水逆流接触，被进一步冷却到40℃；急冷塔14底的酸水被急冷水泵15加压，再经急冷水冷却器16冷却后作急冷塔的循环冷却水。

第十二步、从急冷塔14出来的塔顶气进入吸收塔17，与MDEA贫液逆流接触。气体中几乎所有的H₂S被溶液吸收，仅有部分CO₂被吸收；从吸收塔17顶部出来的排放气进入焚烧炉23焚烧后排放。

第十三步、从吸收塔17底部出来的MDEA富液经富液泵18进入贫富胺液换热器19与再生塔20底出来的MDEA贫液换热后进入再生塔20上部，与塔内自下而上的蒸汽逆流接触进行再生，解析出H₂S和CO₂气体。MDEA热贫液自再生塔20底部引出，经贫液泵21泵入贫富胺液换热器19与MDEA富液换热，再经过贫液冷却器22换热，温度降至～40℃后进入吸收塔17。

第十四步、再生塔顶气体循环到前端的硫磺回收区SO₂发生器1中。

本发明的工作原理是：

一、硫磺回收区

含硫化氢的酸气与空气在SO₂发生器1中混合，生成一定量的SO₂。在第一级还原气体发生器2中，同时进行H₂S和SO₂生成单质硫的高温克劳斯反应和H₂S高温裂解生成H₂的反应，在第一级还原气体发生器2中，可得到整个工艺需要的大部分氢量。通过硫磺回收尾气管线上的H₂S/SO₂分析仪，调整酸气与空气的比例，保证H₂S/SO₂比值为2～4，即可减少SO₂发生器中SO₂的生成量，从而保证足够的过程H₂量。利用余热锅炉3和热段冷凝器4回收过程气的热源并分出冷凝的液硫。

第二级还原气体发生器5中，在低于化学当量条件下燃烧燃料气生成H₂,调整燃料气与空气的比例，在第二级还原气体发生器5中，即可得到整个工艺需要的补充氢量。在第一级过程气预热器6中，热段冷凝器4出来的过程气与第二级还原气体发生器5的高温还原气体混合，即可获得第一级催化反应需要的温度，以及COS和CS₂完全水解需要的温度。第一级催化反应器7出口过程气进入第一级冷凝冷却器8中冷却，分出冷凝的液硫；进入第二级过程气预热器9，获得第二级催化反应需要的温度，第二级催化反应器10出口过程气进入第二级冷凝冷却器11中冷却，分出冷凝的液硫。

二、加氢反应区

第二级冷凝冷却器11出来的尾气经过第三级过程气预热器12，即可获得加氢反应需要的温度，加氢反应器13后管线上的H₂分析仪确保整个过程中过剩氢气量为50％～70％。过程气在急冷塔14中进一步冷却。

三、H2S脱除区

急冷塔14顶出来的气体进入吸收塔17，通过MDEA溶剂除掉所有的H₂S，并把吸收的H₂S通过再生塔20塔顶循环到硫磺回收区的SO₂发生器1中。

通过这三个工艺区，即可获得99.92％的总硫收率，控制排放到大气中的总硫排放量小于500ppm。

Claims

1.一种综合制氢的硫磺回收及尾气处理***，其特征在于：SO₂发生器、第一级还原气体发生器、余热锅炉、过热段冷凝器和第一级过程气预热器依次连接；第二级还原气体发生器、第一级过程气预热器、第一级催化反应器、第一级冷凝冷却器、第二级过程气预热器、第二级催化反应器、第二级冷凝冷却器、第三级过程气预热器、加氢反应器和急冷塔依次连接；急冷塔顶部的塔顶气出口与吸收塔连接，吸收塔底部的MDEA富液出口、富液泵和贫富胺液换热器依次连接；贫富胺液换热器的富液出口与再生塔上部的进口连接；再生塔顶部的塔顶气出口与SO₂发生器连接；吸收塔顶部的排气出口与焚烧炉连接。

2.根据权利要求1所述的综合制氢的硫磺回收及尾气处理***及工艺，其特征在于：在第二级冷凝冷却器后管线上设置有H2S/SO2分析仪；在加氢反应器后管线上设置有H2分析仪。

3.根据权利要求1所述的综合制氢的硫磺回收及尾气处理***及工艺，其特征在于：急冷塔底部的酸水出水口、急冷水泵、急冷水冷却器与急冷塔上部的循环冷却水进水口依次连接。

4.根据权利要求1所述的综合制氢的硫磺回收及尾气处理***及工艺，其特征在于：再生塔底部的MDEA贫液出口、贫液泵和贫富胺液换热器依次连接。

5.根据权利要求1所述的综合制氢的硫磺回收及尾气处理***及工艺，其特征在于：贫富胺液换热器的贫液出口、贫液冷却器与吸收塔上部的进口依次连接。

6.一种综合制氢的硫磺回收及尾气处理工艺，其特征在于：包括如下步骤：

第四步、在第二级还原气体发生器中，通过调整燃料气与空气的比例，保证空气/燃料气比值为75%～90%，生成整个工艺需要的补充氢量；

7.根据权利要求6所述的综合制氢的硫磺回收及尾气处理工艺，其特征在于：所述第一级过程气预热器的温度需确保第一级催化反应器的出口温度为320℃～350℃。

8.根据权利要求6所述的综合制氢的硫磺回收及尾气处理工艺，其特征在于：第一级还原气体发生器和第二级还原气体发生器中获得的氢气量需保证加氢反应器反应过程中过剩氢气量为50%～70%；氢气在加氢反应器中的停留时间为3.6秒。

9.根据权利要求6所述的综合制氢的硫磺回收及尾气处理工艺，其特征在于：急冷塔底的酸水被急冷水泵加压，再经急冷水冷却器冷却后作急冷塔的循环冷却水。