本申请是由G.Henningsen，S.Katta，G.K.Mathur和 W.M.Campbell于1993.7.12向美国专利局提交的，申请号为 090420，名称为Coal Gasification and Sulfur Removal Process的共 同未决申请的部分继续申请。本申请也是由G.B.Henningsen， W.M.Campbell，E.A.Gbordzoe和Y.Y.Lin于1993.7.12向美国 专利局提交的，申请号为090601，名称为A Transport Gasifier的共 同未决申请的部分继续申请。

本发明涉及一种利用可再生吸附剂的流化床脱硫方法，更具体 地说，涉及这样一种流化床脱硫方法，在该方法中，吸附剂再生时的 排出气所具有的二氧化硫浓度适合于制造硫酸或适合于还原成硫。

利用锌基金属氧化物吸附剂的流化床脱硫，在现有技术中是已 知的。通常，由矿物燃料气化的产生的燃料气皆含有硫化物，在利用 该燃料气之前必须先将这种硫化物除去。为了将硫清除，必须将含硫 气体与一种在提高温度下的颗粒状金属氧化物吸附剂接触。这些气 —固反应体系通常要使用一种固定床或流化床反应器。硫与吸附剂 之间的反应，可使燃料气脱硫，并产生废的硫化吸附剂。然后这种废 吸附剂须加以再生，以便重新用于吸附硫，再生是在提高的温度下用 一种氧化剂气体，例如空气，与其反应，以产生一种含二氧化硫的排 出气。通常，该排出气还要与石灰反应，以生成硫酸盐并达到脱硫完 全。

众所周知，在提高的温度下，化学和物理的吸附剂结构要发生劣 化，因此金属氧化物吸附剂要逐渐消耗。在进行反复的吸附—再生循 环中，为了避免过多的吸附剂的劣化，硫的吸附和吸附剂再生的反应 温度通常都要保持在低于约650℃-760℃。由于硫的吸附反应只产 生很少量的热，因此对硫吸附反应温度的控制通常没有问题。然而， 对再生反应温度的控制却是较困难的，因为硫的再生反应要放出大 量的热。为了避免可能损害吸附剂的过高再生反应温度，必须限制再 生反应速率。通常，必须使用诸如氮和/或蒸汽等稀释气体来加入氧 化剂气体中，以吸收产生的热并降低氧化剂(氧)的浓度，或使用一种 吸附剂冷却器，或者两者兼用。

在吸附剂再生过程中，使用稀释气体有许多缺点。稀释气体增加 了再生反应器中的容积生产率。为了维持所需的停留时间，再生器系 列的容器体积必须增加。为样排出气体中的二氧化硫浓度就变得过 低，以致不适于作进一步高附加值的应用，例如制造硫酸和/或还原 成硫。不希望使用吸附剂冷却器，因为这包含了附加的基建投资。

最好是以这样一种方式来操作锌基金属氧化物脱硫过程，其中， 在吸附剂再生时可大大减少，或完全不需要稀释剂或对吸附剂的冷 却，并且由它产生的排出气所具有的二氧化硫浓度，可适用于硫酸的 制造和/或还原成硫。

Ayala等，“Enhanced Durability of High-Temperature Desulfurization Sorbents for Moving-Bed Applications”，GE Corporate Research and Development，Schenectady，New York，May 1992，DE-AC21-88MC25003报导了他们研究具有化学活性而且 机械寿命长的铁酸锌和钛酸锌吸附剂配方，这些配方适用于移动床、 高温、煤气的脱硫工艺。

Morgantown Energy Technolagy Center，“Flnid-Bed Hot -Gas Desulfurization Proccss Development Unit，” U.S.Department of Energy报导了将一种流化床热气脱硫(HGD) 工艺研究装置(PDU)，应用于一种综合气化联合循环(IGCC)体系 中，该体系包括将诸如钛酸锌、铁酸锌或其他物料等脱硫吸附剂，在 吸附器与再生器之间进行连续的循环。在吸附器中，吸附剂被硫化， 其结果是从燃料气流中除去了硫。在再生器中，被捕集在己硫化吸附 剂中的硫被空气氧化，从而恢复了吸附剂的活性并产生SO2。

在本发明的脱硫方法中，通过限制来自脱硫步骤并将进入吸附 剂再生步骤中的废吸附剂的硫含量，基本上不使用稀释气体或吸附 剂冷却，即能控制吸附剂再生步骤中的反应速度和温度升高。这样就 能产生出适用于生产硫酸和/或还原成硫的，含有接近于化学计算浓 度的二氧化硫排出气。另外，降低在再生步骤中的温升就可以延长吸 附剂的使用寿命，并减少吸附剂的总用量。相反，在先有技术中，排出 气的二氧化硫浓度通常太低，以致于不能用来生产硫酸，这类气体一 般只用净化处理来代替，从而产生一种必须处置的固体废物。

在一种实施方案中，本发明提供了一种用于使气体脱硫，并使吸 附剂再生的方法。在一个步骤中，使用一种装在输送式提升器内的颗 粒状金属氧化物吸附剂来使进料气脱硫，生成一种降低了硫化物含 量的排出气。在另一个步骤中，把部分硫化了的吸附剂从排出气中分 离出来，生成一种基本上不含吸附剂颗粒的产品气流。通过与含氧的 气体接触来使被硫化的吸附剂再生，并生成含二氧化硫的再生排出 气。把已再生的吸附剂从再生排出气中分离出来，从而产生一种基本 上不含吸附剂的排出气流。把已再生的吸附剂再循环到脱硫步骤中。 这些部分硫化的吸附剂所含的硫，优选是少于5％(重量)，更优选是 从约1％至约2％(重量)。再生步骤的排出气，最好含有约10％(摩 尔)或更高，直至达到约15％(摩尔)化学计算浓度的二氧化硫。再生 步骤最好是在一个再生输送式提升器中进行。就吸附剂和相应的进 料以及再生气体而言，脱硫步骤和再生步骤皆可以单向通过地进行。 可供选择地，可将部分硫化的吸附剂的主要部分再循环到脱硫步骤 中，而将其较小部分进料到再生步骤中。如果需要，该方法可以包括 一个吸附剂冷却步骤。在再生步骤中再生气体的温升最好是从约 140至约195℃(约250至约350°F)。

在另一个实施方案中，本发明提供了一种脱硫装置。该装置包含 一个输送式提升器，它能使含硫化物的进料气与颗粒状的金属氧化 物吸附剂混合并互相接触，从而产生一种降低了硫含量的排出气。第 一分离区是用来从排出气中回收部分硫化的吸附剂，并产生一种基 本上不含吸附剂颗粒的产品气流。再生容器是用来使部分硫化的吸 附剂与含氧气体在吸附剂再生条件下接触，从而使吸附剂再生并产 生含二氧化硫的排出气。第二分离区是用来从排出气中回收已再生 的吸附剂，从而产生一种基本上没有吸附剂颗粒的再生排出气流。该 装置包括一条用于把从第二分离区回收的再生吸附剂输送到输送式 提升器中的管线，以及一个为了使输送式提升器、再生容器和分离区 基本上连续操作的金属氧化物吸附剂装料器。

脱硫装置的再生容器最好包含一个用于使己硫化的吸附剂与含 氧气体混合的输送式提升器，以便在输送的流体动力学条件下，使反 应区中的吸附剂再生。吸附剂输送线最好包括在从第一分离区至再 生容器的途中和从第二分离区至脱硫输送式提升器的途中，以便以 单向通过的方式来操作再生容器和脱硫提升器。

可供选择地，该脱硫装置最好含有一个用来接纳来自第一分离 区的部分硫化的吸附剂的贮存区、一条用来将第一部分吸附剂从贮 存区再循环至脱硫输送式提升器的管线、以及一条用来将第二部分 吸附剂从贮存区输送至再生容器的管线。最好还包括一个用于将输 送线路中的再生吸附剂气动输送至脱硫提升器的还原气源。如果需 要，还可包括一个用来冷却再生吸附剂的热交换器。

在另一个实施方案中，本发明提供了一种用于使气体脱硫的方 法，该方法包含将气体供入上述脱硫装置的步骤以及操作该装置，以 便从进料器中除去硫化物并产生一种含二氧化硫的排出气的步骤。 该含氧的再生气最好包含未稀释的空气，而该排出气最好含有 15-18％(摩尔)的二氧化硫。

图1是本发明的一个流化床脱硫装置的示意图，它包含一个带 有单向通过式提升器的输送式硫吸附器，和一个包括吸附剂再循环 和冷却的输送式吸附剂再生器。

图2是本发明的流化床脱硫装置另一个方案的示意图，它包括 吸附剂在输送式吸附器中的再循环。

图3是本发明的流化床脱硫装置另一个方案的示意图，其中的 吸附剂再生器包含一个不带吸附剂冷却装置的单向通过式提升器。

图4是一个小规模输送式流化床硫化物吸附剂吸附器/再生器 的示意图，它在下面的实施例中用来演示本发明方法的应用。

在本发明脱硫方法的脱硫阶段中，吸附剂的硫载带量被限制在 大大低于饱和浓度的低水平，以便控制后续吸附剂再生阶段的反应 速率以及防止在吸附剂再生器中过大的温升。

参考图1-3，其中相同的数字表示相同的部件，一个输送式硫 吸附/再生装置包含一个带有提升器14的输送式吸附器12，该提升 器14是用来使进入的气体和吸附剂二者单向通过的提升器。在该提 升器14中，通过进料线16进入的含H2S的气体与通过管线18进入 的硫吸收剂颗粒接触。该吸附器12最好是在管线16进料气的压力 和温度的输送流体动力学的范围内工作。

H2S被金属氧化物吸附剂吸附，生成了金属硫化物和水。该反应 通常只放很少量的热，而吸附剂的进料速率应足够大，使得它与提升 器14中有限的吸附剂再循环相结合时，能保证每通过一次时在吸附 剂上硫的积累速率相对较低。每通过一次时吸附剂上硫的积累速率 最好低于吸附剂重量的5％，更优选是在吸附剂重量的约1％至约 2％之间。

含有夹带吸附剂颗粒的脱硫气体，从吸附器提升器14通过管线 20进入气—固分离器22(通常是旋风分离器)。基本上不含吸附剂的 脱硫产品气体通过管线24排放。分离出的吸附剂颗粒，通过管线26 流入输送式再生器28。该再生器28具有一个提升器30，在其中，载 带在吸附剂上的硫被通过管线32进入的氧化剂(通常为空气加上任 何稀释剂)氧化成二氧化硫。含有夹带再生吸附剂颗粒的二氧化硫排 出气，从再生提升器30通过管线34，进入气—固分离器36(通常为 旋风分离器)。基本上不含颗粒物的二氧化硫排出气，通过管线38排 出，以便用于回收和/或作任何进一步的利用，例如利用于浓硫酸分 解炉中，和/或用于合成硫酸。在分离器36中回收的再生吸附剂颗 粒，通过管线40进入稠密相竖管42，以便通过管线44和50再循环 至再生器28。

再生反应是大量放热的，因此，如果需要，可以借助于，例如吸附 剂冷却器46，或在氧化剂供应中的稀释气体，或者二者的结合来除 去放出的热。如图1-2所示，来自竖管42的一部分吸附剂，通过管 线48而循环入吸附剂冷却器46，然后与来自竖管42和管线44的再 循环吸附剂一起，以足够大的再循环速率通过管线50进料，以维持 在吸附剂上的所需温度。如上所述，一部分已冷却的再生吸附剂，通 过管线52从吸附剂冷却器排出，并通过管线18再循环至吸附器12。 再循环吸附剂通常依靠一种还原气体(例如含氢气体)，或产品气体 的滑流，输送至吸附器12，以便与吸附剂中任何残留的硫酸盐反应。 旋塞阀54或类似型式的控制/截流阀，控制着脱硫装置10中吸附剂 循环的速率。

如图2所示，本发明可以在吸附器12中结合进行吸附剂的再循 环。在旋风分离器22中与产品气体分离的部分地硫酸盐化的吸附剂 颗粒，通过管线102进入稠密相竖管104，以便通过管线106，再循环 至吸附器12。在管线106中的吸附剂颗粒的一部分(通常是小部分) 通过管线108，依靠例如固体阀110被送入输送式再生器28。

参考图3，本发明可将输送式再生器28作为单通道的提升器来 操作，而不需要再生吸附剂的再循环和冷却。从吸附器竖管104通过 管线202出来的部分地硫酸盐化的吸附剂颗粒，通常有小部分通过 管线204被送入再生器28。固体旋塞阀206或其等同物，被用来控制 再生器28的吸附剂进料速率。在分离器36中从SO2排出气中回收 的部分地再生的吸附剂颗粒，通过管线208并与管线202中再循环 的吸附剂汇合，然后一起通过管线210被供入吸附器12中。

由于从吸附器12输送至再生器28的吸附剂的数量，是进料气 体硫含量和吸附剂负载的函数，因此在吸附器12中硫平衡负载越 高，导致吸附剂的输送速率越低，但却能增加再生时的放热。然而，如 果把来自吸附器12的己负载吸附剂的输送速率，提高到与每次通过 再生器28时增加了的氧化量所相应的速率，使得由此导致大约为 55-85℃(100-150°F)的放热量，并不超过最高的所需吸附剂再生 温度，则再生器28可作为单向通过或提升器来操作。将再生器提升 器30作为单向通过式提升器来操作，可以省去吸附剂冷却器46，并 能将提升器的输送气体减少到刚刚等于氧化剂的数量。提高了的废 吸附剂的输送速率，要求吸附剂的负载量保持在低水平，例如约为吸 附剂重量的1-2％。另外，氧化剂中的氧含量最好保持在稍为缺氧 的条件。其结果是，吸附剂既不饱和，又不全部再生。

与沸腾或湍流模式的操作方法相比，本发明的脱硫方法，特别是 如图3所示的单向通过式的再生方案的优点是：更小的容器直径、更 长的吸附剂寿命、更低的吸附剂总量以及实际上省去了吸附剂的冷 却和不需要添加稀释剂。另外，由于避免了添加过多的稀释剂，因此 管线38的排出气可以具有相对较高的二氧化硫浓度(高达16-17％ SO2)，适合作为制造硫酸之用。

吸附器12的操作温度应适合于金属氧化物吸附剂从燃料气吸 附硫化物，而其操作压力则取决于反应器的操作制度(例如沸腾床、 快速床(fast bed)和气动输送)。吸附器的操作温度通常从约500℃至 约600℃，而其操作压力从常压直至约2000KPa。再生器的操作温度 低于吸附剂操作的最高温度。再生器维持在低于700℃的温度下并 维持在接近于吸附器的压力。

本发明的流化床硫吸附器和吸附剂再生器，可以按任何流化床 操作模式来操作，包括沸腾床、快速床(fast bed)、气动输送等。在各 种操作模式上的差异在现有技术中都是公知的，包括床料粒子直径 和反应器的流体速度。如图1-3所示，输送式的操作模式是较优选 的。

供应给硫酸厂的进料气，最好含有约12％(重量)的二氧化硫。 通常，如果不用空气或蒸气稀释，采用接近于化学计算的方式来操作 再生器28，那末在管线38处的排出气将含有接近于15％(体积)的 SO2。当氧化剂的量足以能够使管线38的排出气，具有适于生产硫酸 的二氧化硫浓度时，也可将空气和任何稀释剂添加入氧化剂中。

对本发明脱硫装置的设计原理，是最好使脱硫气体中的H2S含 量小于20-30ppm。金属氧化物催化剂最好含有氧化锌、铁酸锌、钛 酸锌等或者它们的混合物。

参考实施例可对本发明作进一步的解释。

实施例

使用一种输送式流化床反应器试验装置(TRTU)，来演示流化 床反应器对硫的吸附/再生的应用和性能，根据本发明，所用的氧化 锌基吸附剂具有刚性、长寿的固体形式，并具有类似于铁酸锌的吸硫 容量。吸附剂的其他性能包括：松密度为1.0g/cc，真密度为1.6g/ cc。吸附剂在使用前和使用后的粒径分布列于表1中。

表1  平均粒径     (μ)     原始分布     (wt％)     最终分布     (wt％)     297+      0.05      0.08     274      17.15      13.88     214      48.81      52.05     176      17.20      16.52     125      13.02      11.70     88      1.97      3.41     62      0.51      0.34     44      0.78      0.61     31      0.51      0.41     2.8       -      0.20     1.9       -      0.17     1.4       -      0.48

TRTU的总装图示于图4。该TRTU具有一个带有内反应区 304的中心提升管302。该提升管302由竖管306作为夹套，从而形成 环状的吸附剂聚集区308。吸附剂分离区310处于提升管302的出口 处，它依靠惯性碰撞板312，将流化的吸附剂从产品气体中分离出 来。产品气体从分离区310通过管线314排出，可用常规方法对其分 析(未示出)。使用含有旋风分离器318的粉尘收集区316来从产品 气体中进一步分离残余的吸附剂。把收集的吸附剂贮存于贮存容器 320或贮存漏斗321中。

在提升管302的入口段的吸附剂流化区322，建立了吸附剂流 化床。处于喷气管324出口端的分布器323，将流化气体喷入流化区 322中，而吸附剂则依靠该流化气体来流化。如此流化的吸附剂，依靠 喷射器326喷进提升管302的入口中。具有可变角度的阀门330的 入口管328，在其出口端将气体供入装置300中。进料气也作为供给 喷射器326的喷射气体。调整喷射器326，以控制气体通过提升器 302的速度。

装置300包括一个吸附剂供料漏斗332、一个排料管334和一个 供气管336。该装置还包括套在竖管306外面的电热元件338、提升 管302外面的冷却水夹套(来示出)以及备用的进料管线(未示出)。

还制造了两个不同的，但具有类似结构的反应器模型。用透明塑 料制造了一个冷态连续模型。该冷态连续模型设计成能使吸附剂在 空气中流化。该冷态连续模型不具有热夹套和提升器的冷夹套。清扫 气、流化气和试验(喷射)气皆为压缩空气。冷态连续模型具有一个提 升器302，其高度为7.01m(23ft)以及其提升气流的截面积为 1.30cm2(0.0014ft2)。竖管306的环形气流面积为36.23cm2 (0.039ft2)。另外，该冷态连续反应器还具有一个截流阀(未示出)，它 安装在吸附剂聚集区308(竖管的环形空间)的中部，用来聚集循环 的固体粒子，并用来测定相对于提升器中气体的固体粒子减少率。

用INCONEL 800HT镍铬铁合金，制造了一个适合于高温操作 的热态连续模型。该热态连续模型设计成能演示输送式反应器中硫 的吸附情况。该热态连续模型包括一个含有6块加热元件的加热夹 套338、提升器以及备用的气流管线(未示出)。该热态连续反应器不 包括环形截流阀。热态连续反应器具有一个提升器302，其高度为 9.14m(30ft)，其提升气流截面积为1.95cm2(0.0021ft2)。竖管306 的环形流动面积为41.99cm2(0.0452ft2)。清扫气和流化气皆为压缩 氮气。入口的试验气体是含有最高的8％(体积)H2S，其余为氮的压 缩气体混合物。

该热态连续反应器还进行了结构改变，使其能够通过固体加料 漏斗332加入废吸附剂，以及通过进气管336供入含有以氮稀释的 空气的氧化剂，以便将吸附剂再生。

用一根Draeger管来测定热排出气(包括吸附时和再生时)中 H2S和SO2各自的浓度。安装一台线上色谱分板仪，用来监测在吸附 剂再生过程中氧的穿透。

实施例1

使用上述的流化床反应器设备300(以冷态连续结构)来进行冷 态连续试验，以用来评价在后续的热态连续试验(以热态连续结构) 中吸附剂的流化特征。

将约4.55kg(10磅)吸附剂加入环形空间中，然后开始固体粒子 的流化。流过提升器的喷射空气流速为4.6m/sec(15ft/sec)，这相当 于真实流量2.7m3/hr(75ACFH)。流化空气的流率控制在约 0.06m/sec(0.2ft/sec)。这样在环形空间产生的固体粒子床高约 127cm(50in.)。这样测得的相应固体粒子循环量为113.6kg/hr (250lb/hr)。提升器中的平均床密度约为96.1kg/m3(6lb/ft3)。然后， 往环形空间中加入另外的5kg(11lb)吸附剂，从而将固体粒子床增高 至266.7cm(105in.)。这样就将固体粒子的循环量提高至268.2kg (590lb/hr)，而提升器的平均床密度增加至200.1kg/m3(12.5lb/ft3)。

在采用如上所述的固定环形空间和提升器气体流速，来进行输 送模式的操作时，提升器的平均床密度和固体粒子循环速率正比于 环形空间的床高。在4.5小时的输送模式试验中，测得固体粒子的携 带率为0.4％(重量)。

冷态连续反应器的试验也按沸腾床的模式进行，用来测定在环 形空间中的固体粒于总量固定为9.1kg(20lbs)的条件下沸腾床高度 与流化气体速度的函数关系。在喷射器阀门打开和喷射器阀门关闭 的条件下，获得的结果列于表2中。在等同气体速度的条件下，关闭 喷射器导致沸腾床发生较大的膨胀。在4.5小时的沸腾床模式试验 中，测得固体粒子的携带率为1.87％(重量)。

                      表2   流化气体速度   (旋转流量     计读数)         沸腾床高度         cm(in.)  喷射器阀门打开  喷射器阀门关闭      40      267(105)     325(128)      60      277(109)     381(150)      80      282(111)     394(155)      100      300(118)     394(155)

鉴于稳定和均匀的床层特征，所用反应器和吸附剂皆可认为适 用于输送式床设备的脱硫工艺。

实施例2

采用由冷连续试验建立的工艺参数来进行上述TRTU的热连 续操作(在热连续设备中)。在测定了压力和流量之后，将反应器加热 至540℃(1000°F)，将压力增加至0.69MPa(a)(100psia)并装入 15.45kg(34lbs)吸附剂。将提升器温度控制在540℃至570℃ (1000°F至1050°F)之间。根据最初决定的要求，气体—吸附剂的接 触时间至少为2秒，故将提升器的气体流速定为4.6m/sec(15fr/ sec)。流化气体速度维持在约0.05m/sec(0.175ft/sec)。

首先，在不使吸附剂循环(即关闭喷射器阀门)的条件下操作设 备，以使提升器壁预硫化。在预流化期间，将500ppm的H2S气通入 提升器中，这时在系统的出口处检测不到H2S。将预硫化期间持续约 7小时。从提升器出口附近采集的气体样品的H2S浓度为360ppm， 此数值是在考虑了稀释的目的时，对进料中硫含量计算而得出的。在 该试验单元达到稳定之后过1小时，将喷射器阀门打开6圈，以开始 吸附剂的循环。将提升器出口处的床料密度维持在144kg/m3 (9lb/ft3)与240kg/m3(15lb/ft3)之间。在实验时，设备主要按输送模式 操作，只是其中有5小时按沸腾床模式操作。在进料气中的H2S浓 度，在开始时的2000ppm至接近终了时的8000ppm之间变化，以加 速吸附剂达到饱和。表3汇总了操作的实验记录。吸附剂循环的总实 验时间约42小时。

H2S的穿透浓度为2700ppm，这时吸附剂的硫含量为 15.4％(重量)。

实施例3

用TRTU装置来再生在实施例2中产生的废吸附剂，使用以氮 稀释的空气作为再生的氧化剂气体。操作压力为0.45MPa(a) (65psia)，床温维持在620℃与680℃(1150°F与1250°F)之间。提升 器的气体速度维持在4.6m/sec(15ft/sec)，流化气体速度维持在约 0.05m/sec(0.175ft/sec)。提升器出口处的床料密度约160kg/m3 (10lb/ft3)。使用线上色谱分析仪来监测排出气中的氧浓度。在该装 置达到稳定状态之后立即开始吸附剂的再生。为了防止吸附剂在反 应初期过热，在再生过程的最初2小时内，以平稳的步骤将空气中的 氧含量由2％(体积)逐渐增加至10％(体积)，然后在10％(体积)的 条件下维持2.5小时。在再生期间，用Draeger管测得，在再生器排 出气中的SO2含量，由0.8％逐渐增加至3.0％(体积)。SO2浓度的峰 值达到3.75％(体积)，然后在氧气以9.95％(体积)的浓度，穿透输 送式床层之前，下降到3.55％(体积)。经过再生后，吸附剂中硫的含 量为0.15％(重量)。

                        表3 时间经过 (实验小时数)   进料气中H2S   浓度(ppm)              注释     0-1     600-2400 H2S浓度呈线性增高     2-11     2400 H2S含量稳定     12-16 11小时后降低系统压力并在常压下操作 以便安装另一个气体取样口。     17-18     4000 恢复压力并进入稳定状态     19-22     6000 H2S含量稳定     23-32     4000 H2S含量稳定     33-36     2800-6600 转变为沸腾床模式-3小时H2S浓度由2800ppm 线性增加至3300ppm；1小时H2S浓度由3300ppm 线性增加至6600ppm；1小时H2S浓度稳定在 6600ppm。     37-41     3600-8000 重新转变成输送模式-0.5小时H2S浓度由 6600ppm线性降低至3600ppm；2小时H2S浓度 由3600ppm线性增加至6200ppm；1小时H2S浓度 由6200ppm线性增加至8000ppm。     42     8000 在穿透前H2S浓度稳定在8000ppm。

与固定床反应器相比，本发明的输送式反应器装置使用的吸附 剂要少得多，而按每单位截面积所获的生产量却大得多。另外，采用 在540℃下使气体—吸附剂接触1-2秒钟足以保证平衡H2S的泄 漏量小于1ppm。

前面对本发明的描述已经进行了演示和解释。本领域的普通技 术人员可以对所用材料、设备、和特定部件作出各种变化。然而，在所 附权利要求的范围和精神实质内的所有各种变化均应被认为属于本 发明。