鈷鉬系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝的制作方法
【專利摘要】一種鈷鉬系耐硫寬溫低變催化劑閉路循環硫化工藝，其特點是：包含以下步驟：水煤氣1送到電加熱器213中加熱升溫，一號變換爐214升至210℃時，開始配入液體CS2?41與高溫加壓水煤氣14混合后進入一號變換爐214和二號變換爐217進行催化劑硫化，出口H2S含量在2～3g/Nm3時，催化劑床層進入強化期，出口H2S含量為20～30g/Nm3時，強化期結束，停止向系統中添加液體CS241，硫化中產生的硫化氣送入硫化換熱器219、水加熱器220、一號冷卻器222和二號冷卻器223冷卻至常溫，再送至煤氣風機203入口進行脫硫，氣體中H2S氣體含量在150mg/Nm3～30g/Nm3送回煤氣風機203入口進行循環脫硫，直至將H2S含量20～30g/Nm3的高硫氣體中的H2S脫硫至100～150mg/Nm3。能夠完全脫除高硫有毒氣體，解決高溫高硫氣降溫難的問題。
【專利說明】鈷鉬系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝
【技術領域】
[0001]本發明涉及煤化工【技術領域】，是一種鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝。
【背景技術】
[0002]目前，國內的煤化工生產中，變換系統通常使用鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑，此催化劑使用前為氧化態的氧化鈷CoO、氧化鑰MoO3,活性較差，需進行硫化轉化為硫化態的硫化鈷CoS、硫化鑰MoS2,目的是提高其活性。現有技術的鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑硫化工藝有兩種:
第一種是圖1所示的一次性排放工藝，這種工藝是利用氫氣含量在25%以上的水煤氣或半水煤氣做載體，當催化劑床層溫度升至200~230°C時，在第一入口 15處配入液體CS241，液體CS2在高溫環境下迅速氣化后與H2發生氫解反應生成H2S和CH4氣體，然后含有高濃度H2S的混合氣體進入一號變換爐214、二號變換爐217再與氧化態的氧化鈷CoO、氧化鑰MoO3反應，生成硫化態的硫化鈷CoS和硫化鑰MoS2。從硫化初期到最后降溫放硫階段，整個催化劑硫化過程中，需要將8000~12000Nm3/h ,H2S含量20~30g/Nm3的高硫氣體全部由硫化氣體出口 25連續排入大氣；
第二種是圖2所示的循環硫化工藝，基本原理同上，循環硫化工藝與第一種硫化工藝的區別在于催化劑硫化初、中期可以實現閉路循環，但在硫化強化、降溫、放硫期需要將8000~12000Nm3/h、H2S含量20~30g/Nm3的高硫氣體由硫化氣體出口 25連續排入大氣。以上兩種工藝都存在高硫氣體排入大氣，嚴重污染環境的缺陷。
[0003]硫化原理:`
CS2 + 4H2 = 2H2S + CH4-240.6KJ/mol(I)
CoO + H2S = CoS + H2O-13.4KJ/mol(2)
MoO3 + 2H2S + H2 = MoS2 + 3H20 -48.lKJ/mol(3)。
[0004]現有工藝存在以下幾個問題:
1.沒有從根本上解決催化劑硫化過程中高硫氣體排放，對環境造成嚴重污染問題；
2.循環硫化在強化期階段，催化劑床層溫度達450°C，受變換系統冷卻器換熱面積和設計溫度的局限性，不能滿足煤氣風機入口溫度的要求，導致循環硫化不能正常進行；
3.循環硫化工藝沒有設置足量的新氫氣源(300~2000Nm3/h)，無法快速、有效的完成硫化過程；
4.循環硫化沒有排放、收集尾氣系統，所以不能將系統內積存的CH4、CS2等氣體排出硫化系統，使循環硫化不能正常進行；
5.硫化過程中使用的易燃有毒液體CS2，沒有安全可靠的連續補加裝置，在傾倒添加過程中存在嚴重的安全隱患；
6.循環硫化降溫、放硫階段，沒有設置H2S氣體脫除系統，高溫、高濃度的濕基H2S氣體，進入其它系統設備、管道造成嚴重腐蝕。
【發明內容】
[0005]本發明所要解決的技術問題是，針對現有技術存在的不足，對其進行實質性改進，提供一種鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝，本工藝具有硫化操作安全可靠、化工原料消耗低、閉路循環硫化、高硫氣體回收利用、無環境污染等優點，重點解決了高硫氣體排放污染問題。
[0006]本發明解決技術問題的方案是:一種鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝，它包括以下步驟:
1)升溫過程如下:
a)由水煤氣柜241以4KPa的壓力輸送的水煤氣I進入水洗塔201，經水洗塔201除塵降溫后的水煤氣2進入一號電除塵器202中，經一號電除塵器202除塵除焦油的水煤氣3進入煤氣風機203加壓；
b)由煤氣風機203加壓到30?35KPa后送出的加壓水煤氣4由第一管線75送到電加熱器213中，電加熱器213以20?30°C /h的升溫速率對輸入的加壓水煤氣4進行加熱升溫；在煤氣風機203和電加熱器213之間設置作為硫化主線的第一管線75 ；
c)電加熱器輸出的高溫加壓水煤氣14進入一號變換爐214的上段，以一號變換爐214的催化劑床層的高點溫度為基準，由常溫升至120°C后恒溫2?4小時以平衡催化劑床層各點的溫度，恒溫2?4小時后再升溫，溫度升至210°C時恒溫2?4小時，以保持催化劑床層各點的溫度平衡；
d)從一號變換爐214上段出來的水煤氣經第一出口16、一號增濕器215、第二入口 17進入到一號變換爐214下段，在此進一步進行催化劑升溫，再經第八管線35進入到二號變換爐217上段進行催化劑升溫，由此出來的水煤氣經第三出口 22、三號增濕器218、第四入口 23進入二號變換爐217下段，進行催化劑升溫，之后經第四出口 24、硫化換熱器219、水加熱器220、一號冷卻器222、二號冷卻器223降溫至35°C以下，冷卻至常溫的水煤氣中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器224分離掉液相滴珠后由第二管線30送入煤氣風機203入口，升溫水煤氣循環使用；在二號變換爐217和變換系統之間設置硫化換熱器219 ;在變換系統后分離器224和煤氣風機203入口之間設置輸送水煤氣和硫化氣的第二管線30 ；
e)升溫期間每小時進行一次各點溫度記錄和氫含量及氧含量分析，變換爐214上段的第一入口 15的氫氣含量為25?42%，氧氣含量小于0.5%，每30分鐘排放一次冷凝液，需要排放冷凝液的設備包括一號變換爐214、二號變換爐217、一號增濕器215、二號增濕器216、三號增濕器218、硫化換熱器219、水加熱器220、一號冷卻器222、二號冷卻器223、變換系統后分離器224、煤氣風機203 ；
2)硫化過程如下:
a)水煤氣柜241以4KPa的壓力輸送的水煤氣I經過水洗塔201除塵降溫、一號電除塵器202除塵除焦油、煤氣風機203加壓到30?35KPa及電加熱器213加熱的高溫加壓水煤氣14進入一號變換爐214上段的第一入口 15 ；
b)一號變換爐214的催化劑床層各點溫度達到210°C、且與電加熱器213的出口溫度的溫度差為20?40°C時，開始配入液體CS2 41與高溫加壓水煤氣14混合，液體CS2 41的加入量為50?120 Ι/h、壓力為0.2?0.3MPa ,CS2餾出率為96%?97.5%，高溫加壓水煤氣14的流量為8000?10000m3/h、氫氣含量為25?42%、氧氣含量小于0.5%，液體CS2 41與高溫加壓水煤氣14混合后進入一號變換爐214上段的第一入口 15，液體CS2氣化的同時與氫氣發生氫解反應，方程式為:CS2 +H2- CH4 + H2S,進入變換爐催化劑床層與催化劑進行硫化反應，硫化氣通過一號變換爐214上段的第一出口 16、一號增濕器215和一號變換爐214下段的第二入口 17進入一號變換爐214下段，再經一號變換爐214下段的第二出口 18、二號變換爐217上段的第三入口 21進入二號變換爐217上段，一號變換爐214和二號變換爐217的催化劑床層的溫度以5?10°C /h的升溫速率經過4?8小時升至250°C，隨著溫度由210°C逐漸升高，一號變換爐214的上段下段和二號變換爐217的上段下段的催化劑均不同程度的發生硫化反應，催化劑逐漸被活化；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
c)一號變換爐214的催化劑床層溫度達到250°C后，控制一號變換爐214的催化劑床層的溫度以10?15°C /h的升溫速率經過2?5小時升至300°C，液體CS2 41的加入量為60?120 Ι/h、壓力為0.2?0.3MPa、CS2餾出率為96%?97.5%，高溫加壓水煤氣14的流量為8000?10000m3/h、氫氣含量為25?42%、氧氣含量小于0.5%，分析一號變換爐214的催化劑床層上段的第一出口 16或下段的第二出口 18的硫化氣，硫化氣的H2S含量穩定在2?3g/Nm3時，即表明一號變換爐214的催化劑床層的上段或下段硫化已穿透，硫化期結束，一號變換爐214的催化劑床層即可進入強化期，二號變換爐217的催化劑床層保持硫化期或升溫期；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
d)每一催化劑床層的溫度達到300°C即進入強化期，強化期的催化劑床層溫度達到300°C時，控制催化劑床層的溫度以10?15°C /h的升溫速率經過7?15小時升溫至400?450°C，液體CS2 41加入量60?120 Ι/h、壓力為0.2?0.3MPa、入口 H2S含量在15?20g/Nm3,高溫加壓水煤氣14的流量為10000?12000m3/h、氫氣含量為25?42%、氧氣含量小于0.5% ；
e)每一催化劑床層溫度升至400?450°C時，開始恒溫4?36小時，控制液體CS241加入量60?120 Ι/h、壓力為0.2?0.3MPa、入口 H2S控制在20?30g/Nm3，高溫加壓水煤氣14的流量為10000?12000m3/h、氫氣含量為25?42%、氧氣含量小于0.5%，分析出口硫化氣的H2S含量連續出現含量一致且為20?30g/Nm3時，該催化劑床層強化期結束，切入后段催化劑床層進行硫化或強化，待后面催化劑床層強化完后一起降溫；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
f)反應后的硫化氣送入硫化換熱器219，將溫度降至250°C以下，再依次送至變換系統的水加熱器220、一號冷卻器222和二號冷卻器223，逐步進行換熱冷卻至低于35°C的常溫，冷卻至常溫的硫化氣中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器224分離掉液相滴珠后由第二管線30送回至煤氣風機203入口，形成閉路循環；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
g)循環硫化過程中，由凈化一期提供的壓力為0.2?0.3MPa的新鮮氫氣經第三管線36以300?2000Nm3/h補充至電加熱器213入口，新鮮氫氣中H2的含量為99.5?99.9%，隨著新鮮氫氣和CS2的加入，閉路循環硫化系統積存的氣體量逐漸增加，多余的硫化氣將被新鮮氫氣和CS2的反應生成物硫化氫、甲烷“擠”入水煤氣柜241中被稀釋；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；在電加熱器213入口和凈化一期之間設置輸送新鮮氫氣的第三管線36 ；
h)硫化階段的液體CS2 41盛裝于CS2存儲裝置225中，在線連續添加液體CS2 41時，以壓力為0.5?0.8MPa的氮氣37為動力源，將液體CS2 41從CS2存儲裝置225中壓出、經流量計計量后送至電加熱器213出口與高溫加壓的水煤氣14混合；
3)降溫、放硫同時脫硫過程如下:
a)強化期結束后，一號變換爐214上段的第一出口16、下段的第二出口 18和二號變換爐217上段的第三出口 22、下段的第四出口 24的硫化氣中H2S含量均達到20?30g/Nm3，即進入降溫、放硫、脫硫階段，此時停止向系統中添加液體CS241，同時關閉來自一期凈化裝置的第三管線36，停止新鮮氫氣的輸送，加壓水煤氣14繼續輸送，利用煤氣風機的動力，逐漸降低電加熱器功率，繼續按硫化流程進行催化劑床層的降溫操作，催化劑床層降溫速率為10?20°C /h，使催化劑床層高點溫度由400?450°C降至:一號變換爐214上段340?360°C、一號變換爐214下段280?300°C、二號變換爐217上段210?230°C、二號變換爐217下段200?220°C，硫化過程中產生的硫化氣送入硫化換熱器219，將溫度降至250°C以下，再依次送至變換系統的水加熱器220、一號冷卻器222和二號冷卻器223，逐步進行換熱冷卻至低于35°C的常溫，冷卻至常溫的硫化氣中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器224分離出液相滴珠之后再經第二管線30送回至煤氣風機203入口 ；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
b)硫化氣進入煤氣風機203，經煤氣風機203加壓至30?35KPa后進入冷卻塔204冷卻后通過脫硫塔205下部的第五入口 5送至脫硫塔205 ;所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
c)經煤氣風機203加壓到壓力為30?35KPa的硫化氣在脫硫塔205中與貧液泵236輸送的脫硫液64逆向接觸進行脫硫反應，脫除掉大部分H2S的硫化氣從脫硫塔205頂部的第五出口 6出來進入分離器206中，脫硫液64的壓力為0.5?0.7KPa，流量為550?920m3/h，總堿度為20?32g/L，反應方程式為:H2S + Na2C03 = NaHS + NaHC03 ;所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
d)經脫硫塔205脫除掉大部分H2S的硫化氣進入分離器206中分離掉液體，再送至二號電除塵器207中進行除塵除焦油后，分析除塵除焦油后的硫化氣中H2S的含量，此硫化氣中H2S的含量降至100?150mg/Nm3即可通過第六管線8，并由加壓系統加壓到0.7?1.15MPa送入變換系統參與生產；除塵除焦油后的硫化氣中H2S的含量在150mg/Nm3?30g/Nm3應進入第七管線31送回至煤氣風機203入口進行循環脫硫，直至將H2S含量20?30g/Nm3的硫化氣的H2S脫硫至100?150mg/Nm3 ;所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；在二號電除塵器207和煤氣風機203入口之間設置脫硫主線第七管線31。
[0007]本發明鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝采用串聯硫化，分段強化的循環硫化法，從根本上解決了鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑硫化過程中有毒有害高硫氣體排放問題，利用現有裝置中的脫硫系統將高硫氣體全部回收，在利于環保的同時最終將高硫氣體轉化為副產品硫磺，創造額外的經濟效益。同時也實現了硫化氣中未參加反應的二硫化碳的回收利用，降低了原料消耗。
【專利附圖】
【附圖說明】[0008]圖1為鈷鑰系耐硫寬溫低變催化劑硫化一次性排放工藝流程圖；
圖2為現有技術鈷鑰系耐硫寬溫低變催化劑循環硫化工藝流程圖；
圖3為本發明的鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝流程圖；
圖4為本發明的鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝升溫流程圖；
圖5為本發明的鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝硫化流程圖；
圖6為本發明的鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝降溫、放硫、脫硫流程圖。
[0009]圖中:1水煤氣，2無塵水煤氣，3無塵無焦油水煤氣，4加壓水煤氣，5第五入口，6第五出口，8第六管線，14高溫加壓水煤氣，15第一入口，16第一出口，17第二入口，18第二出口，21第三入口，22第三出口，23第四入口，24第四出口，25硫化氣出口，30第二管線，31第七管線，35第八管線，36第三管線，37氮氣，41液體CS2，64脫硫液，75第一管線，201水洗塔，202 一號電除塵器，203煤氣風機，204冷卻塔，205脫硫塔，206分離器，207二號電除塵器，213電加熱器，214 一號變換爐，215 —號增濕器，216 二號增濕器，217 二號變換爐，218三號增濕器，219硫化換熱器，220水加熱器，222 一號冷卻器，223 二號冷卻器，224變換系統后分離器，225 CS2存儲裝置，236貧液泵，241水煤氣氣柜。
【具體實施方式】
[0010]下面結合附圖和實施例對本發明進一步說明。
[0011 ] 參照圖3?圖6，實施例1的工藝流程如下:
1)升溫過程如下:
a)由水煤氣柜241以4KPa的壓力輸送的水煤氣1經水洗塔201除塵降溫、一號電除塵器202除塵除焦油的水煤氣3進入煤氣風機203加壓；
b)由煤氣風機203加壓到30KPa的加壓水煤氣4由第一管線75送到電加熱器213中，并以20°C /h的升溫速率對輸入的加壓水煤氣4進行加熱升溫；在煤氣風機203和電加熱器213之間設置作為硫化主線的第一管線75 ；
c)電加熱器輸出的高溫加壓水煤氣14進入一號變換爐214的上段，以一號變換爐214的催化劑床層的高點溫度為基準，由常溫升至120°C后恒溫2小時之后再升溫，溫度升至210°C時恒溫2小時，以保持催化劑床層各點的溫度平衡；
d)從一號變換爐214上段出來的水煤氣經第一出口16、一號增濕器215、第二入口 17進入到一號變換爐214下段，在此進一步進行催化劑升溫，再經第八管線35進入到二號變換爐217上段中，進行催化劑升溫，由此出來的水煤氣經第三出口 22、三號增濕器218、第四入口 23進入二號變換爐217下段，進行催化劑升溫，之后經第四出口 24、硫化換熱器219、水加熱器220、一號冷卻器222、二號冷卻器223降溫至35°C以下，冷卻至常溫的水煤氣中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器224分離掉液相滴珠后由第二管線30送入煤氣風機203入口，升溫水煤氣循環使用；在二號變換爐217和變換系統之間設置硫化換熱器219 ;在變換系統后分離器224和煤氣風機203入口之間設置輸送水煤氣和硫化氣的第二管線30 ；
e)升溫期間每小時進行一次各點溫度記錄和氫含量及氧含量分析，一號變換爐214上段的第一入口 15的氫氣含量為25%，氧氣含量小于0.5%，每30分鐘排放一次冷凝液，需要排放冷凝液的設備包括一號變換爐214、二號變換爐217、一號增濕器215、二號增濕器216、三號增濕器218、硫化換熱器219、水加熱器220、一號冷卻器222、二號冷卻器223、變換系統后分離器224、煤氣風機203 ；
2)硫化過程如下:
a)水煤氣柜241以4KPa的壓力輸送的水煤氣1經過水洗塔201除塵降溫、一號電除塵器202除塵除焦油、煤氣風機203加壓到30KPa、并經電加熱器213加熱的高溫加壓水煤氣14進入一號變換爐214上段的第一入口 15 ；
b)一號變換爐214的催化劑床層各點溫度達到210°C、且與電加熱器213的出口溫度的溫度差為20°C時，開始配入液體CS2 41與高溫加壓水煤氣14混合，液體CS2 41的加入量為50?120 Ι/h、壓力為0.2MPa、CS2餾出率為96%，高溫加壓水煤氣14的流量為8000?10000m3/h、氫氣含量為25%、氧氣含量小于0.5%,液體CS2 41與高溫加壓水煤氣14混合后進入一號變換爐214上段的第一入口 15，液體CS2氣化的同時與氫氣發生氫解反應，方程式為:CS2 + H2 — CH4 + H2S，進入變換爐催化劑床層與催化劑進行硫化反應，硫化氣通過一號變換爐214上段的第一出口 16、一號增濕器215和一號變換爐214下段的第二入口 17進入一號變換爐214下段，再經一號變換爐214下段的第二出口 18、二號變換爐217上段的第三入口 21進入二號變換爐217上段，一號變換爐214和二號變換爐217的催化劑床層的溫度以5°C /h的升溫速率經過8小時升至250°C，隨著溫度由210°C逐漸升高，一號變換爐214的上段下段和二號變換爐217的上段下段的催化劑均不同程度的發生硫化反應，催化劑逐漸被活化；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
c)一號變換爐214的催化劑床層溫度達到250°C后，控制一號變換爐214的催化劑床層的溫度以10°C /h的升溫速率經過5小時升至300°C，液體CS2 41的加入量為60?120Ι/h、壓力為0.2MPa、CS2餾出率為96%，高溫加壓水煤氣14的流量為8000?10000m3/h、氫氣含量為42%、氧氣含量小于0.5%，分析一號變換爐214的催化劑床層上段的第一出口 16或下段的第二出口 18的硫化氣，硫化氣的H2S含量穩定在2g/Nm3時，即表明一號變換爐214的催化劑床層的上段或下段硫化已穿透，一號變換爐214的催化劑床層即可進入強化期，二號變換爐217的催化劑床層保持硫化期或升溫期；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
d)強化期的催化劑床層溫度達到300°C時，控制催化劑床層的溫度以15°C/h的升溫速率經過7小時升溫至400°C，液體CS2 41加入量60?120 Ι/h、壓力為0.2MPa、入口 H2S含量在15g/Nm3，高溫加壓水煤氣14的流量為10000?12000m3/h、氫氣含量為25%、氧氣含量小于0.5% ；
e)每一催化劑床層溫度升至400°C時，開始恒溫4小時，控制液體CS241加入量60?120 Ι/h、壓力為(λ 2MPa、入口 H2S控制在30g/Nm3，高溫加壓水煤氣14的流量為10000?12000m3/h、氫氣含量為25%、氧氣含量小于0.5%，分析出口硫化氣的H2S含量連續出現含量一致且為20g/Nm3時，該催化劑床層強化期結束，切入后段催化劑床層進行硫化或強化，待后面催化劑床層強化完后一起降溫；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
f)反應后的硫化氣送入硫化換熱器219，將溫度降至250°C以下，再依次送至變換系統的水加熱器220、一號冷卻器222和二號冷卻器223，逐步進行換熱冷卻至低于35°C常溫，冷卻至常溫的硫化氣中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器224分離掉液相滴珠后由第二管線30送回至煤氣風機203入口，形成閉路循環；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
g)循環硫化過程中，由凈化一期提供的壓力為0.2MPa的新鮮氫氣經第三管線36以300Nm3/h補充至電加熱器213入口，新鮮氫氣中H2的含量為99.9%，隨著新鮮氫氣和CS2的加入，多余的硫化氣將被新鮮氫氣和CS2的反應生成物硫化氫、甲烷“擠”入水煤氣柜241中被稀釋；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；在電加熱器213入口和凈化一期之間設置輸送新鮮氫氣的第三管線36 ；
h)硫化階段的液體CS241盛裝于CS2存儲裝置225中，在線連續添加液體CS2 41時，以壓力為0.5MPa的氮氣37為動力源，將液體CS2 41從CS2存儲裝置225中壓出、經流量計計量后送至電加熱器213出口與高溫加壓的水煤氣14混合；
3)降溫、放硫同時脫硫過程如下:
a)強化期結束后，一號變換爐214上段的第一出口16、下段的第二出口 18和二號變換爐217上段的第三出口 22、下段的第四出口 24的硫化氣中H2S含量均達到20g/Nm3，即進入降溫放硫、除硫階段，此時停止向系統中添加液體CS241，同時關閉來自一期凈化裝置的第三管線36，停止新鮮氫氣的輸送，加壓水煤氣14繼續輸送，利用煤氣風機的動力，逐漸降低電加熱器功率，繼續按硫化流程進行催化劑床層的降溫操作，催化劑床層降溫速率為10?20°C /h，使催化劑床層高點溫度由400°C降至:一號變換爐214上段340?360°C、一號變換爐214下段280?300°C、二號變換爐217上段210?230°C、二號變換爐217下段200?220°C，硫化中產生的硫化氣送入硫化換熱器219，將溫度降至250°C以下，再依次送至變換系統的水加熱器220、一號冷卻器222和二號冷卻器223，逐步進行換熱冷卻成低于35°C的常溫，冷卻至常溫的硫化氣中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器224分離出液相滴珠之后再經第二管線30送回至煤氣風機203入口 ；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
b)硫化氣進入煤氣風機203，經煤氣風機203加壓至30KPa后進入冷卻塔204冷卻后通過脫硫塔205下部的第五入口 5送至脫硫塔205 ;所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
c)經煤氣風機203加壓到壓力為30KPa的硫化氣在脫硫塔205中與貧液泵236輸送的脫硫液64逆向接觸進行脫硫反應，脫除掉大部分H2S的硫化氣從脫硫塔205頂部的第五出口 6出來進入分離器206中，脫硫液64的壓力為0.5MPa，流量為920m3/h，總堿度為20g/L，反應方程式為:H2S + Na2C03 = NaHS + NaHC03 ;所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
d)經脫硫塔205脫除掉大部分H2S的硫化氣進入分離器206中分離掉液體后，再送至二號電除塵器207中進行除塵除焦油后，分析除塵除焦油后的硫化氣中H2S氣體的含量，此硫化氣中H2S的含量降至100mg/Nm3即可通過第六管線8，并由加壓系統加壓到1.0MPa送入變換系統參與生產；除塵除焦油后的硫化氣中H2S的含量在150mg/Nm3?20g/Nm3應進入第七管線31送回至煤氣風機203入口進行循環脫硫，直至將H2S含量20g/Nm3的硫化氣的H2S脫至100mg/Nm3 ;所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；在二號電除塵器207和煤氣風機203入口之間設置脫硫主線第七管線31。
[0012]實施例2，本實施例與實施例1的工藝過程完全相同，所不同的是工藝參數不同，詳細如下:1)升溫過程如下:
a)由水煤氣柜241以4KPa的壓力輸送的水煤氣1經水洗塔201除塵降溫、一號電除塵器202除塵除焦油的水煤氣3進入煤氣風機203加壓；
b)由煤氣風機203加壓到32KPa的加壓水煤氣4由第一管線75送到電加熱器213中以22°C /h的升溫速率對輸入的加壓水煤氣4進行加熱升溫；
c)電加熱器輸出的高溫加壓水煤氣14進入一號變換爐214的上段，以一號變換爐214的催化劑床層的高點溫度為基準，由常溫升至120°C后恒溫3小時之后再升溫，溫度升至210°C時恒溫3小時，以保持催化劑床層各點的溫度平衡；
d)從一號變換爐214上段出來的水煤氣經第一出口16、增濕器215、第二入口 17進入到一號變換爐214下段，在此進一步進行催化劑升溫，再經第八管線35進入到二號變換爐217上段中，進行催化劑升溫，由此出來的水煤氣經第三出口 22、三號增濕器218、第四入口23進入二號變換爐217下段，進行催化劑升溫，之后經第四出口 24、硫化換熱器219、水加熱器220、一號冷卻器222、二號冷卻器223降溫至35°C以下，冷卻至常溫的水煤氣中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器224分離掉液相滴珠后由第二管線30送入煤氣風機203入口，升溫水煤氣循環使用；
e)升溫期間每小時進行一次溫度記錄和氫含量及氧含量分析，氫氣含量為33%，氧氣含量小于0.5% ；
2)硫化過程如下:
a)水煤氣柜241以4KPa的壓力輸送的水煤氣1經過水洗塔201除塵降溫、一號電除塵器202除塵除焦油、煤氣風機203加壓到32KPa并經電加熱器213加熱的高溫加壓水煤氣14進入一號變換爐214上段的第一入口 15 ；
b)一號變換爐214的催化劑床層各點溫度達到210°C、且與電加熱器213的出口溫度的溫度差為30°C時，開始配入液體CS2 41與高溫加壓水煤氣14混合，液體CS2 41的加入量為50?120 Ι/h、壓力為(λ 26MPa、CS2餾出率為97%，高溫加壓水煤氣14的流量為8000?10000m3/h、氫氣含量為33%、氧氣含量小于0.5%，液體CS2 41與高溫加壓水煤氣14混合后進入一號變換爐214上段的第一入口 15，液體CS2氣化的同時與氫氣發生氫解反應，方程式為:CS2 + H2 — CH4 + H2S，進入變換爐催化劑床層與催化劑進行硫化反應，硫化氣通過一號變換爐214上段的第一出口 16、一號增濕器215和一號變換爐214下段的第二入口 17進入一號變換爐214下段，再經一號變換爐214下段的第二出口 18、二號變換爐217上段的第三入口 21進入二號變換爐217上段，一號變換爐214和二號變換爐217的催化劑床層的溫度以8°C /h的升溫速率經過8小時升至250°C，隨著溫度由210°C逐漸升高，一號變換爐214的上段下段和二號變換爐217的上段下段的催化劑均不同程度的發生硫化反應，催化劑逐漸被活化；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
c)一號變換爐214的催化劑床層溫度達到250°C后，控制一號變換爐214的催化劑床層的溫度以12°C /h的升溫速率經過4.2小時升至300°C，液體CS2 41的加入量為60?120Ι/h、壓力為(λ 26MPa、CS2餾出率為97%，高溫加壓水煤氣14的流量為8000?10000m3/h、氫氣含量為33%、氧氣含量小于0.5%，分析一號變換爐214的催化劑床層上段的第一出口 16或下段的第二出口 18的硫化氣，硫化氣的H2S含量穩定在2.3g/Nm3時，一號變換爐214的催化劑床層即可進入強化期，二號變換爐217的催化劑床層保持硫化期或升溫期；所述硫化氣為含有h2s和h2的混合硫化氣體；
d)強化期的催化劑床層溫度達到300°C時，控制催化劑床層的溫度以12°C/h的升溫速率經過10小時升溫至420°C，液體CS2 41加入量60?120 Ι/h、壓力為0.26MPa、入口 H2S含量在17g/Nm3，高溫加壓水煤氣14的流量為10000?12000m3/h、氫氣含量為33%、氧氣含量小于0.5% ；
e)每一催化劑床層溫度升至420°C時，開始恒溫18小時，控制CS2加入量60?1201/h、壓力為0.26MPa、入口 H2S控制在27g/Nm3，高溫加壓水煤氣14的流量為10000?12000m3/h、氫氣含量為33%、氧氣含量小于0.5%，分析出口硫化氣的H2S含量連續出現含量一致且為25g/Nm3時，該催化劑床層強化期結束，切入后段催化劑床層進行硫化或強化，待后面催化劑床層強化完后一起降溫；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
f)反應后的硫化氣送入硫化換熱器219，將溫度降至250°C以下，再依次送至變換系統的水加熱器220、一號冷卻器222和二號冷卻器223，逐步進行換熱冷卻至低于35°C常溫，冷卻至常溫的硫化氣中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器224分離掉液相滴珠后由第二管線30送回至煤氣風機203入口，形成閉路循環；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
g)循環硫化過程中，由凈化一期提供的壓力為0.26MPa的新鮮氫氣經第三管線36以350Nm3/h補充至電加熱器213入口，新鮮氫氣中H2的含量為99.8%，隨著新鮮氫氣和CS2的加入，多余的硫化氣將被新鮮氫氣和CS2的反應生成物硫化氫、甲烷“擠”入水煤氣柜241中被稀釋；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
h)硫化階段的液體CS241盛裝于CS2存儲裝置225中，在線連續添加液體CS2 41時，以壓力為0.6MPa的氮氣37為動力源，將液體CS2 41從CS2存儲裝置225中壓出、經流量計計量后送至電加熱器213出口與高溫加壓的水煤氣14混合；
3)降溫、放硫同時脫硫過程如下:
a)強化期結束后，一號變換爐214上段的第一出口16、下段的第二出口 18和二號變換爐217上段的第三出口 22、下段的第四出口 24的硫化氣中H2S含量均達到25g/Nm3，即進入降溫放硫、除硫階段，此時停止向系統中添加液體CS241，同時關閉來自一期凈化裝置的第三管線36，停止新鮮氫氣的輸送，加壓水煤氣14繼續輸送，利用煤氣風機的動力，逐漸降低電加熱器功率，繼續按硫化流程進行催化劑床層的降溫操作，催化劑床層降溫速率為10?20°C /h，使催化劑床層高點溫度由420°C降至:一號變換爐214上段340?360°C、一號變換爐214下段280?300°C、二號變換爐217上段210?230°C、二號變換爐217下段200?220°C，硫化中產生的硫化氣送入硫化換熱器219，將溫度降至250°C以下，再依次送至變換系統的水加熱器220、一號冷卻器222和二號冷卻器223，逐步進行換熱冷卻成低于35°C的常溫，冷卻至常溫的含有CS2、H2S和H2的硫化氣體中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器224分離出液相滴珠之后再經第二管線30送回至煤氣風機203入口 ；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
b)硫化氣進入煤氣風機203，經煤氣風機203加壓至32KPa后進入冷卻塔204冷卻后通過脫硫塔205下部的第五入口 5送至脫硫塔205 ;所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
c)經煤氣風機203加壓到壓力為32KPa的硫化氣在脫硫塔205中與貧液泵236輸送的脫硫液64逆向接觸進行脫硫反應，脫除掉大部分H2S的硫化氣從脫硫塔205頂部的第五出口 6出來進入分離器206中，脫硫液64的壓力為0.6MPa，流量為760m3/h，總堿度為31g/L，反應方程式為:H2S + Na2C03 = NaHS + NaHC03 ；
d)經脫硫塔205脫除掉大部分H2S的硫化氣進入分離器206中分離掉液體后，再送至二號電除塵器207中進行除塵除焦油后，分析除塵除焦油后的硫化氣中H2S的含量，此硫化氣中H2S的含量降至120mg/Nm3即可通過第六管線8，并由加壓系統加壓到1.05MPa送入變換系統參與生產；除塵除焦油后的硫化氣中H2S的含量在150mg/Nm3?25g/Nm3應進入第七管線31送回至煤氣風機203入口進行循環脫硫，直至將H2S含量25g/Nm3的硫化氣中的H2S脫硫至120mg/Nm3 ;所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體。
[0013]實施例3，本實施例與實施例1和實施例2的工藝過程完全相同，所不同的是工藝參數不同，詳細如下:
1)升溫過程如下:
a)由水煤氣柜241以4KPa的壓力輸送的水煤氣1經水洗塔201除塵降溫、一號電除塵器202除塵除焦油的水煤氣3進入煤氣風機203加壓；
b)由煤氣風機203加壓到35KPa的加壓水煤氣4由第一管線75送到電加熱器213中以30°C /h的升溫速率對輸入的加壓水煤氣4進行加熱升溫；
c)電加熱器輸出的高溫加壓水煤氣14進入一號變換爐214的上段，以一號變換爐214的催化劑床層的高點溫度為基準，由常溫升至120°C后恒溫4小時之后再升溫，溫度升至210°C時恒溫4小時，以保持催化劑床層各點的溫度平衡；
d)從一號變換爐214上段出來的水煤氣經第一出口16、一號增濕器215、第二入口 17進入到一號變換爐214下段，在此進一步進行催化劑升溫，再經第八管線35進入到二號變換爐217上段中，進行催化劑升溫，由此出來的水煤氣經第三出口 22、三號增濕器218、第四入口 23進入二號變換爐217下段，進行催化劑升溫，之后經第四出口 24、硫化換熱器219、水加熱器220、一號冷卻器222、二號冷卻器223降溫至35°C以下，冷卻至常溫的水煤氣中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器224分離掉液相滴珠后由第二管線30送入煤氣風機203入口，升溫水煤氣循環使用；
e)升溫期間每小時進行一次各點溫度記錄和氫含量及氧含量分析，一號變換爐214上段的第一入口 15的氫氣含量為42%，氧氣含量小于0.5% ；
2)硫化過程如下:
a)水煤氣柜241以4KPa的壓力輸送的水煤氣1經過水洗塔201除塵降溫、一號電除塵器202除塵除焦油、煤氣風機203加壓到35KPa并經電加熱器213加熱的高溫加壓水煤氣14進入一號變換爐214上段的第一入口 15 ；
b)一號變換爐214的催化劑床層各點溫度達到210°C、且與電加熱器213的出口溫度的溫度差為40°C時，開始配入液體CS2 41與高溫加壓水煤氣14混合，液體CS2 41的加入量為50?120 Ι/h、壓力為0.3MPa、CS2餾出率為97.5%，高溫加壓水煤氣14的流量為8000?10000m3/h、氫氣含量為42%、氧氣含量小于0.5%,液體CS2 41與高溫加壓水煤氣14混合后進入一號變換爐214上段的第一入口 15，液體CS2氣化的同時與氫氣發生氫解反應，方程式為:CS2 + H2 — CH4 + H2S，進入變換爐催化劑床層與催化劑進行硫化反應，硫化氣通過一號變換爐214上段的第一出口 16、一號增濕器215和一號變換爐214下段的第二入口 17進入一號變換爐214下段，再經一號變換爐214下段的第二出口 18、二號變換爐217上段的第三入口 21進入二號變換爐217上段，一號變換爐214和二號變換爐217的催化劑床層的溫度以10°C /h的升溫速率經過4小時升至250°C，隨著溫度由210°C逐漸升高，一號變換爐214的上段下段和二號變換爐217的上段下段的催化劑均不同程度的發生硫化反應，催化劑逐漸被活化；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
c)一號變換爐214的催化劑床層溫度達到250°C后，控制一號變換爐214的催化劑床層的溫度以15°C /h的升溫速率經過3.5小時升至300°C，液體CS2 41的加入量為60?120Ι/h、壓力為0.3MPa、CS2餾出率為97.5%，高溫加壓水煤氣14的流量為8000?10000m3/h、氫氣含量為42%、氧氣含量小于0.5%，分析一號變換爐214的催化劑床層上段的第一出口 16或下段的第二出口 18的硫化氣，硫化氣的H2S含量穩定在3g/Nm3時，一號變換爐214的催化劑床層即可進入強化期，二號變換爐217的催化劑床層保持硫化期或升溫期；
d)強化期的催化劑床層溫度達到300°C時，控制催化劑床層的溫度以10°C/h的升溫速率經過15小時升溫至450°C，CS2加入量60?120 Ι/h、壓力為0.3MPa、入口 H2S含量在30g/Nm3，高溫加壓水煤氣14的流量為10000?12000m3/h、氫氣含量為42%、氧氣含量小于0.5% ；
e)每一催化劑床層溫度升至450°C時，開始恒溫36小時，控制液體CS241加入量60?120 Ι/h、壓力為(λ 3MPa、入口 H2S控制在30g/Nm3，高溫加壓水煤氣14的流量為10000?12000m3/h、氫氣含量為42%、氧氣含量小于0.5%，分析出口硫化氣的H2S含量連續出現含量一致且為30g/Nm3時，該催化劑床層強化期結束，切入后段催化劑床層進行硫化或強化，待后面催化劑床層強化完后一起降溫；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
f)反應后的硫化氣送入硫化換熱器219，將溫度降至250°C以下，再依次送至變換系統的水加熱器220、一號冷卻器222和二號冷卻器223，逐步進行換熱冷卻至低于35°C常溫，冷卻至常溫的硫化氣中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器224分離掉液相滴珠后由第二管線30送回至煤氣風機203入口，形成閉路循環；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
g)循環硫化過程中，由凈化一期提供的壓力為0.3MPa的新鮮氫氣經第三管線36以1000Nm3/h補充至電加熱器213入口，新鮮氫氣中H2的含量為99.5%，隨著新鮮氫氣和CS2的加入，多余的硫化氣將被新鮮氫氣和CS2的反應生成物硫化氫、甲烷“擠”入水煤氣柜241中被稀釋；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
h)硫化階段的液體CS241盛裝于CS2存儲裝置225中，在線連續添加液體CS2 41時，以壓力為0.8MPa的氮氣37為動力源，將液體CS2 41從CS2存儲裝置225中壓出、經流量計計量后送至電加熱器213出口與高溫加壓的水煤氣14混合；
3)降溫、放硫同時脫硫過程如下:
a)強化期結束后，一號變換爐214上段的第一出口 16、下段的第二出口 18和二號變換爐217上段的第三出口 22、下段的第四出口 24的硫化氣的H2S含量均達到30g/Nm3，即進入降溫放硫、除硫階段，此時停止向系統中添加液體CS241，同時關閉來自一期凈化裝置的第三管線36，停止新鮮氫氣的輸送，加壓水煤氣14繼續輸送，利用煤氣風機的動力，逐漸降低電加熱器功率，繼續按硫化流程進行催化劑床層的降溫操作，催化劑床層降溫速率為10?20°C /h，使催化劑床層高點溫度由450°C降至:一號變換爐214上段340?360°C、一號變換爐214下段280?300°C、二號變換爐217上段210?230°C、二號變換爐217下段200?220°C，硫化中產生的硫化氣送入硫化換熱器219，將溫度降至250°C以下，再依次送至變換系統的水加熱器220、一號冷卻器222和二號冷卻器223，逐步進行換熱冷卻至低于35°C的常溫，冷卻至常溫的硫化氣中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器224分離出液相滴珠之后再第二管線30送回至煤氣風機203入口 ；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
b)硫化氣進入煤氣風機203，經煤氣風機203加壓至35KPa后進入冷卻塔204冷卻后通過脫硫塔205下部的第五入口 5送至脫硫塔205 ;所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
c)經煤氣風機203加壓到壓力為35KPa的硫化氣在脫硫塔205中與貧液泵236輸送的脫硫液64逆向接觸進行脫硫反應，脫除掉大部分H2S的硫化氣從脫硫塔205頂部的第五出口 6出來進入分離器206中，脫硫液64的壓力為0.7MPa，流量為920m3/h，總堿度為32g/L，反應方程式為:H2S + Na2C03 = NaHS + NaHC03 ;所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體；
d)經脫硫塔205脫除掉大部分H2S的硫化氣進入分離器206中分離掉液體后，再送至二號電除塵器207中進行除塵除焦油后，分析除塵除焦油后的硫化氣中H2S的含量，此硫化氣中H2S的含量降至150mg/Nm3即可通過第六管線8，并由加壓系統加壓到1.15MPa送入變換系統參與生產；除塵除焦油后的硫化氣中H2S的含量在150mg/Nm3?30g/Nm3應進入第七管線31送回至煤氣風機203入口進行循環脫硫，直至將H2S含量30g/Nm3的硫化氣中的H2S脫硫至150mg/Nm3。所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體。
[0014]本發明的鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝能夠應用于現有技術的鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑循環硫化工藝的技術改造:
1.在煤氣風機203出口和電加熱器213之間設置作為閉路循環硫化主線的第一管線75；
2.在二號變換爐217和變換系統之間設置耐溫硫化換熱器219，將二號變換爐217的第四出口 24的硫化氣溫度降至250°C以下，再利用水加熱器220、一號冷卻器222和二號冷卻器223等換熱設備將硫化氣溫度降至低于35°C的常溫引至脫硫工序；
3.在變換系統后分離器224和煤氣風機203入口之間設置輸送水煤氣和硫化氣的第二管線30，作為閉路循環硫化的一條主線，將降至低于35°C常溫的硫化氣引至煤氣風機203前，經煤氣風機203加壓后再送回變換系統；
4.在電加熱器213入口和凈化一期氫氣管線之間設置輸送新鮮氫氣的第三管線36，作為補充氫解CS2所需要的氫氣管路；
5.在二號電除塵器207出口和煤氣風機203入口之間設置脫硫主線第七管線31，構成高硫氣脫硫循環系統回路，作為閉路循環硫化降溫、放硫階段的高硫氣體脫除h2s的主線，將硫化系統中殘留20— 30g/Nm3的高硫氣體逐漸脫除掉；
6.在變換系統合適位置設計安裝一套盛裝液體CS241的CS2#儲裝置225，以中壓氮氣37為動力源，將液體CS2 41從CS2存儲裝置225中壓出、經流量計計量后送至電加熱器213出口，以實現在線連續補加CS2，不但操作方便，更重要的是避免了頻繁傾倒桶裝0&，極易造成燃燒、爆炸的危險性，真正做到了危化品的安全操作與使用；
7.利用水煤氣柜241作為循環硫化工藝氣的緩沖和硫化尾氣收集處理；
8.利用其它裝置回收處理尾氣。
【權利要求】
1.一種鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝，其特征是:它包括以下步驟: 1)升溫過程如下: a)由水煤氣柜(241)以4KPa的壓力輸送的水煤氣(I)進入水洗塔(201)，經水洗塔(201)除塵降溫后的水煤氣(2)進入一號電除塵器(202)中，經一號電除塵器(202)除塵除焦油的水煤氣(3)進入煤氣風機(203)加壓； b)由煤氣風機(203)加壓到30~35KPa后送出的加壓水煤氣(4)由第一管線(75)送到電加熱器(213)中，電加熱器(213)以20~30°C /h的升溫速率對輸入的加壓水煤氣(4)進行加熱升溫； c)電加熱器輸出的高溫加壓水煤氣(14)進入一號變換爐(214)的上段，以一號變換爐(214)的催化劑床層的高點溫度為基準，由常溫升至120°C后恒溫2~4小時以平衡催化劑床層各點的溫度，恒溫2~4小時后再升溫，溫度升至210°C時恒溫2~4小時，以保持催化劑床層各點的溫度平衡； d)從一號變換爐(214)上段出來的水煤氣經第一出口(16)、一號增濕器(215)、第二入口(17)進入到一號變換爐(214)下段，在此進一步進行催化劑升溫，再經第八管線(35)進入到二號變換爐(217)上段進行催化劑升溫，由此出來的水煤氣經第三出口(22)、三號增濕器(218)、第四入口(23)進入二號變換爐(217)下段，進行催化劑升溫，之后經第四出口(24)、硫化換熱器(219)、水加熱器(220)、一號冷卻器(222)、二號冷卻器(223)降溫至35°C以下，冷卻至常溫的水煤氣中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器(224)分離掉液相滴珠后由第二管線(30)送入煤氣風機(203)入口，升溫水煤氣循環使用； e)升溫期間每小時進行一次各點溫度記錄和氫含量及氧含量分析，變換爐(214)上段的第一入口(15)的氫氣含量為25~42%，氧氣含量小于0.5%，每30分鐘排放一次冷凝液，需要排放冷凝液的設備包括一號變換爐(214)、二號變換爐(217)、一號增濕器(215)、二號增濕器(216)、三號增濕器(218)、硫化換熱器(219)、水加熱器(220)、一號冷卻器(222)、二號冷卻器(223)、變換系統后分離器(224)、煤氣風機(203)； 2)硫化過程如下: a)水煤氣柜(241)以4KPa的壓力輸送的水煤氣⑴經過水洗塔(201)除塵降溫、一號電除塵器(202)除塵除焦油、煤氣風機(203)加壓到30~35KPa及電加熱器(213)加熱的高溫加壓水煤氣(14)進入一號變換爐(214)上段的第一入口(15)； b)一號變換爐(214)的催化劑床層各點溫度達到210°C、且與電加熱器(213)的出口溫度的溫度差為20~40°C時，開始配入液體CS2 (41)與高溫加壓水煤氣(14)混合，液體CS2 (41)的加入量為50~120 Ι/h、壓力為0.2~0.3MPa ,CS2餾出率為96%~97.5%,高溫加壓水煤氣(14)的流量為8000~10000m3/h、氫氣含量為25~42%、氧氣含量小于0.5%，液體CS2 (41)與高溫加壓水煤氣(14)混合后進入一號變換爐(214)上段的第一入口(15)，液體CS2氣化的同時與氫氣發生氫解反應，方程式為:CS2 +H2- CH4 + H2S,進入變換爐催化劑床層與催化劑進行硫化反應，硫化氣通過一號變換爐(214)上段的第一出口(16)、一號增濕器(215)和一號變換爐(214)下段的第二入口(17)進入一號變換爐(214)下段，再經一號變換爐(214)下段的第二出口(18)、二號變換爐(217)上段的第三入口(21)進入二號變換爐(217)上段，一號變換爐(214)和二號變換爐(217)的催化劑床層的溫度以5~10°C /h的升溫速率經過4~8小時升至250°C，隨著溫度由210°C逐漸升高，一號變換爐(214)的上段下段和二號變換爐(217)的上段下段的催化劑均不同程度的發生硫化反應，催化劑逐漸被活化；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體； c)一號變換爐(214)的催化劑床層溫度達到250°C后，控制一號變換爐(214)的催化劑床層的溫度以10~15°C /h的升溫速率經過2~5小時升至300°C，液體CS2 (41)的加入量為60~120 Ι/h、壓力為0.2~0.3MPa、CS2餾出率為96%~97.5%，高溫加壓水煤氣(14)的流量為8000~10000m3/h、氫氣含量為25~42%、氧氣含量小于0.5%,分析一號變換爐(214)的催化劑床層上段的第一出口(16)或下段的第二出口(18)的硫化氣，硫化氣的H2S含量穩定在2~3g/Nm3時，即表明一號變換爐(214)的催化劑床層的上段或下段硫化已穿透，硫化期結束，一號變換爐(214)的催化劑床層即可進入強化期，二號變換爐(217)的催化劑床層保持硫化期或升溫期；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體； d)每一催化劑床層的溫度達到300°C即進入強化期，強化期的催化劑床層溫度達到300°C時，控制催化劑床層的溫度以10~15°C /h的升溫速率經過7~15小時升溫至400~50°C，液體CS2 (41)加入量60~120 Ι/h、壓力為0.2~0.3MPa、入口 H2S含量在15~20g/Nm3,高溫加壓水煤氣(14)的流量為10000~12000m3/h、氫氣含量為25~42%、氧氣含量小于0.5% ； e)每一催化劑床層溫度升至400~450°C時，開始恒溫4~36小時，控制液體CS2(41)加入量60~120 Ι/h、壓力為0.2~0.3MPa、入口 H2S控制在20~30g/Nm3，高溫加壓水煤氣(14)的流量為10000~12000m3/h、氫氣含量為25~42%、氧氣含量小于0.5%，分析出口硫化氣的H2S含量連續出現含量一致且為20~30g/Nm3時，該催化劑床層強化期結束，切入后段催化劑床層進行硫化或強化，待后面催化劑床層強化完后一起降溫；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體； f)反應后的硫化氣送入硫化換熱器(219)，將溫度降至250°C以下，再依次送至變換系統的水加熱器(220)、一號冷卻器(222)和二號冷卻器(223)，逐步進行換熱冷卻至低于35°C的常溫，冷卻至常溫的硫化氣中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器(224)分離掉液相滴珠后由第二管線(30)送回至煤氣風機(203)入口，形成閉路循環；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體； g)循環硫化過程中，由凈化一期提供的壓力為0.2~0.3MPa的新鮮氫氣經第三管線(36)以300~2000Nm3/h補充至電加熱器(213)入口，新鮮氫氣中H2的含量為99.5~99.9%，隨著新鮮氫氣和CS2的加入，閉路循環硫化系統積存的氣體量逐漸增加，多余的硫化氣將被新鮮氫氣和CS2的反應生成物硫化氫、甲烷擠入水煤氣柜(241)中被稀釋；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體； h)硫化階段的液體CS2(41)盛裝于CS2存儲裝置(225)中，在線連續添加液體CS2(41)時，以壓力為0.5~0.8MPa的氮氣(37)為動力源，將液體CS2 (41)從CS2存儲裝置(225)中壓出、經流量計計量后送至電加熱器(213)出口與高溫加壓的水煤氣(14)混合；.3)降溫、放硫同時脫硫過程如下: a)強化期結束后，一號變換爐(214)上段的第一出口(16)、下段的第二出口(18)和二號變換爐(217)上段的第三出口(22)、下段的第四出口(24)的硫化氣中H2S含量均達到20~30g/Nm3，即進入降溫、放硫、脫硫階段，此時停止向系統中添加液體CS2 (41)，同時關閉來自一期凈化裝置的第三管線(36)，停止新鮮氫氣的輸送，加壓水煤氣(14)繼續輸送，利用煤氣風機的動力，逐漸降低電加熱器功率，繼續按硫化流程進行催化劑床層的降溫操作，催化劑床層降溫速率為10~20°C /h，使催化劑床層高點溫度由400~450°C降至:一號變換爐(214)上段340~360°C、一號變換爐(214)下段280~300°C、二號變換爐(217)上段210~230°C、二號變換爐(217)下段200~220°C，硫化過程中產生的硫化氣送入硫化換熱器(219)，將溫度降至250°C以下，再依次送至變換系統的水加熱器(220)、一號冷卻器(222)和二號冷卻器(223)，逐步進行換熱冷卻至低于35°C的常溫，冷卻至常溫的硫化氣中夾帶液相滴珠，經變換系統后分離器(224)分離出液相滴珠之后再經第二管線(30)送回至煤氣風機(203)入口 ；所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體； b)硫化氣進入煤氣風機(203)，經煤氣風機(203)加壓至30~35KPa后進入冷卻塔(204)冷卻后通過脫硫塔(205)下部的第五入口 5送至脫硫塔(205);所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體； c)經煤氣風機(203)加壓到壓力為30~35KPa的硫化氣在脫硫塔(205)中與貧液泵(236)輸送的脫硫液(64)逆向接觸進行脫硫反應，脫除掉大部分H2S的硫化氣從脫硫塔(205)頂部的第五出口(6)出來進入分離器(206)中，脫硫液(64)的壓力為0.5~`0.7KPa，流量為550~920m3/h，總堿度為20~32g/L,反應方程式為=H2S + Na2CO3 = NaHS+ NaHCO3 ;所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體； d)經脫硫塔(205)脫除掉大部分H2S的硫化氣進入分離器(206)中分離掉液體，再送至二號電除塵器(207)中進行除塵除焦油后，分析除塵除焦油后的硫化氣中H2S的含量，此硫化氣中H2S的含量降至100~150mg/Nm3即可通過第六管線⑶，并由加壓系統加壓到0.7~`1.15MPa送入變換系統參與生產；除塵除焦油后的硫化氣中H2S的含量在150mg/Nm3~60g/Nm3應進入第七管線(31)送回至煤氣風機(203)入口進行循環脫硫，直至將H2S含量20~30g/Nm3的硫化氣的H2S脫硫`至100~150mg/Nm3 ;所述硫化氣為含有H2S和H2的混合硫化氣體。
2.如權利要求1所述的鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝，其特征是:在煤氣風機(203)出口和電加熱器(213)之間設置作為閉路循環硫化主線的第一管線(75)。
3.如權利要求1所述的鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝，其特征是:在二號變換爐(217)和變換系統之間設置耐溫硫化換熱器(219)。
4.如權利要求1所述的鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝，其特征是:在變換系統后分離器(224)和煤氣風機(203)入口之間設置輸送水煤氣和硫化氣的第二管線(30)。
5.如權利要求1所述的鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝，其特征是:在電加熱器(213)入口和凈化一期之間設置輸送新鮮氫氣的第三管線(36)。
6.如權利要求1所述的鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝，其特征是:在二號電除塵器(207)出口和煤氣風機(203)入口之間設置作為脫硫主線的第七管線(31)。
7.如權利要求1所述的鈷鑰系耐硫寬溫變換催化劑閉路循環硫化工藝，其特征是:在變 換系統合適位置安裝一套盛裝液體CS2 41的CS2存儲裝置(225)。
【文檔編號】B01J23/882GK103721760SQ201310736067
【公開日】2014年4月16日 申請日期:2013年12月29日 優先權日:2013年12月29日
【發明者】董文剛, 常文志, 陳旭全, 王業國, 張書新 申請人:康乃爾化學工業股份有限公司