CN103721760A - 钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺 - Google Patents

钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺 Download PDF

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Abstract

一种钴钼系耐硫宽温低变催化剂闭路循环硫化工艺，其特点是：包含以下步骤：水煤气1送到电加热器213中加热升温，一号变换炉214升至210℃时，开始配入液体CS2 41与高温加压水煤气14混合后进入一号变换炉214和二号变换炉217进行催化剂硫化，出口H2S含量在2～3g/Nm3时，催化剂床层进入强化期，出口H2S含量为20～30g/Nm3时，强化期结束，停止向系统中添加液体CS241，硫化中产生的硫化气送入硫化换热器219、水加热器220、一号冷却器222和二号冷却器223冷却至常温，再送至煤气风机203入口进行脱硫，气体中H2S气体含量在150mg/Nm3～30g/Nm3送回煤气风机203入口进行循环脱硫，直至将H2S含量20～30g/Nm3的高硫气体中的H2S脱硫至100～150mg/Nm3。能够完全脱除高硫有毒气体，解决高温高硫气降温难的问题。

Description

钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺
技术领域
本发明涉及煤化工技术领域，是一种钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺。
背景技术
目前，国内的煤化工生产中，变换系统通常使用钴钼系耐硫宽温变换催化剂，此催化剂使用前为氧化态的氧化钴CoO、氧化钼MoO3，活性较差，需进行硫化转化为硫化态的硫化钴CoS、硫化钼MoS2，目的是提高其活性。现有技术的钴钼系耐硫宽温变换催化剂硫化工艺有两种：
第一种是图1所示的一次性排放工艺，这种工艺是利用氢气含量在25%以上的水煤气或半水煤气做载体，当催化剂床层温度升至200～230℃时，在第一入口15处配入液体CS241，液体CS2在高温环境下迅速气化后与H2发生氢解反应生成H2S和CH4气体，然后含有高浓度H2S的混合气体进入一号变换炉214、二号变换炉217 再与氧化态的氧化钴CoO、氧化钼MoO3反应，生成硫化态的硫化钴CoS和硫化钼MoS2。从硫化初期到最后降温放硫阶段，整个催化剂硫化过程中，需要将8000～12000Nm3/h 、H2S含量20～30g/Nm3的高硫气体全部由硫化气体出口25连续排入大气；
第二种是图2所示的循环硫化工艺，基本原理同上，循环硫化工艺与第一种硫化工艺的区别在于催化剂硫化初、中期可以实现闭路循环，但在硫化强化、降温、放硫期需要将8000～12000Nm3/h 、H2S含量20～30g/Nm3的高硫气体由硫化气体出口25连续排入大气。以上两种工艺都存在高硫气体排入大气，严重污染环境的缺陷。
硫化原理：
        CS2  + 4H2  = 2H2S + CH4         -240.6KJ/mol             （1）
        CoO + H2S = CoS + H2O          -13.4KJ/mol             （2）
    MoO3  + 2H2S + H2  = MoS2  + 3H2O      -48.1KJ/mol            （3）。
现有工艺存在以下几个问题：
1．没有从根本上解决催化剂硫化过程中高硫气体排放，对环境造成严重污染问题；
2. 循环硫化在强化期阶段，催化剂床层温度达450℃，受变换系统冷却器换热面积和设计温度的局限性，不能满足煤气风机入口温度的要求，导致循环硫化不能正常进行；
3．循环硫化工艺没有设置足量的新氢气源（300～2000Nm3/h﹚，无法快速、有效的完成硫化过程；
4. 循环硫化没有排放、收集尾气系统，所以不能将系统内积存的CH4、CS2等气体排出硫化系统，使循环硫化不能正常进行；
5.硫化过程中使用的易燃有毒液体CS2  ，没有安全可靠的连续补加装置，在倾倒添加过程中存在严重的安全隐患；
6.循环硫化降温、放硫阶段，没有设置H2S气体脱除系统，高温、高浓度的湿基H2S气体，进入其它系统设备、管道造成严重腐蚀。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是，针对现有技术存在的不足，对其进行实质性改进，提供一种钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺，本工艺具有硫化操作安全可靠、化工原料消耗低、闭路循环硫化、高硫气体回收利用、无环境污染等优点，重点解决了高硫气体排放污染问题。
本发明解决技术问题的方案是：一种钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺，它包括以下步骤：
 1）升温过程如下：
a)由水煤气柜241以4KPa的压力输送的水煤气1进入水洗塔201，经水洗塔201除尘降温后的水煤气2进入一号电除尘器202中，经一号电除尘器202除尘除焦油的水煤气3进入煤气风机203加压；
b）由煤气风机203加压到30～35KPa后送出的加压水煤气4由第一管线75送到电加热器213中，电加热器213以20～30℃/h的升温速率对输入的加压水煤气4进行加热升温；在煤气风机203和电加热器213之间设置作为硫化主线的第一管线75；
c)电加热器输出的高温加压水煤气14进入一号变换炉214的上段，以一号变换炉214的催化剂床层的高点温度为基准，由常温升至120℃后恒温2～4小时以平衡催化剂床层各点的温度，恒温2～4小时后再升温，温度升至210℃时恒温2～4小时，以保持催化剂床层各点的温度平衡；
d)从一号变换炉214上段出来的水煤气经第一出口16、一号增湿器215、第二入口17进入到一号变换炉214下段，在此进一步进行催化剂升温，再经第八管线35进入到二号变换炉217上段进行催化剂升温，由此出来的水煤气经第三出口22、三号增湿器218、第四入口23进入二号变换炉217下段，进行催化剂升温，之后经第四出口24、硫化换热器219、水加热器220、一号冷却器222、二号冷却器223降温至35℃以下，冷却至常温的水煤气中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器224分离掉液相滴珠后由第二管线30送入煤气风机203入口，升温水煤气循环使用；在二号变换炉217和变换系统之间设置硫化换热器219；在变换系统后分离器224和煤气风机203入口之间设置输送水煤气和硫化气的第二管线30；
e）升温期间每小时进行一次各点温度记录和氢含量及氧含量分析，变换炉214上段的第一入口15的氢气含量为25～42%，氧气含量小于0.5%，每30分钟排放一次冷凝液，需要排放冷凝液的设备包括一号变换炉214、二号变换炉217、一号增湿器215、二号增湿器216、三号增湿器218、硫化换热器219、水加热器220、一号冷却器222、二号冷却器223、变换系统后分离器224、煤气风机203；
2）硫化过程如下：
a) 水煤气柜241以4KPa的压力输送的水煤气1经过水洗塔201除尘降温、一号电除尘器202除尘除焦油、煤气风机203加压到30～35KPa及电加热器213加热的高温加压水煤气14进入一号变换炉214上段的第一入口15；
b)一号变换炉214的催化剂床层各点温度达到210℃、且与电加热器213的出口温度的温度差为20～40℃时，开始配入液体CS2  41与高温加压水煤气14混合，液体CS2  41的加入量为50～120 l/h、压力为0.2～0.3MPa 、CS2馏出率为96%～97.5%，高温加压水煤气14的流量为8000～10000m3/h、氢气含量为25～42%、氧气含量小于0.5%，液体CS2  41与高温加压水煤气14混合后进入一号变换炉214上段的第一入口15，液体CS2  气化的同时与氢气发生氢解反应，方程式为：CS2  + H2 → CH4 + H2S，进入变换炉催化剂床层与催化剂进行硫化反应，硫化气通过一号变换炉214上段的第一出口16、一号增湿器215和一号变换炉214下段的第二入口17进入一号变换炉214下段，再经一号变换炉214下段的第二出口18、二号变换炉217上段的第三入口21进入二号变换炉217上段，一号变换炉214和二号变换炉217的催化剂床层的温度以5～10℃/h的升温速率经过4～8小时升至250℃，随着温度由210℃逐渐升高， 一号变换炉214的上段下段和二号变换炉217的上段下段的催化剂均不同程度的发生硫化反应，催化剂逐渐被活化；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
c) 一号变换炉214的催化剂床层温度达到250℃后，控制一号变换炉214的催化剂床层的温度以10～15℃/h的升温速率经过2～5小时升至300℃，液体CS2  41的加入量为60～120 l/h、 压力为0.2～0.3MPa、CS2馏出率为96%～97.5%，高温加压水煤气14的流量为8000～10000m3/h、氢气含量为25～42%、氧气含量小于0.5%，分析一号变换炉214的催化剂床层上段的第一出口16或下段的第二出口18的硫化气，硫化气的H2S含量稳定在2～3g/Nm3时，即表明一号变换炉214的催化剂床层的上段或下段硫化已穿透，硫化期结束，一号变换炉214的催化剂床层即可进入强化期，二号变换炉217的催化剂床层保持硫化期或升温期；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
d) 每一催化剂床层的温度达到300℃即进入强化期，强化期的催化剂床层温度达到300℃时，控制催化剂床层的温度以10～15℃/h的升温速率经过7～15小时升温至400～450℃，液体CS2 41加入量60～120 l/h、压力为0.2～0.3MPa、入口H2S含量在15～20g/Nm3，高温加压水煤气14的流量为10000～12000m3/h、氢气含量为25～42%、氧气含量小于0.5%；
e)每一催化剂床层温度升至400～450℃时，开始恒温4～36小时，控制液体CS241加入量60～120 l/h、压力为0.2～0.3MPa、入口H2S控制在20～30g/Nm3，高温加压水煤气14的流量为10000～12000m3/h、氢气含量为25～42%、氧气含量小于0.5%，分析出口硫化气的H2S含量连续出现含量一致且为20～30g/Nm3时，该催化剂床层强化期结束，切入后段催化剂床层进行硫化或强化，待后面催化剂床层强化完后一起降温；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
 f)反应后的硫化气送入硫化换热器219，将温度降至250℃以下，再依次送至变换系统的水加热器220、一号冷却器222和二号冷却器223，逐步进行换热冷却至低于35℃的常温，冷却至常温的硫化气中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器224分离掉液相滴珠后由第二管线30送回至煤气风机203入口，形成闭路循环；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
 g)循环硫化过程中，由净化一期提供的压力为0.2～0.3MPa的新鲜氢气经第三管线36以300～2000Nm3/h补充至电加热器213入口，新鲜氢气中H2的含量为99.5～99.9%，随着新鲜氢气和CS2  的加入，闭路循环硫化系统积存的气体量逐渐增加，多余的硫化气将被新鲜氢气和CS2 的反应生成物硫化氢、甲烷“挤”入水煤气柜241中被稀释；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；在电加热器213入口和净化一期之间设置输送新鲜氢气的第三管线36；
 h)硫化阶段的液体CS2  41盛装于CS2存储装置225中，在线连续添加液体CS2  41时，以压力为0.5～0.8MPa的氮气37为动力源，将液体CS2  41从CS2存储装置225中压出、经流量计计量后送至电加热器213出口与高温加压的水煤气14混合；
3）降温、放硫同时脱硫过程如下：
a)强化期结束后，一号变换炉214上段的第一出口16、下段的第二出口18和二号变换炉217上段的第三出口22、下段的第四出口24的硫化气中H2S含量均达到20～30g/Nm3，即进入降温、放硫、脱硫阶段，此时停止向系统中添加液体CS241，同时关闭来自一期净化装置的第三管线36，停止新鲜氢气的输送，加压水煤气14继续输送，利用煤气风机的动力，逐渐降低电加热器功率，继续按硫化流程进行催化剂床层的降温操作，催化剂床层降温速率为10～20℃/h，使催化剂床层高点温度由400～450℃降至：一号变换炉214上段340～360℃、一号变换炉214下段280～300℃、二号变换炉217上段210～230℃、二号变换炉217下段200～220℃，硫化过程中产生的硫化气送入硫化换热器219，将温度降至250℃以下，再依次送至变换系统的水加热器220、一号冷却器222和二号冷却器223，逐步进行换热冷却至低于35℃的常温，冷却至常温的硫化气中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器224分离出液相滴珠之后再经第二管线30送回至煤气风机203入口；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
b)硫化气进入煤气风机203，经煤气风机203加压至30～35KPa后进入冷却塔204冷却后通过脱硫塔205下部的第五入口5送至脱硫塔205；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
c) 经煤气风机203加压到压力为30～35KPa的硫化气在脱硫塔205中与贫液泵236输送的脱硫液64逆向接触进行脱硫反应，脱除掉大部分H2S的硫化气从脱硫塔205顶部的第五出口6出来进入分离器206中，脱硫液64的压力为0.5～0.7KPa，流量为550～920m3/h，总碱度为20～32g/L，反应方程式为：H2S + Na2CO3  = NaHS + NaHCO3；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
d)经脱硫塔205脱除掉大部分H2S的硫化气进入分离器206中分离掉液体，再送至二号电除尘器207中进行除尘除焦油后，分析除尘除焦油后的硫化气中H2S的含量，此硫化气中H2S的含量降至100～150mg/Nm3即可通过第六管线8，并由加压系统加压到0.7～1.15MPa送入变换系统参与生产；除尘除焦油后的硫化气中H2S的含量在150mg/Nm3～30g/Nm3应进入第七管线31送回至煤气风机203入口进行循环脱硫，直至将H2S含量20～30g/Nm3的硫化气的H2S脱硫至100～150mg/Nm3；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；在二号电除尘器207和煤气风机203入口之间设置脱硫主线第七管线31。
    本发明钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺采用串联硫化，分段强化的循环硫化法，从根本上解决了钴钼系耐硫宽温变换催化剂硫化过程中有毒有害高硫气体排放问题，利用现有装置中的脱硫系统将高硫气体全部回收，在利于环保的同时最终将高硫气体转化为副产品硫磺，创造额外的经济效益。同时也实现了硫化气中未参加反应的二硫化碳的回收利用，降低了原料消耗。
附图说明
图1为钴钼系耐硫宽温低变催化剂硫化一次性排放工艺流程图；
图2为现有技术钴钼系耐硫宽温低变催化剂循环硫化工艺流程图；
图3为本发明的钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺流程图；
图4 为本发明的钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺升温流程图；
图5为本发明的钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺硫化流程图；
图6为本发明的钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺降温、放硫、脱硫流程图。
图中：1水煤气，2无尘水煤气，3无尘无焦油水煤气，4加压水煤气，5第五入口，6第五出口， 8第六管线， 14高温加压水煤气，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硫化气出口， 30第二管线，31第七管线，35第八管线， 36第三管线，37氮气， 41液体CS2， 64脱硫液，75第一管线，201水洗塔，202一号电除尘器，203煤气风机，204冷却塔，205脱硫塔，206分离器，207二号电除尘器，213电加热器，214一号变换炉，215一号增湿器，216二号增湿器，217二号变换炉，218三号增湿器，219硫化换热器，220水加热器，222一号冷却器，223二号冷却器，224变换系统后分离器，225 CS2存储装置， 236 贫液泵， 241水煤气气柜。
具体实施方式
下面结合附图和实施例对本发明进一步说明。
参照图3～图6，实施例1的工艺流程如下：
1）升温过程如下：
a)由水煤气柜241以4KPa的压力输送的水煤气1经水洗塔201除尘降温、一号电除尘器202除尘除焦油的水煤气3进入煤气风机203加压；
b）由煤气风机203加压到30KPa的加压水煤气4由第一管线75送到电加热器213中，并以20℃/h的升温速率对输入的加压水煤气4进行加热升温；在煤气风机203和电加热器213之间设置作为硫化主线的第一管线75；
c)电加热器输出的高温加压水煤气14进入一号变换炉214的上段，以一号变换炉214的催化剂床层的高点温度为基准，由常温升至120℃后恒温2小时之后再升温，温度升至210℃时恒温2小时，以保持催化剂床层各点的温度平衡；
d)从一号变换炉214上段出来的水煤气经第一出口16、一号增湿器215、第二入口17进入到一号变换炉214下段，在此进一步进行催化剂升温，再经第八管线35进入到二号变换炉217上段中，进行催化剂升温，由此出来的水煤气经第三出口22、三号增湿器218、第四入口23进入二号变换炉217下段，进行催化剂升温，之后经第四出口24、硫化换热器219、水加热器220、一号冷却器222、二号冷却器223降温至35℃以下，冷却至常温的水煤气中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器224分离掉液相滴珠后由第二管线30送入煤气风机203入口，升温水煤气循环使用；在二号变换炉217和变换系统之间设置硫化换热器219；在变换系统后分离器224和煤气风机203入口之间设置输送水煤气和硫化气的第二管线30；
e)升温期间每小时进行一次各点温度记录和氢含量及氧含量分析，一号变换炉214上段的第一入口15的氢气含量为25%，氧气含量小于0.5%，每30分钟排放一次冷凝液，需要排放冷凝液的设备包括一号变换炉214、二号变换炉217、一号增湿器215、二号增湿器216、三号增湿器218、硫化换热器219、水加热器220、一号冷却器222、二号冷却器223、变换系统后分离器224、煤气风机203；
2）硫化过程如下：
a) 水煤气柜241以4KPa的压力输送的水煤气1经过水洗塔201除尘降温、一号电除尘器202除尘除焦油、煤气风机203加压到30KPa、并经电加热器213加热的高温加压水煤气14进入一号变换炉214上段的第一入口15；
b)一号变换炉214的催化剂床层各点温度达到210℃、且与电加热器213的出口温度的温度差为20℃时，开始配入液体CS2  41与高温加压水煤气14混合，液体CS2  41的加入量为50～120 l/h、压力为0.2MPa 、CS2馏出率为96%，高温加压水煤气14的流量为8000～10000m3/h、氢气含量为25%、氧气含量小于0.5%，液体CS2  41与高温加压水煤气14混合后进入一号变换炉214上段的第一入口15，液体CS2  气化的同时与氢气发生氢解反应，方程式为：CS2  + H2 → CH4 + H2S，进入变换炉催化剂床层与催化剂进行硫化反应，硫化气通过一号变换炉214上段的第一出口16、一号增湿器215和一号变换炉214下段的第二入口17进入一号变换炉214下段，再经一号变换炉214下段的第二出口18、二号变换炉217上段的第三入口21进入二号变换炉217上段，一号变换炉214和二号变换炉217的催化剂床层的温度以5℃/h的升温速率经过8小时升至250℃，随着温度由210℃逐渐升高， 一号变换炉214的上段下段和二号变换炉217的上段下段的催化剂均不同程度的发生硫化反应，催化剂逐渐被活化；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
c) 一号变换炉214的催化剂床层温度达到250℃后，控制一号变换炉214的催化剂床层的温度以10℃/h的升温速率经过5小时升至300℃，液体CS2  41的加入量为60～120 l/h、 压力为0.2MPa、CS2馏出率为96%，高温加压水煤气14的流量为8000～10000m3/h、氢气含量为42%、氧气含量小于0.5%，分析一号变换炉214的催化剂床层上段的第一出口16或下段的第二出口18的硫化气，硫化气的H2S含量稳定在2g/Nm3时，即表明一号变换炉214的催化剂床层的上段或下段硫化已穿透， 一号变换炉214的催化剂床层即可进入强化期，二号变换炉217的催化剂床层保持硫化期或升温期；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
d)强化期的催化剂床层温度达到300℃时，控制催化剂床层的温度以15℃/h的升温速率经过7小时升温至400℃，液体CS2 41加入量60～120 l/h、压力为0.2MPa、入口H2S含量在15g/Nm3，高温加压水煤气14的流量为10000～12000m3/h、氢气含量为25%、氧气含量小于0.5%；
e)每一催化剂床层温度升至400℃时，开始恒温4小时，控制液体CS241加入量60～120 l/h、压力为0.2MPa、入口H2S控制在30g/Nm3，高温加压水煤气14的流量为10000～12000m3/h、氢气含量为25%、氧气含量小于0.5%，分析出口硫化气的H2S含量连续出现含量一致且为20g/Nm3时，该催化剂床层强化期结束，切入后段催化剂床层进行硫化或强化，待后面催化剂床层强化完后一起降温；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
f)反应后的硫化气送入硫化换热器219，将温度降至250℃以下，再依次送至变换系统的水加热器220、一号冷却器222和二号冷却器223，逐步进行换热冷却至低于35℃常温，冷却至常温的硫化气中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器224分离掉液相滴珠后由第二管线30送回至煤气风机203入口，形成闭路循环；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
 g)循环硫化过程中，由净化一期提供的压力为0.2MPa的新鲜氢气经第三管线36以300Nm3/h补充至电加热器213入口，新鲜氢气中H2的含量为99.9%，随着新鲜氢气和CS2  的加入，多余的硫化气将被新鲜氢气和CS2的反应生成物硫化氢、甲烷“挤”入水煤气柜241中被稀释；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；在电加热器213入口和净化一期之间设置输送新鲜氢气的第三管线36；
h)硫化阶段的液体CS2  41盛装于CS2存储装置225中，在线连续添加液体CS2  41时，以压力为0.5MPa的氮气37为动力源，将液体CS2  41从CS2存储装置225中压出、经流量计计量后送至电加热器213出口与高温加压的水煤气14混合；
3）降温、放硫同时脱硫过程如下：
a)强化期结束后，一号变换炉214上段的第一出口16、下段的第二出口18和二号变换炉217上段的第三出口22、下段的第四出口24的硫化气中H2S含量均达到20g/Nm3，即进入降温放硫、除硫阶段，此时停止向系统中添加液体CS241，同时关闭来自一期净化装置的第三管线36，停止新鲜氢气的输送，加压水煤气14继续输送，利用煤气风机的动力，逐渐降低电加热器功率，继续按硫化流程进行催化剂床层的降温操作，催化剂床层降温速率为10～20℃/h，使催化剂床层高点温度由400℃降至：一号变换炉214上段340～360℃、一号变换炉214下段280～300℃、二号变换炉217上段210～230℃、二号变换炉217下段200～220℃，硫化中产生的硫化气送入硫化换热器219，将温度降至250℃以下，再依次送至变换系统的水加热器220、一号冷却器222和二号冷却器223，逐步进行换热冷却成低于35℃的常温，冷却至常温的硫化气中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器224分离出液相滴珠之后再经第二管线30送回至煤气风机203入口；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
 b)硫化气进入煤气风机203，经煤气风机203加压至30KPa后进入冷却塔204冷却后通过脱硫塔205下部的第五入口5送至脱硫塔205；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
c) 经煤气风机203加压到压力为30KPa的硫化气在脱硫塔205中与贫液泵236输送的脱硫液64逆向接触进行脱硫反应，脱除掉大部分H2S的硫化气从脱硫塔205顶部的第五出口6出来进入分离器206中，脱硫液64的压力为0.5MPa，流量为920m3/h，总碱度为20g/L，反应方程式为：H2S + Na2CO3  = NaHS + NaHCO3；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
d)经脱硫塔205脱除掉大部分H2S的硫化气进入分离器206中分离掉液体后，再送至二号电除尘器207中进行除尘除焦油后，分析除尘除焦油后的硫化气中H2S气体的含量，此硫化气中H2S的含量降至100mg/Nm3即可通过第六管线8，并由加压系统加压到1.0MPa送入变换系统参与生产；除尘除焦油后的硫化气中H2S的含量在150mg/Nm3～20g/Nm3应进入第七管线31送回至煤气风机203入口进行循环脱硫，直至将H2S含量20g/Nm3的硫化气的H2S脱至100mg/Nm3；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；在二号电除尘器207和煤气风机203入口之间设置脱硫主线第七管线31。
实施例2，本实施例与实施例1的工艺过程完全相同，所不同的是工艺参数不同，详细如下：
1）升温过程如下：
a)由水煤气柜241以4KPa的压力输送的水煤气1经水洗塔201除尘降温、一号电除尘器202除尘除焦油的水煤气3进入煤气风机203加压；
b）由煤气风机203加压到32KPa的加压水煤气4由第一管线75送到电加热器213中以22℃/h的升温速率对输入的加压水煤气4进行加热升温； 
c)电加热器输出的高温加压水煤气14进入一号变换炉214的上段，以一号变换炉214的催化剂床层的高点温度为基准，由常温升至120℃后恒温3小时之后再升温，温度升至210℃时恒温3小时，以保持催化剂床层各点的温度平衡；
d)从一号变换炉214上段出来的水煤气经第一出口16、增湿器215、第二入口17进入到一号变换炉214下段，在此进一步进行催化剂升温，再经第八管线35进入到二号变换炉217上段中，进行催化剂升温，由此出来的水煤气经第三出口22、三号增湿器218、第四入口23进入二号变换炉217下段，进行催化剂升温，之后经第四出口24、硫化换热器219、水加热器220、一号冷却器222、二号冷却器223降温至35℃以下，冷却至常温的水煤气中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器224分离掉液相滴珠后由第二管线30送入煤气风机203入口，升温水煤气循环使用；
e)升温期间每小时进行一次温度记录和氢含量及氧含量分析，氢气含量为33%，氧气含量小于0.5%；
2）硫化过程如下：
a) 水煤气柜241以4KPa的压力输送的水煤气1经过水洗塔201除尘降温、一号电除尘器202除尘除焦油、煤气风机203加压到32KPa并经电加热器213加热的高温加压水煤气14进入一号变换炉214上段的第一入口15；
b)一号变换炉214的催化剂床层各点温度达到210℃、且与电加热器213的出口温度的温度差为30℃时，开始配入液体CS2  41与高温加压水煤气14混合，液体CS2  41的加入量为50～120 l/h、压力为0.26MPa 、CS2馏出率为97%，高温加压水煤气14的流量为8000～10000m3/h、氢气含量为33%、氧气含量小于0.5%，液体CS2  41与高温加压水煤气14混合后进入一号变换炉214上段的第一入口15，液体CS2  气化的同时与氢气发生氢解反应，方程式为：CS2  + H2 → CH4 + H2S，进入变换炉催化剂床层与催化剂进行硫化反应，硫化气通过一号变换炉214上段的第一出口16、一号增湿器215和一号变换炉214下段的第二入口17进入一号变换炉214下段，再经一号变换炉214下段的第二出口18、二号变换炉217上段的第三入口21进入二号变换炉217上段，一号变换炉214和二号变换炉217的催化剂床层的温度以8℃/h的升温速率经过8小时升至250℃，随着温度由210℃逐渐升高， 一号变换炉214的上段下段和二号变换炉217的上段下段的催化剂均不同程度的发生硫化反应，催化剂逐渐被活化；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
c) 一号变换炉214的催化剂床层温度达到250℃后，控制一号变换炉214的催化剂床层的温度以12℃/h的升温速率经过4.2小时升至300℃，液体CS2  41的加入量为60～120 l/h、 压力为0.26MPa、CS2馏出率为97%，高温加压水煤气14的流量为8000～10000m3/h、氢气含量为33%、氧气含量小于0.5%，分析一号变换炉214的催化剂床层上段的第一出口16或下段的第二出口18的硫化气，硫化气的H2S含量稳定在2.3g/Nm3时， 一号变换炉214的催化剂床层即可进入强化期，二号变换炉217的催化剂床层保持硫化期或升温期；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
d)强化期的催化剂床层温度达到300℃时，控制催化剂床层的温度以12℃/h的升温速率经过10小时升温至420℃，液体CS2 41加入量60～120 l/h、压力为0.26MPa、入口H2S含量在17g/Nm3，高温加压水煤气14的流量为10000～12000m3/h、氢气含量为33%、氧气含量小于0.5%；
e)每一催化剂床层温度升至420℃时，开始恒温18小时，控制CS2加入量60～120 l/h、压力为0.26MPa、入口H2S控制在27g/Nm3，高温加压水煤气14的流量为10000～12000m3/h、氢气含量为33%、氧气含量小于0.5%，分析出口硫化气的H2S含量连续出现含量一致且为25g/Nm3时，该催化剂床层强化期结束，切入后段催化剂床层进行硫化或强化，待后面催化剂床层强化完后一起降温；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
f)反应后的硫化气送入硫化换热器219，将温度降至250℃以下，再依次送至变换系统的水加热器220、一号冷却器222和二号冷却器223，逐步进行换热冷却至低于35℃常温，冷却至常温的硫化气中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器224分离掉液相滴珠后由第二管线30送回至煤气风机203入口，形成闭路循环；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
g)循环硫化过程中，由净化一期提供的压力为0.26MPa的新鲜氢气经第三管线36以350Nm3/h补充至电加热器213入口，新鲜氢气中H2的含量为99.8%，随着新鲜氢气和CS2  的加入，多余的硫化气将被新鲜氢气和CS2 的反应生成物硫化氢、甲烷“挤”入水煤气柜241中被稀释；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
h)硫化阶段的液体CS2  41盛装于CS2存储装置225中，在线连续添加液体CS2  41时，以压力为0.6MPa的氮气37为动力源，将液体CS2  41从CS2存储装置225中压出、经流量计计量后送至电加热器213出口与高温加压的水煤气14混合；
3）降温、放硫同时脱硫过程如下：
a)强化期结束后，一号变换炉214上段的第一出口16、下段的第二出口18和二号变换炉217上段的第三出口22、下段的第四出口24的硫化气中H2S含量均达到25g/Nm3，即进入降温放硫、除硫阶段，此时停止向系统中添加液体CS241，同时关闭来自一期净化装置的第三管线36，停止新鲜氢气的输送，加压水煤气14继续输送，利用煤气风机的动力，逐渐降低电加热器功率，继续按硫化流程进行催化剂床层的降温操作，催化剂床层降温速率为10～20℃/h，使催化剂床层高点温度由420℃降至：一号变换炉214上段340～360℃、一号变换炉214下段280～300℃、二号变换炉217上段210～230℃、二号变换炉217下段200～220℃，硫化中产生的硫化气送入硫化换热器219，将温度降至250℃以下，再依次送至变换系统的水加热器220、一号冷却器222和二号冷却器223，逐步进行换热冷却成低于35℃的常温，冷却至常温的含有CS2、H2S和H2的硫化气体中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器224分离出液相滴珠之后再经第二管线30送回至煤气风机203入口；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
b)硫化气进入煤气风机203，经煤气风机203加压至32KPa后进入冷却塔204冷却后通过脱硫塔205下部的第五入口5送至脱硫塔205；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
c) 经煤气风机203加压到压力为32KPa的硫化气在脱硫塔205中与贫液泵236输送的脱硫液64逆向接触进行脱硫反应，脱除掉大部分H2S的硫化气从脱硫塔205顶部的第五出口6出来进入分离器206中，脱硫液64的压力为0.6MPa，流量为760m3/h，总碱度为31g/L，反应方程式为：H2S + Na2CO3  = NaHS + NaHCO3  ；
d)经脱硫塔205脱除掉大部分H2S的硫化气进入分离器206中分离掉液体后，再送至二号电除尘器207中进行除尘除焦油后，分析除尘除焦油后的硫化气中H2S的含量，此硫化气中H2S的含量降至120mg/Nm3即可通过第六管线8，并由加压系统加压到1.05MPa送入变换系统参与生产；除尘除焦油后的硫化气中H2S的含量在150mg/Nm3～25g/Nm3应进入第七管线31送回至煤气风机203入口进行循环脱硫，直至将H2S含量25g/Nm3的硫化气中的H2S脱硫至120mg/Nm3；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体。
实施例3，本实施例与实施例1和实施例2的工艺过程完全相同，所不同的是工艺参数不同，详细如下：
1）升温过程如下：
a)由水煤气柜241以4KPa的压力输送的水煤气1经水洗塔201除尘降温、一号电除尘器202除尘除焦油的水煤气3进入煤气风机203加压；
b）由煤气风机203加压到35KPa的加压水煤气4由第一管线75送到电加热器213中以30℃/h的升温速率对输入的加压水煤气4进行加热升温； 
c)电加热器输出的高温加压水煤气14进入一号变换炉214的上段，以一号变换炉214的催化剂床层的高点温度为基准，由常温升至120℃后恒温4小时之后再升温，温度升至210℃时恒温4小时，以保持催化剂床层各点的温度平衡；
d)从一号变换炉214上段出来的水煤气经第一出口16、一号增湿器215、第二入口17进入到一号变换炉214下段，在此进一步进行催化剂升温，再经第八管线35进入到二号变换炉217上段中，进行催化剂升温，由此出来的水煤气经第三出口22、三号增湿器218、第四入口23进入二号变换炉217下段，进行催化剂升温，之后经第四出口24、硫化换热器219、水加热器220、一号冷却器222、二号冷却器223降温至35℃以下，冷却至常温的水煤气中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器224分离掉液相滴珠后由第二管线30送入煤气风机203入口，升温水煤气循环使用；
e)升温期间每小时进行一次各点温度记录和氢含量及氧含量分析，一号变换炉214上段的第一入口15的氢气含量为42%，氧气含量小于0.5%；
2）硫化过程如下：
a) 水煤气柜241以4KPa的压力输送的水煤气1经过水洗塔201除尘降温、一号电除尘器202除尘除焦油、煤气风机203加压到35KPa并经电加热器213加热的高温加压水煤气14进入一号变换炉214上段的第一入口15；
b)一号变换炉214的催化剂床层各点温度达到210℃、且与电加热器213的出口温度的温度差为40℃时，开始配入液体CS2  41与高温加压水煤气14混合，液体CS2  41的加入量为50～120 l/h、压力为0.3MPa 、CS2馏出率为97.5%，高温加压水煤气14的流量为8000～10000m3/h、氢气含量为42%、氧气含量小于0.5%，液体CS2  41与高温加压水煤气14混合后进入一号变换炉214上段的第一入口15，液体CS2  气化的同时与氢气发生氢解反应，方程式为：CS2  + H2 → CH4 + H2S，进入变换炉催化剂床层与催化剂进行硫化反应，硫化气通过一号变换炉214上段的第一出口16、一号增湿器215和一号变换炉214下段的第二入口17进入一号变换炉214下段，再经一号变换炉214下段的第二出口18、二号变换炉217上段的第三入口21进入二号变换炉217上段，一号变换炉214和二号变换炉217的催化剂床层的温度以10℃/h的升温速率经过4小时升至250℃，随着温度由210℃逐渐升高， 一号变换炉214的上段下段和二号变换炉217的上段下段的催化剂均不同程度的发生硫化反应，催化剂逐渐被活化；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
c) 一号变换炉214的催化剂床层温度达到250℃后，控制一号变换炉214的催化剂床层的温度以15℃/h的升温速率经过3.5小时升至300℃，液体CS2  41的加入量为60～120 l/h、 压力为0.3MPa、CS2馏出率为97.5%，高温加压水煤气14的流量为8000～10000m3/h、氢气含量为42%、氧气含量小于0.5%，分析一号变换炉214的催化剂床层上段的第一出口16或下段的第二出口18的硫化气，硫化气的H2S含量稳定在3g/Nm3时， 一号变换炉214的催化剂床层即可进入强化期，二号变换炉217的催化剂床层保持硫化期或升温期；
d)强化期的催化剂床层温度达到300℃时，控制催化剂床层的温度以10℃/h的升温速率经过15小时升温至450℃，CS2加入量60～120 l/h、压力为0.3MPa、入口H2S含量在30g/Nm3，高温加压水煤气14的流量为10000～12000m3/h、氢气含量为42%、氧气含量小于0.5%；
e)每一催化剂床层温度升至450℃时，开始恒温36小时，控制液体CS241加入量60～120 l/h、压力为0.3MPa、入口H2S控制在30g/Nm3，高温加压水煤气14的流量为10000～12000m3/h、氢气含量为42%、氧气含量小于0.5%，分析出口硫化气的H2S含量连续出现含量一致且为30g/Nm3时，该催化剂床层强化期结束，切入后段催化剂床层进行硫化或强化，待后面催化剂床层强化完后一起降温；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
f)反应后的硫化气送入硫化换热器219，将温度降至250℃以下，再依次送至变换系统的水加热器220、一号冷却器222和二号冷却器223，逐步进行换热冷却至低于35℃常温，冷却至常温的硫化气中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器224分离掉液相滴珠后由第二管线30送回至煤气风机203入口，形成闭路循环；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
g)循环硫化过程中，由净化一期提供的压力为0.3MPa的新鲜氢气经第三管线36以1000Nm3/h补充至电加热器213入口，新鲜氢气中H2的含量为99.5%，随着新鲜氢气和CS2  的加入，多余的硫化气将被新鲜氢气和CS2 的反应生成物硫化氢、甲烷“挤”入水煤气柜241中被稀释；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
h)硫化阶段的液体CS2  41盛装于CS2存储装置225中，在线连续添加液体CS2  41时，以压力为0.8MPa的氮气37为动力源，将液体CS2  41从CS2存储装置225中压出、经流量计计量后送至电加热器213出口与高温加压的水煤气14混合；
3）降温、放硫同时脱硫过程如下：
a)强化期结束后，一号变换炉214上段的第一出口16、下段的第二出口18和二号变换炉217上段的第三出口22、下段的第四出口24的硫化气的H2S含量均达到30g/Nm3，即进入降温放硫、除硫阶段，此时停止向系统中添加液体CS241，同时关闭来自一期净化装置的第三管线36，停止新鲜氢气的输送，加压水煤气14继续输送，利用煤气风机的动力，逐渐降低电加热器功率，继续按硫化流程进行催化剂床层的降温操作，催化剂床层降温速率为10～20℃/h，使催化剂床层高点温度由450℃降至：一号变换炉214上段340～360℃、一号变换炉214下段280～300℃、二号变换炉217上段210～230℃、二号变换炉217下段200～220℃，硫化中产生的硫化气送入硫化换热器219，将温度降至250℃以下，再依次送至变换系统的水加热器220、一号冷却器222和二号冷却器223，逐步进行换热冷却至低于35℃的常温，冷却至常温的硫化气中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器224分离出液相滴珠之后再第二管线30送回至煤气风机203入口；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
b)硫化气进入煤气风机203，经煤气风机203加压至35KPa后进入冷却塔204冷却后通过脱硫塔205下部的第五入口5送至脱硫塔205；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
c) 经煤气风机203加压到压力为35KPa的硫化气在脱硫塔205中与贫液泵236输送的脱硫液64逆向接触进行脱硫反应，脱除掉大部分H2S的硫化气从脱硫塔205顶部的第五出口6出来进入分离器206中，脱硫液64的压力为0.7MPa，流量为920m3/h，总碱度为32g/L，反应方程式为：H2S + Na2CO3  = NaHS + NaHCO3；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
d)经脱硫塔205脱除掉大部分H2S的硫化气进入分离器206中分离掉液体后，再送至二号电除尘器207中进行除尘除焦油后，分析除尘除焦油后的硫化气中H2S的含量，此硫化气中H2S的含量降至150mg/Nm3即可通过第六管线8，并由加压系统加压到1.15MPa送入变换系统参与生产；除尘除焦油后的硫化气中H2S的含量在150mg/Nm3～30g/Nm3应进入第七管线31送回至煤气风机203入口进行循环脱硫，直至将H2S含量30g/Nm3的硫化气中的H2S脱硫至150mg/Nm3。所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体。
本发明的钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺能够应用于现有技术的钴钼系耐硫宽温变换催化剂循环硫化工艺的技术改造：
 1. 在煤气风机203出口和电加热器213之间设置作为闭路循环硫化主线的第一管线75；
2．在二号变换炉217和变换系统之间设置耐温硫化换热器219，将二号变换炉217的第四出口24的硫化气温度降至250℃以下，再利用水加热器220、一号冷却器222和二号冷却器223等换热设备将硫化气温度降至低于35℃的常温引至脱硫工序；
3．在变换系统后分离器224和煤气风机203入口之间设置输送水煤气和硫化气的第二管线30，作为闭路循环硫化的一条主线，将降至低于35℃常温的硫化气引至煤气风机203前，经煤气风机203加压后再送回变换系统；
4．在电加热器213入口和净化一期氢气管线之间设置输送新鲜氢气的第三管线36，作为补充氢解CS2所需要的氢气管路；
5．在二号电除尘器207出口和煤气风机203入口之间设置脱硫主线第七管线31，构成高硫气脱硫循环系统回路，作为闭路循环硫化降温、放硫阶段的高硫气体脱除H2S的主线，将硫化系统中残留20—30g/Nm3的高硫气体逐渐脱除掉；
6．在变换系统合适位置设计安装一套盛装液体CS2  41的CS2存储装置225，以中压氮气37为动力源，将液体CS2  41从CS2存储装置225中压出、经流量计计量后送至电加热器213出口，以实现在线连续补加CS2，不但操作方便，更重要的是避免了频繁倾倒桶装CS2，极易造成燃烧、爆炸的危险性，真正做到了危化品的安全操作与使用；
7.利用水煤气柜241作为循环硫化工艺气的缓冲和硫化尾气收集处理；
 8.利用其它装置回收处理尾气。 

Claims (7)

1.一种钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺，其特征是：它包括以下步骤：
1）升温过程如下：
a)由水煤气柜(241)以4KPa的压力输送的水煤气(1)进入水洗塔(201)，经水洗塔(201)除尘降温后的水煤气(2)进入一号电除尘器(202)中，经一号电除尘器(202)除尘除焦油的水煤气(3)进入煤气风机(203)加压；
b）由煤气风机(203)加压到30～35KPa后送出的加压水煤气(4)由第一管线(75)送到电加热器(213)中，电加热器(213)以20～30℃/h的升温速率对输入的加压水煤气(4)进行加热升温； 
c)电加热器输出的高温加压水煤气(14)进入一号变换炉(214)的上段，以一号变换炉(214)的催化剂床层的高点温度为基准，由常温升至120℃后恒温2～4小时以平衡催化剂床层各点的温度，恒温2～4小时后再升温，温度升至210℃时恒温2～4小时，以保持催化剂床层各点的温度平衡；
d)从一号变换炉(214)上段出来的水煤气经第一出口(16)、一号增湿器(215)、第二入口(17)进入到一号变换炉(214)下段，在此进一步进行催化剂升温，再经第八管线(35)进入到二号变换炉(217)上段进行催化剂升温，由此出来的水煤气经第三出口(22)、三号增湿器(218)、第四入口(23)进入二号变换炉(217)下段，进行催化剂升温，之后经第四出口(24)、硫化换热器(219)、水加热器(220)、一号冷却器(222)、二号冷却器(223)降温至35℃以下，冷却至常温的水煤气中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器(224)分离掉液相滴珠后由第二管线(30)送入煤气风机(203)入口，升温水煤气循环使用；
 e）升温期间每小时进行一次各点温度记录和氢含量及氧含量分析，变换炉(214)上段的第一入口(15)的氢气含量为25～42%，氧气含量小于0.5%，每30分钟排放一次冷凝液，需要排放冷凝液的设备包括一号变换炉(214)、二号变换炉(217)、一号增湿器(215)、二号增湿器(216)、三号增湿器(218)、硫化换热器(219)、水加热器(220)、一号冷却器(222)、二号冷却器(223)、变换系统后分离器(224)、煤气风机(203)；
2）硫化过程如下：
a) 水煤气柜(241)以4KPa的压力输送的水煤气(1)经过水洗塔(201)除尘降温、一号电除尘器(202)除尘除焦油、煤气风机(203)加压到30～35KPa及电加热器(213)加热的高温加压水煤气(14)进入一号变换炉(214)上段的第一入口(15)；
b)一号变换炉(214)的催化剂床层各点温度达到210℃、且与电加热器(213)的出口温度的温度差为20～40℃时，开始配入液体CS2  (41)与高温加压水煤气(14)混合，液体CS2  (41)的加入量为50～120 l/h、压力为0.2～0.3MPa 、CS2馏出率为96%～97.5%，高温加压水煤气(14)的流量为8000～10000m3/h、氢气含量为25～42%、氧气含量小于0.5%，液体CS2  (41)与高温加压水煤气(14)混合后进入一号变换炉(214)上段的第一入口(15)，液体CS2  气化的同时与氢气发生氢解反应，方程式为：CS2  + H2 → CH4 + H2S，进入变换炉催化剂床层与催化剂进行硫化反应，硫化气通过一号变换炉(214)上段的第一出口(16)、一号增湿器(215)和一号变换炉(214)下段的第二入口(17)进入一号变换炉(214)下段，再经一号变换炉(214)下段的第二出口(18)、二号变换炉(217)上段的第三入口(21)进入二号变换炉(217)上段，一号变换炉(214)和二号变换炉(217)的催化剂床层的温度以5～10℃/h的升温速率经过4～8小时升至250℃，随着温度由210℃逐渐升高， 一号变换炉(214)的上段下段和二号变换炉(217)的上段下段的催化剂均不同程度的发生硫化反应，催化剂逐渐被活化；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
c) 一号变换炉(214)的催化剂床层温度达到250℃后，控制一号变换炉(214)的催化剂床层的温度以10～15℃/h的升温速率经过2～5小时升至300℃，液体CS2  (41)的加入量为60～120 l/h、 压力为0.2～0.3MPa、CS2馏出率为96%～97.5%，高温加压水煤气(14)的流量为8000～10000m3/h、氢气含量为25～42%、氧气含量小于0.5%，分析一号变换炉(214)的催化剂床层上段的第一出口(16)或下段的第二出口(18)的硫化气，硫化气的H2S含量稳定在2～3g/Nm3时，即表明一号变换炉(214)的催化剂床层的上段或下段硫化已穿透，硫化期结束，一号变换炉(214)的催化剂床层即可进入强化期，二号变换炉(217)的催化剂床层保持硫化期或升温期；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
d) 每一催化剂床层的温度达到300℃即进入强化期，强化期的催化剂床层温度达到300℃时，控制催化剂床层的温度以10～15℃/h的升温速率经过7～15小时升温至400～450℃，液体CS2 (41)加入量60～120 l/h、压力为0.2～0.3MPa、入口H2S含量在15～20g/Nm3，高温加压水煤气(14)的流量为10000～12000m3/h、氢气含量为25～42%、氧气含量小于0.5%；
e)每一催化剂床层温度升至400～450℃时，开始恒温4～36小时，控制液体CS2(41)加入量60～120 l/h、压力为0.2～0.3MPa、入口H2S控制在20～30g/Nm3，高温加压水煤气(14)的流量为10000～12000m3/h、氢气含量为25～42%、氧气含量小于0.5%，分析出口硫化气的H2S含量连续出现含量一致且为20～30g/Nm3时，该催化剂床层强化期结束，切入后段催化剂床层进行硫化或强化，待后面催化剂床层强化完后一起降温；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
f)反应后的硫化气送入硫化换热器(219)，将温度降至250℃以下，再依次送至变换系统的水加热器(220)、一号冷却器(222)和二号冷却器(223)，逐步进行换热冷却至低于35℃的常温，冷却至常温的硫化气中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器(224)分离掉液相滴珠后由第二管线(30)送回至煤气风机(203)入口，形成闭路循环；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；   
 g)循环硫化过程中，由净化一期提供的压力为0.2～0.3MPa的新鲜氢气经第三管线(36)以300～2000Nm3/h补充至电加热器(213)入口，新鲜氢气中H2的含量为99.5～99.9%，随着新鲜氢气和CS2  的加入，闭路循环硫化系统积存的气体量逐渐增加，多余的硫化气将被新鲜氢气和CS2 的反应生成物硫化氢、甲烷挤入水煤气柜(241)中被稀释；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
h)硫化阶段的液体CS2  (41)盛装于CS2存储装置(225)中，在线连续添加液体CS2  (41)时，以压力为0.5～0.8MPa的氮气(37)为动力源，将液体CS2  (41)从CS2存储装置(225)中压出、经流量计计量后送至电加热器(213)出口与高温加压的水煤气(14)混合；
3）降温、放硫同时脱硫过程如下：
a)强化期结束后，一号变换炉(214)上段的第一出口(16)、下段的第二出口(18)和二号变换炉(217)上段的第三出口(22)、下段的第四出口(24)的硫化气中H2S含量均达到20～30g/Nm3，即进入降温、放硫、脱硫阶段，此时停止向系统中添加液体CS2(41)，同时关闭来自一期净化装置的第三管线(36)，停止新鲜氢气的输送，加压水煤气(14)继续输送，利用煤气风机的动力，逐渐降低电加热器功率，继续按硫化流程进行催化剂床层的降温操作，催化剂床层降温速率为10～20℃/h，使催化剂床层高点温度由400～450℃降至：一号变换炉(214)上段340～360℃、一号变换炉(214)下段280～300℃、二号变换炉(217)上段210～230℃、二号变换炉(217)下段200～220℃，硫化过程中产生的硫化气送入硫化换热器(219)，将温度降至250℃以下，再依次送至变换系统的水加热器(220)、一号冷却器(222)和二号冷却器(223)，逐步进行换热冷却至低于35℃的常温，冷却至常温的硫化气中夹带液相滴珠，经变换系统后分离器(224)分离出液相滴珠之后再经第二管线(30)送回至煤气风机(203)入口；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
b)硫化气进入煤气风机(203)，经煤气风机(203)加压至30～35KPa后进入冷却塔(204)冷却后通过脱硫塔(205)下部的第五入口5送至脱硫塔(205)；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
c) 经煤气风机(203)加压到压力为30～35KPa的硫化气在脱硫塔(205)中与贫液泵(236)输送的脱硫液(64)逆向接触进行脱硫反应，脱除掉大部分H2S的硫化气从脱硫塔(205)顶部的第五出口(6)出来进入分离器(206)中，脱硫液(64)的压力为0.5～0.7KPa，流量为550～920m3/h，总碱度为20～32g/L，反应方程式为：H2S + Na2CO3  = NaHS + NaHCO3；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体；
d)经脱硫塔(205)脱除掉大部分H2S的硫化气进入分离器(206)中分离掉液体，再送至二号电除尘器(207)中进行除尘除焦油后，分析除尘除焦油后的硫化气中H2S的含量，此硫化气中H2S的含量降至100～150mg/Nm3即可通过第六管线(8)，并由加压系统加压到0.7～1.15MPa送入变换系统参与生产；除尘除焦油后的硫化气中H2S的含量在150mg/Nm3～60g/Nm3应进入第七管线(31)送回至煤气风机(203)入口进行循环脱硫，直至将H2S含量20～30g/Nm3的硫化气的H2S脱硫至100～150mg/Nm3；所述硫化气为含有H2S和H2的混合硫化气体。
2.如权利要求1所述的钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺，其特征是：在煤气风机(203)出口和电加热器(213)之间设置作为闭路循环硫化主线的第一管线(75)。
3.如权利要求1所述的钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺，其特征是：在二号变换炉(217)和变换系统之间设置耐温硫化换热器(219)。
4. 如权利要求1所述的钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺，其特征是：在变换系统后分离器(224)和煤气风机(203)入口之间设置输送水煤气和硫化气的第二管线(30)。
5.如权利要求1所述的钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺，其特征是：在电加热器(213)入口和净化一期之间设置输送新鲜氢气的第三管线(36)。
6.如权利要求1所述的钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺，其特征是：在二号电除尘器(207)出口和煤气风机(203)入口之间设置作为脱硫主线的第七管线(31)。
7.   如权利要求1所述的钴钼系耐硫宽温变换催化剂闭路循环硫化工艺，其特征是：在变
换系统合适位置安装一套盛装液体CS2  41的CS2存储装置(225)。
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