CN111876205B - 一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺 - Google Patents

一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺 Download PDF

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Abstract

本发明公开了一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺。采用催化剂与器外预硫化催化剂间装来解决器外预硫化催化剂活化时集中放热和放硫以及避免催化剂硫化之前被还原的问题。间装总层数为5~15的奇数，按最上层和最下层均为催化剂的方式间装，硫化初期，第一层催化剂由***供硫供热，其余的奇数层催化剂分别由上一层器外预硫化催化剂供硫供热；硫化废气进入升温炉燃烧，烟气由干法烟气脱硫装置将SO2脱除至30mg/m3以下并经脱白处理后排放。该硫化工艺流程简单，没有动力、换热、冷凝和气液分离等设备的污染和腐蚀，硫化剂用量少，硫化时间短，硫化效果好。整个硫化和硫化废气处理排放工艺投资成本低，烟气脱硫后的固废可循环利用，绿色经济。

Description

一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺
技术领域
本发明涉及一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺，属于煤化工领域。
背景技术
我国是焦炭生产大国,副产大量的焦炉煤气。焦炉煤气生产甲醇/LNG有良好的应用前景。甲醇和LNG生产中要用到甲醇合成催化剂和甲烷化催化剂，其活性成分分别为Cu和Ni，极易与硫化物反应而永久失活。因此，脱去焦炉煤气中的各种硫化物有着重要的意义。
焦炉煤气中硫的含量与装煤料的全硫量有关，一般是干煤含全硫0.5~1.2%(重量)，其中，20~45%转到焦炉煤气中，而硫化氢占总硫含量的95%以上。除硫化氢外，焦炉煤气中还含有羰基硫、二硫化碳、噻吩、硫醇、硫醚等多种硫化物。焦炉气的脱硫工艺一般是先粗脱后精脱，所谓粗脱是通过湿法和活性炭法脱除硫化氢，精脱硫则采用“预加氢→一级加氢→中温脱硫→二级加氢→氧化锌脱硫”工艺，将粗脱气中的总硫脱除至低于100ppb，以保护上述的铜镍催化剂。气体加氢催化剂活性组分通常有MoO3、CoO、NiO、Fe2O3等，只有硫化态才具有较高的催化活性，因此催化剂在使用前要进行硫化处理。目前，气体加氢催化剂的硫化技术大多源于较早的耐硫变换催化剂的硫化操作，普遍采用器内干法硫化的方法进行硫化，其主要反应为：
MoO3+2H2S+H2=MoS2+3H2O
9CoO+8H2S+H2=Co9S8+9H2O
3NiO+2H2S+H2=Ni3S2+3H2O
Fe2O3+3H2S= Fe2S3+3H2O
气体加氢催化剂在硫化时必须避免催化剂硫化之前被还原，否则会降低催化剂的转化活性。
申请号CN201510948528.6公开了一种固定床加氢催化剂的硫化方法。加氢反应器内多个催化剂床层均设有冷氢箱，通过调整各催化剂床层冷氢管线的控制阀门，控制循环氢携带硫化剂由上至下逐步对催化剂床层进行硫化，来避免常规硫化中反应器后部催化剂床层易被氢气还原影响活性的问题。该工艺中设有多个冷氢箱，阀门管线较多，不仅需要额外的投资，而且带来管线吹扫、气体置换、检漏、阀门的切换频繁等实操的不便，不利用于实际应用。
气体加氢催化剂硫化的过程中会带来硫化废气处理排放问题。硫化废气直接放空排放，不仅严重污染环境，而且硫化后期高温、高流量、高H2S含量的硫化气还会使放空着火，产生安全隐患，往往还会中断硫化过程，使硫化不充分，降低催化剂的使用活性，缩短使用周期。
申请号CN201310736067.7公开了一种闭路循环硫化工艺，反应后的硫化气送入硫化换热器，将温度降至250℃以下，再依次送至变换***的水加热器、一号冷却器和二号冷却器，逐步进行换热冷却至低于35℃的常温，经分离器分离掉液相滴珠后送回至煤气风机，形成闭路循环；硫化结束后，硫化气先由煤气风机加压，后进入冷却塔，再由脱硫塔下部进入脱硫塔，与脱硫贫液逆向接触进行脱硫反应，之后气液分离器除液，再除尘除焦油，若H2S含量降至100~150mg/m3，即加压进入***参入生产。
申请号CN201310736067.7公开了一种循环硫化工艺。硫化反应后的硫化气与补充的新鲜气混合后送入水冷器降温至30~45℃，经分水器分离凝液，再进入甲醇洗中进行酸性气体分离，分离的闪蒸气进入硫化氢回收塔进行H2S回收，其它气体进入深冷分离器进一步分离掉氢气后送去火炬燃烧。硫化时，回收的H2S与深冷分离出的氢气一起进入硫化***循环；硫化结束后，回收的H2S进入硫回收装置，生成硫磺。
申请号CN201610114513.4公开一种硫磺回收加氢催化剂无排放预硫化工艺。预硫化残余气回收热量后进入急冷塔冷却，经循环罐分液后进入循环风机升压，进入硫化***循环使用；部分冷后预硫化残余气泄放至吸收塔，胺液吸收后经焚烧后排放。
气体加氢催化剂循环硫化过程中循环气中H2S在硫化期会富集导致浓度越来越高，可达10~40g/m3，一旦超温，即便停止注硫也难以使床层温度下降。另外，高含量的H2S会给循环必须的动力、换热、冷凝和气液分离等设备和较长的管线较多的阀门带来严重的污染和腐蚀；上述硫化工艺废气的脱硫处理都是脱除富集后高浓度的H2S，设备投资大，运行成本高，后处理麻烦。
发明内容
针对现有技术存在的不足，本发明提供一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺，采用催化剂与器外预硫化催化剂间装来解决器外预硫化催化剂活化时集中放热和放硫以及避免催化剂硫化之前被还原的问题；硫化过程中含H2S废气进入升温炉燃烧，热量用以加热，烟气由干法烟气脱硫装置将SO2脱除至30mg/m3以下并经脱白处理后排放。
本发明通过以下技术方案实现：
（1）采用催化剂与器外预硫化催化剂间装。间装总层数为5~15的奇数，按最上层和最下层均为催化剂的方式间装，即由上而下，奇数层装填催化剂，偶数层装填器外预硫化催化剂。催化剂与器外预硫化催化剂装填的体积比为8:7~3:2。器外预硫化催化剂可以是干法或湿法器外预硫化法制得，硫化度为40%~70%。
（2）硫化工艺。先由氮气经升温炉将床层温度升至200℃，然后切换焦炉气，并配入硫化剂CS2或二甲基二硫，硫化初期，第一层催化剂由***供硫供热，其余的奇数层催化剂分别由上一层器外预硫化催化剂供硫供热；硫化和强化期，通过升温炉提温和加快注硫速度，让整个床层硫化充分完全。具体步骤如下：
（a）利用升温炉加热氮气对催化剂进行升温。升温速率20~30℃/h，控制床层各点温度不超过200℃，压力控制在0.1~0.2MPa；当床层上部温度升至200℃，最底端温度150~200℃时可切换为焦炉气，并向***添加二硫化碳或二甲基二硫，硫化剂的流量为30~100L/h，硫化空速100~300h-1，压力0.2~0.6MPa，每小时分析加氢槽出口气H2S浓度一次，当出口H2S含量>0.5g/Nm3，进行下一步操作。
(b) 提升温炉的出口温度，升温速率20~30℃/h，控制床层各点温度不超过240℃，当床层上部温度升至240℃，稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为100~150L/h，硫化空速100~300h-1，压力0.2~0.6MPa，当出口H2S含量>3.0g/Nm3，每半小时分析一次加氢槽出口气H2S浓度，并进行下一步操作。
（c）提升温炉的出口温度，升温速率20~30℃/h，控制床层各点温度不超过350℃，当床层上部温度升至350℃，稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为150~200L/h，硫化空速100~300h-1，压力0.2~0.6MPa，当出口H2S含量>6.0g/Nm3，进行下一步操作。
(d) 稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为200~250L/h，硫化空速300~500h-1，压力0.6~1.5MPa，控制床层温度为350~420℃，当出口H2S含量>10.0g/Nm3，进行下一步操作。
（e）停止注硫，***压力降为0.1Mpa~0.2MPa，通过升温炉控制床层温度350~420℃，空速300~500h-1，当出口H2S含量≤0.5g/Nm3，视为整个硫化过程完毕。
（3）废气处理和排放工艺。含H2S的硫化废气的处理，采取先燃烧，后脱除烟气中的SO2的方式。一般说来，燃烧1m3焦炉气，可产生6~15m3烟气，相当于稀释了硫含量，即便硫化废气中H2S含量>10.0g/Nm3，烟气中SO2也低于3.5 g/Nm3。采用一种活性组分为纳米Ca(OH)2的干法烟气脱除剂，硫容高，强度好，可将烟气中小于4.0g/Nm3的SO2脱除至30mg/m3以下。具体的废气处理和排放工艺如下。
升温阶段用氮气经升温炉加热后，进入加氢反应器，给催化剂床层升温，然后，直接经K2支路放空。切换焦炉气后，出加氢转化器的硫化气经K1支路与燃料焦炉气混合后充当升温炉的燃料，烟气中SO2如若低于30mg/m3，则直接放空，如不合格，则经K3支路由下端进入烟气净化塔，分别进行脱硫脱白处理后从上端放空。
所述的烟气净化塔上层装填烟气脱白剂，下层装填干法烟气脱硫剂。
所述的烟气脱白剂活性组分为Si/C，能有效吸收和破坏5um以下超细烟尘颗粒、液滴，处理后排放的烟气没有白烟。
所述的干法烟气脱硫剂，活性组分为纳米Ca(OH)2，在200~1000h-1、温度200~350℃条件下，可将烟气中小于4.0g/Nm3的SO2脱除至30mg/m3以下，硫容＞30%，强度≥250N/cm。干法脱硫剂床层上部有两个进料口，可以间歇加入脱硫剂，失活的脱硫剂从塔底出料口流出。废剂粉碎后作为干法烟气脱硫的粘接剂循环使用。
本发明的有益效果：
⑴利用器外预硫化催化剂活化时集中放热和放硫来解决催化剂硫化之前被还原的问题。常规的气体加氢催化剂硫化操作，硫化仅从床层上端开始，逐层向下，到达底部需要一段时间，催化剂装填量越大、硫化空速越低、注硫量越小，硫穿透床层的时间越长。未被硫穿透的下层催化剂的氧化态活性组分，可能被焦炉气中的H2、CO还原，温度越高，还原越容易。硫化是强放热反应，上层催化剂的硫化带来的温升往往会让下层催化剂还原，还原后的催化剂就难以硫化充分，影响加氢活性。本发明硫化初期，只有第一层催化剂由***供硫供热，其余的奇数层催化剂则利用预硫化催化剂活化时集中放热和放硫，分别由上一层器外预硫化催化剂供硫供热，相当于所有的奇数层催化剂同时开始硫化，从而有效地避免催化剂硫化之前被还原的问题。
⑵解决了气体器外预硫化催化剂应用难题。气体器外预硫化催化剂工业应用极少，一个重要的原因就是，无论采取何种器外预硫化方法，制得的器外预硫化催化剂，使用时都会有一个集中放硫和集中放热过程，开工操作难以控制可能的床层飞温，也带来含硫废气处理排放问题。另外，器外预硫化催化剂为了贮存和运输安全，都会钝化处理，直接投入***使用，活性也受影响。本发明采取器外预硫化催化剂与催化剂间装，每层体积约3m3，有效地避免了集中放热导致床层飞温。器外预硫化催化剂的硫化度为40%~70%，即能保证硫化前期的放硫供硫，又能利用硫化气进行深度硫化和强化，提高加氢活性。
⑶硫化剂用量少，硫化时间短，硫化效果好。加氢转化器中，采用催化剂与器外预硫化催化剂间装，催化剂与器外预硫化催化剂装填的体积比为8:7~3:2，由于充分利用了预硫化催化剂所放的硫对下层催化剂硫化，注入***内硫化剂的利用效率高，能比常规硫化所需硫化剂的用量少去一半以上。常规硫化仅仅集中在上部开始，容易局部过热而导致飞温，不得不减慢注硫速度甚至停止注硫，防止温度暴涨烧结催化剂。待催化剂床层温度可控，又渐次恢复注硫量。本发明的硫化工艺，多层催化剂床层几乎同时开始硫化，热量较分散，整个床层尤其是顶层与底层催化剂在硫化过程中硫含量差值小，不象常规硫化，顶层已到了强化期，可能底层才刚进入硫化期，因此，本硫化工艺能够象湿法硫化一样按部就班地注硫，注硫效率高，缩短了硫化时间。同时，由于整个催化剂床层硫化期基本同步，所以硫化充分，硫化度高。
⑷含H2S的硫化废气采取燃烧后烟气脱硫，工艺简单高效。现有处理硫化废气工艺，都是针对高含量H2S的直接脱除，大多是湿法脱除和低温甲醇洗脱除，前者脱除效果不好，还会带来脱硫废液后处理问题；后者设备投资、装置规模大，不适合一般的焦炉气制甲醇/LNG项目。本工艺采取先燃烧，后脱除烟气中的SO2的方式。一般说来，燃烧1m3焦炉气，可产生6~15m3烟气，相当于稀释了硫含量，再加上燃料焦炉气的混合也会降低硫含量，因此即便硫化废气中H2S含量>10.0g/Nm3，烟气中SO2一般也在3.5g/Nm3以下，采取干法烟气脱硫，烟气下进上出，脱硫塔下层的脱硫剂吸硫失活后，可从塔底流出，由上端间歇加入新鲜脱硫剂，实现不停工更换。
⑸尽量少的污染和腐蚀，运行成本低。在硫化的过程中，焦炉气的成分会发生变化，消耗氢气，生成水，硫化剂氢解也会生成甲烷进入硫化气中，循环利用的价值不高。循环必须动力、换热、冷凝和气液分离等设备和较长的管线较多的阀门，而且循环硫化过程中H2S在硫化期会富集导致在硫化气中的浓度越来越高，可达10~40g/m3，高含量的H2S会给上述的管件和设备带来严重的污染和腐蚀；本工艺的原则是稀释降低硫含量，并让含硫气体经过尽量少的设备、阀门和管线，废气处理和排放工艺没有动力、换热、冷凝和气液分离等设备，管线短、阀门少，运行成本低。
⑹绿色经济。硫化废气进入升温炉燃烧，热量用以加热，烟气由干法烟气脱硫装置将SO2脱除至30mg/m3以下并经脱白处理后排放，无污染且不生成白烟。整个硫化和硫化废气处理排放工艺投资成本低，烟气脱硫后的固废可循环利用。
附图说明
图1为气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺流程图。
图中1为加氢转化器，2为脱硫升温炉，3为烟气净化塔，K1~K3为阀门。
实施例
下面结合附图和具体实施例对本发明作进一步的详细说明，但所提供的方式仅作为示例而不应该被理解为限制本发明的范围。
实施例1
新疆某焦炉气制合成天然气工厂硫化50 m3一级加氢。催化剂与器外预硫化催化剂装填体积比为8:7，分别为26.7 m3和23.3 m3，间装总层数为15层，每层装填3.3 m3。器外预硫化催化剂为干法制得，硫化度为70%。硫化剂为CS2，备2.02吨。更换烟气脱硫剂7.31 m3，烟气脱硫剂硫容31%。排放烟气中SO2低于30mg/m3，没有白烟生成。具体硫化过程如下：
（1）利用升温炉加热氮气对催化剂进行升温，升温速率20℃/h，控制床层各点温度不超过200℃，压力控制在0.1MPa，升温9h床层上部温度升至200℃，最底端温度150℃，切换为焦炉气，并向***添加CS2，流量为30L/h，硫化空速100h-1，压力0.2MPa，每小时分析加氢槽出口气H2S浓度一次，4h后出口H2S含量>0.5g/Nm3，进行下一步操作；
(2) 提升温炉的出口温度，升温速率20℃/h，控制床层各点温度不超过240℃，2h后床层上部温度升至240℃，稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为100L/h，硫化空速100h-1，压力0.2MPa，4h出口H2S含量>3.0g/Nm3，每半小时分析一次加氢槽出口气H2S浓度，并进行下一步操作；
（3）提升温炉的出口温度，升温速率20℃/h，控制床层各点温度不超过350℃，4.5h后床层上部温度升至350℃，稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为150L/h，硫化空速100h-1，压力0.2MPa，5h后出口H2S含量>6.0g/Nm3，进行下一步操作；
(4) 稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为200L/h，硫化空速300h-1，压力0.6MPa，控制床层温度为350℃，3h后出口H2S含量>10.0g/Nm3，进行下一步操作；
（5）停止注硫，***压力降为0.1Mpa，通过升温炉控制床层温度350℃，空速300h-1，3.5h出口H2S含量≤0.5g/Nm3，视为整个硫化过程完毕。
实施例2
陕西某焦炉气制甲醇工厂硫化18.7 m3预加氢。催化剂与器外预硫化催化剂装填体积比为3:2，分别为11.2 m3和7.5 m3，间装总层数为5层，每层装填3.7m3。器外预硫化催化剂为湿法制得，硫化度为40%。硫化剂为二甲基二硫，备0.94吨。更换烟气脱硫剂2.85 m3，烟气脱硫剂硫容30%。排放烟气中SO2低于30mg/m3，没有白烟生成。具体硫化过程如下：
（1）利用升温炉加热氮气对催化剂进行升温，升温速率30℃/h，控制床层各点温度不超过200℃，压力控制在0.2MPa；6h后床层上部温度升至200℃，最底端温度200℃，切换为焦炉气，并向***添加二甲基二硫，流量为100L/h，硫化空速300h-1，压力0.6MPa，每小时分析加氢槽出口气H2S浓度一次，1h后出口H2S含量>0.5g/Nm3，每半小时分析一次加氢槽出口气H2S浓度，并进行下一步操作；
(2) 提升温炉的出口温度，升温速率30℃/h，控制床层各点温度不超过240℃，1.2h后床层上部温度升至240℃，稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为150L/h，硫化空速300h-1，压力0.6MPa，1.5h后出口H2S含量>3.0g/Nm3，进行下一步操作；
（3）提升温炉的出口温度，升温速率30℃/h，控制床层各点温度不超过350℃，3.2h后床层上部温度升至350℃，稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为200L/h，硫化空速300h-1，压力0.6MPa，1h后出口H2S含量>6.0g/Nm3，进行下一步操作；
(4) 稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为250L/h，硫化空速500h-1，压力1.5MPa，控制床层温度为420℃，0.5h后出口H2S含量>10.0g/Nm3，进行下一步操作；
（5）停止注硫，***压力降为0.1Mpa，通过升温炉控制床层温度420℃，空速500h-1，2h后出口H2S含量≤0.5g/Nm3，视为整个硫化过程完毕。
实施例3
河北某焦炉气制合成天然气工厂硫化29 m3一级加氢。催化剂与器外预硫化催化剂装填体积比为5:4，分别为16.1 m3和12.9 m3，间装总层数为9层，每层装填3.2m3。器外预硫化催化剂为干法制得，硫化度为55%。硫化剂为CS2，备1.31吨。更换烟气脱硫剂4.74 m3，烟气脱硫剂硫容32%。排放烟气中SO2低于30mg/m3，没有白烟生成。具体硫化过程如下：
（1）利用升温炉加热氮气对催化剂进行升温，升温速率25℃/h，控制床层各点温度不超过200℃，压力控制在0.15MPa；7.2h后床层上部温度升至200℃，最底端温度180℃，切换为焦炉气，并向***添加二硫化碳，流量为70L/h，硫化空速200h-1，压力0.4MPa，每小时分析加氢槽出口气H2S浓度一次，2h后出口H2S含量>0.5g/Nm3，进行下一步操作；
(2) 提升温炉的出口温度，升温速率25℃/h，控制床层各点温度不超过240℃，1.6h后床层上部温度升至240℃，稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为125L/h，硫化空速200h-1，压力0.4MPa，2h后出口H2S含量>3.0g/Nm3，每半小时分析一次加氢槽出口气H2S浓度，并进行下一步操作；
（3）提升温炉的出口温度，升温速率25℃/h，控制床层各点温度不超过350℃，3.6h后床层上部温度升至350℃，稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为180L/h，硫化空速250h-1，压力0.4MPa，2.5h当出口H2S含量>6.0g/Nm3，进行下一步操作；
(4) 稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为225L/h，硫化空速400h-1，压力1.0MPa，控制床层温度为400℃，1.5h后出口H2S含量>10.0g/Nm3，进行下一步操作；
（5）停止注硫，***压力降为0.15MPa，通过升温炉控制床层温度400℃，空速400h-1，1.5h后出口H2S含量≤0.5g/Nm3，视为整个硫化过程完毕。

Claims (9)

1.一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺，其特征在于，所述的工艺包括如下步骤：
⑴加氢转化器由上而下，采用催化剂和器外预硫化催化剂间装，其中，奇数层装填催化剂，偶数层装填器外预硫化催化剂；
⑵先由氮气经升温炉将床层温度升至200℃，然后切换焦炉气，并配入硫化剂，硫化初期，第一层催化剂由***供硫供热，其余的奇数层催化剂分别由上一层器外预硫化催化剂供硫供热；硫化和强化期，通过升温炉提温和加快注硫速度，让整个床层硫化充分完全，所述的硫化剂为二硫化碳或二甲基二硫；
⑶含H2S的硫化废气与燃料焦炉气混合后充当升温炉的燃料，烟气中SO2如若低于30mg/m3，则直接放空，如不合格，则进入烟气净化塔，分别进行脱硫脱白处理后放空。
2.如权利要求1所述的一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺，其特征在于，步骤⑴中所述的间装总层数为5~15的奇数。
3.如权利要求1所述的一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺，其特征在于，步骤⑴中所述的器外预硫化催化剂为湿法或干法制得，硫化度为40~70%。
4.如权利要求1所述的一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺，其特征在于，步骤⑴中所述的催化剂与器外预硫化催化剂装填的体积比为8:7~3:2。
5.如权利要求1所述的一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺，其特征在于，步骤⑵所述的硫化包括以下步骤：
（a）利用升温炉加热氮气对催化剂进行升温，升温速率20~30℃/h，控制床层各点温度低于200℃，压力控制在0.1~0.2MPa；当床层上部温度升至200℃，最底端温度150~200℃时可切换为焦炉气，并向***添加硫化剂，流量为30~100L/h，硫化空速100~300h-1，压力0.2~0.6MPa，每小时分析加氢槽出口气H2S浓度一次，当出口H2S含量>0.5g/Nm3，进行下一步操作；
(b) 提升温炉的出口温度，升温速率20~30℃/h，控制床层各点温度不超过240℃，当床层上部温度升至240℃，稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为100~150L/h，硫化空速100~300h-1，压力0.2~0.6MPa，当出口H2S含量>3.0g/Nm3，每半小时分析一次加氢槽出口气H2S浓度，并进行下一步操作；
（c）提升温炉的出口温度，升温速率20~30℃/h，控制床层各点温度不超过350℃，当床层上部温度升至350℃，稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为150~200L/h，硫化空速100~300h-1，压力0.2~0.6MPa，当出口H2S含量>6.0g/Nm3，进行下一步操作；
(d) 稳定升温炉出口温度，硫化剂的流量调整为200~250L/h，硫化空速300~500h-1，压力0.6~1.5MPa，控制床层温度为350~420℃，当出口H2S含量>10.0g/Nm3，进行下一步操作；
（e）停止注硫，***压力降为0.1Mpa~0.2MPa，通过升温炉控制床层温度350~420℃，空速300~500h-1，当出口H2S含量≤0.5g/Nm3，视为整个硫化过程完毕。
6.如权利要求1所述的一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺，其特征在于，步骤⑶所述烟气净化塔上层装填烟气脱白剂，下层装填干法烟气脱硫剂，气体下进上出。
7.如权利要求1所述的一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺，其特征在于，步骤⑶所述烟气净化塔上层装填的烟气脱白剂活性组分为Si/C，能有效吸收和破坏5um以下超细烟尘颗粒、液滴，处理后排放的烟气没有白烟。
8.如权利要求1所述的一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺，其特征在于，步骤⑶所述烟气净化塔中干法脱硫剂床层上部有两个进料口，可以间歇加入脱硫剂，失活的脱硫剂从塔底出料口流出。
9.如权利要求1所述的一种气体加氢催化剂硫化和硫化废气处理排放工艺，其特征在于，步骤⑶所述烟气净化塔下层的干法脱硫剂，活性组分为纳米Ca(OH)2，硫容＞30%，失活的脱硫剂粉碎后作为干法烟气脱硫的粘接剂循环使用。
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Denomination of invention: A gas hydrogenation catalyst sulfuration and sulfuration waste gas treatment and emission process

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Pledgee: Bank of China Limited Wuhan Donghu New Technology Development Zone Branch

Pledgor: Wuhan Kelin Chemical Industry Group Co.,Ltd.

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