一氧化碳低温变换工艺及应用.docx

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一氧化碳低温变换工艺及应用

一氧化碳低温变换工艺及应用

陈劲松（湖北省化学研究所，湖北武汉430074）

1前言

众所周知，一氧化碳变换反应是放热反应，反应温度愈低愈利于反应进行，也就愈利于节汽、节能、提高设备能力。

因此降低催化剂的活性温度成为变换催化剂科技工作者的奋斗目标。

自1912年Fe—Cr变换催化剂问世以来，催化剂的性能日益完善，低温活性也愈来愈好，随之而来的变换工艺也取得了长足的进步，特别是Co—Mo耐硫变换催化剂的开发成功给变换工艺带来了一场革命，利用该催化剂我国80年代成功开发了部分低温变换工艺即中变串低变工艺，取得明显的经济效益。

在此基础上又继续开发了中变串双低变（中低低），中变串三低变（中低低低）工艺和全部使用Co—Mo系变换催化剂的全低变工艺，显然，从中变一中串低一中低低一中低低低一全低变，其节能效果也越来越好。

2Co—Mo耐硫变换催化剂的性能

钴钼系变换催化剂是当今耐硫变换催化剂的主体，萝：

组分为1％～5％CoO，8％～15％MoO。

／7／A1。

0。

。

常见的工业产品有美国UCI公司的C25—2-02；丹麦Tops忙公司的SSK；德国BASF公司的K8—1l等，我国也有近20家催化剂厂生产，国家牌号只有三个，即上海化工研究院的B301，湖北省化学研究所的B302Q、B303Q。

2．1催化剂的制备及硫化Co—Mo系耐硫宽温变换催化剂的制备已有很多专利文献报道，一般都用硝酸钴、钼酸铵的氨溶液浸渍活性氧化铝而成，这种类型的催化剂的组分大体相同，其活性高低、抗低硫性、抗毒性取决于表面活性中心结构，即与其制备工艺和硫化方法密切相关。

催化剂以盐类或氧化物形态提供，在使用时要用硫化氢或CS：

进行活化即硫化。

将其转化为硫化物才具有活性，这一过程称为硫化，其主要反

·】84·

应为：

CoO+H2S=CoS+H20△Ho一一13．6kJ／tool

M003+2H2S十H2一MoS2+3Hz0△H。

=一48．1kJ／mol我们对这类催化剂的硫化方法及硫化剂进行了研究，常用的硫化剂有：

（1）二硫化碳硫化，向系统添an--硫化碳；

（2）采用高硫煤或人造高硫煤造气以提高煤气中的硫化氢含量；（3）固体硫化剂（我所发明专利）硫化，固体硫化剂在煤气的作用下产生硫化氢。

固体硫化剂硫化的催化剂不仅可以根除CS。

存在的一系列问题，而且用它硫化的催化剂变换活性和抗毒性要比用CS2好。

使用最多的硫化剂为二硫化碳，通常采取向系统内连续添加CS。

的方法，并在一定温度下（～200。

C）发生氢解作用生成H：

S：

CS2十4H2=2H：

S十CH4△Ho一一240kJ／mol硫化工艺流程：

有放空硫化法与循环硫化法两种。

放空硫化法设备简单、污染大；循环硫化法效果好、污染少，但要装循环管线。

2．2Co—Mo耐硫变换催化剂的主要特点这种催化剂与Fe—Cr系和Cu—Zn系变换催化剂比较而言，具有以下特点。

（1）具有较宽的活性温区。

一般为160～500℃，B303Q催化剂甚至在120℃就有变换活性，因此该催化剂也被称为宽温变换催化剂。

但作为宽温变换催化剂使用是有条件的，需要一定含量的硫化氢，操作温度愈高，汽气比愈大，要求最低的硫化氢含量也相应提高。

（2）有良好的耐硫性能。

因Co—Mo系催化剂的活性组分是硫化物，故每立方米可耐高硫几十克，这是铁铬系和铜锌系变换催化剂所无法比拟的。

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（3）强度高。

这类催化剂一般用活性氧化铝浸渍制备，内部无死孔，无压差，不易粉化，经硫化

后强度提高50％。

（4）寿命长。

这种催化剂可使用5年左右，也

有应用10年以上的例子。

3中串低或中低低工艺

3．1流程设置原理由于一氧化碳变换反应是放热反应，显然低温有利于反应的进行和节能降耗，催化剂的终态温度又是反应的关键因素和设计的重要技术指

标。

当变换气中CO含量为3％时，终态温度与蒸

汽用量的关系见表1。

表1变换气中CO为3％时不同温度下蒸汽用量

显然，变换反应出口温度愈低，对平衡愈有利，蒸汽用量也愈低。

传统的变换流程为中温变换工艺，在流程设置上一般是一个变换炉，炉内装填Fe—Cr铬系催化剂，分两段或三段，半水煤气从上到下依次通过各段催化剂后即完成变换过程，变

换炉入口温度一般控制在300～340℃，出口在0～4206C左右。

由于催化剂的终态温度较高，蒸汽消耗也就很大。

为此利用Co—Mo系催化剂的低温活性好的性能开发了部分低温变换工艺，即在原

中变降温后串上Co—Mo催化剂的中串低工艺，根据催化剂的低温性能，低变炉（段）入口气体温度

一般可控制在180～230℃左右，出口在210～260℃。

这样由于催化剂的终态温度降低，可以减少蒸汽添加量，达到节能效果。

低变后气体中一氧化碳含量比传统的中变工艺可降低3个百分点左右，从而减轻了后工段（如铜洗）净化负荷。

另外，由于变换率的提高，合成氨的产量可相对增加。

显然Co—Mo催化剂的低温性能愈好，进口温度愈低，其节能效果也愈好，根据实际工况大体有下列两种类型。

3．1．1中串低

串一个低变炉（段>也称中串低。

在原中变炉

的后面串上一个低变炉，中变炉有冷激可直接串在主热交换器后，中变炉为中间换热则在主热交后配置一个调温水加热器，再串上低变炉，该法处理简单，可随时进行，将低变炉、调温水加配置好，并人系统即可。

该流程也称为炉外串低变。

另一种中串低是将中变炉的第三段作低变段用，将主热交位置从三段移至二段出口，一、二段为水冷激则热交出口直接进三段（低变段），否则要增设一个调温水加。

该法省去一个低变炉，投资省，但改造费时，需要在大修时进行。

由于中变催化剂的空速较大，要注意对中变催化剂的维护，该

流程也称为炉内串低变。

3．1．2中低低串二个低变也称为中低低，该法就上述中串低的流程上再串一个低变炉（段），二个低变炉弩（段）之间要有降温，用水冷激或水加热器琦可，由于反应终态温度比中串低降低30℃左右，所以其节能效果要好一些。

当然也有串三个低变炉（段），称为中低低低工艺，方法原理类似。

与中串低相比中低低流程由于中变催化剂减少，一旦中变漏氧或热交或水加泄漏，第一低变极易中毒，因此要求催化剂有较强的抗毒性能，否则严重影响使用效果。

同时由于反应的汽气比降低，第二低变反应温度也较低，因此对催化剂特别对第二低变催化剂的活性要求更高。

3．2催化剂的失活3．2．1催化剂反硫化由于以煤为原料的一氧化碳变换工艺中气体中的总硫（有机硫加无机硫）含量都在80mg／m3以上，目前钴钼系耐硫变换催化剂大部分都使用在中串低（包括中低低，下同）的工艺上，操作温度较低，一般不会发生反硫化。

全低变流程根据工艺特点要求变换气的总S（有机硫加无机硫）最低含量在100～200mg／m3，这与大多数的中串低流程相当，符合这一点也是不会反硫化的。

造成反硫化失活的主要原因是操作方面的。

（1）生产过程中如遇上突然减量，未及时减小或切断蒸汽供给，在短期内使汽气比过大引起反硫化。

（2）临时停车，未先关闭蒸汽阀，或未卸掉汽包压力使汽气比剧增（～o。

）引起反硫化。

（3）对工况中不正常情况采用添加过量蒸汽的办法进行处理。

如氧跑高用蒸汽压温；中变炉变

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换气走短路、热水泵抽空、煤气走饱和塔短路等，使一氧化碳跑高而用蒸汽保微量。

（4）进行维修时不经降温就用蒸汽置换低变炉（段）。

3．2．2变换操作不当

（1）由于催化剂含有较多的可溶性组分，遇水后溶解，干燥后粘连结块，如停车后再使用低变，未用电炉将床层温度（包括进口温度）提高至露点以上，以至进入的变换气中的水汽冷凝造成催化

剂粘连结块，影响活性。

（2）并入系统前未排尽炉前冷凝水，将水带入低变炉（段），造成催化剂粘连。

（3）热水塔倒水人低变炉（段），造成催化剂床层结块偏流。

（4）长期停车前未用于煤气置换以至水汽冷凝引起粘连。

（5）热水塔前的水加热器被取消，或热水循环量太大，使进入后面的调温水加的水温低于变换气的露点，从而使变换气带水，造成催化剂带水操作使液态水和热催化剂接触，会使催化剂引起“淬冷”而部分粉化，粉化后的催化剂与溶出的盐类就会引起粘连乃至结块。

（6）硫化完后及生产过程中的短期停车，未用于煤气、变换气、氮气，或保存在钢瓶内的精炼气保持正压以至空气进入炉内；或者用氮气保压时由于系统泄漏，用氮气量过大造成氮气置换，使氮气中的氧与催化剂反应，而使催化剂永久性失活。

3．2．3工艺设备原因

（1）热交内漏是钴钼系变换催化剂非正常失活的重要原因，半水煤气中的有毒物质串人低变炉（段）使催化剂造成永久性失活，即使是极少量的内漏也会对催化剂造成严重危害。

（2）检修时热交换器未及时清理，固体杂质在管壁上粘附，形成一附着层，停车后温度下降，附着层因应力而破碎为细粉，再开车时这些固体粉末被气流带入低变炉（段），引起失活。

（3）检修时中变炉的炉底未及时清理，开车时炉底中的固体粉末被气流带人下面的低变炉（段），引起失活。

（4）压缩机带来的油污在中变挥发后到低变冷却，包裹催化剂。

（5）煤气、蒸汽、水中的少量氯与中变催化剂的铁生成氯化铁，在315℃以上升华带到低变炉

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（段），在低变催化剂上冷却，污染低变催化剂的内外表面，堵塞微孔，从而降低活性。

（6）从饱和塔带出的各种铵盐于中变炉升华或分解，在低变炉（段）内冷凝，粘附在催化剂的

表面上引起失活。

（7）用于调温的水加热器泄漏，使含氧、含总固体、含毒的循环水进入低变炉。

3．2．4中变催化剂粉化中变催化剂都为机械打片而成，较易粉化，其粉尘带入低变炉（段）引起催化剂的物理包裹、粘连、偏流。

在正常操作工艺下，催化剂失活主要是铁铬系中变催化剂的粉尘带入低变炉（段）引起的，这种现象也比较普遍，这也是中串低或中低低“好景不长”的根本原因。

3．2．5重新（--次）硫化紧重新硫化的原理是使反硫化失活产生的‘Co—Mo氧化态再转化为硫化态，除此以外重新硫化的高温也会使床层冷却的氯化铁、铵盐、油污等固体杂质再行升华、挥发以恢复部分活性，有的厂重新硫

化时出口管“冒白烟”就是氯化铵的气体，而对中变的粉尘却是无能为力，所以一般效果都不大。

4全低变工艺

4．1全低变工艺的特点为了解决中串低或中低低流程中铁铬系中变催化剂的粉尘带入低变炉（段）引起的失活，开发了全部使用低温活性优异的B303Q耐硫变换催

化剂的“全低变工艺”，各段进口温度均为200"c左右。

在相同操作条件下和工况下，其设备能力和

节能效果都比原各种形式的中串低、中低低要好，其改善程度与工艺流程有关。

4．1．1与中串低或中低低工艺相比的优点全低变工艺是将原中温变换系统热点温度降低100℃以上，从而大大有利于一氧化碳变换反应的平衡，实际吨氨蒸汽消耗量仅为250kg左右，变换热交换设备、热回收设备都将缩小，也就是说如果2．5万t／a合成氨改造成5万t／a，变换设备基本不用更换。

该工艺带来的巨大效益是显

而易见的，在全国15个省100多家中、小氮肥厂工业应用成功，与传统的中串低或中低低流程相比具有下列优点。

（1）原中变催化剂量减少一半以上，降低了床

层阻力，提高了变换炉的设备能力；

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（2）床层温度下降了100～200℃，气体体积缩小25％，降低系统阻力，减少压缩机功率消耗；（3）与中串低或中低低相比全低变的有效能损失较少，从而提高了热回收效率，进一步降低蒸汽消耗；（4）杜绝了生成乙炔的反应，减少铜液的消耗，从而也防止了“带液”现象；（5）减少换热面积一半左右；（6）从根本上解决了中变催化剂的粉化问题，改善了催化剂的装卸劳动卫生条件；（7）提高有机硫的转化能力，在相同操作条件和工况下，全低变工艺比中串低或中低低工艺有机硫转化率提高5个百分点；（8）操作容易，起动快，增加了有效时间；（9）降低了对变换炉的材质要求，改善了设备维修条件；（10）催化剂寿命长，一般可用5年左右，最长的用了7年；（11）放宽了一次脱硫指标，从而降低脱硫费

用；

（12）可取消饱和塔，并可降低蒸汽消耗。

4．1．2联醇或单醇工艺的使用

（1）可提高甲醇质量，延长催化剂寿命因为全低变所用的B303QCo—Mo催化剂在很低的汽气比情况下，无副反应，从而使变换及后工段操作稳定。

而Fe—Cr中变催化剂不能作到这一点，当汽气比低于0．4时，会使催化剂中的Fe。

0。

与CO反应生成铁的碳化物，这是烃类合成反应（F—T反应）的催化剂，以至变换气中生成少量的乙炔等化合物，产生的乙炔会与甲醇合成催化剂的铜生成红色乙炔铜，从而影响催化剂的活性，也会影响甲醇的质量，单醇生产中其汽气比更低，这种情况就更为严重。

（2）杜绝了铜液的“带液”现象乙炔等副反应产物不仅影响甲醇质量，而且在铜液中生成乙炔铜，乙炔铜的发泡能力为硫化铜的50倍，而且不易消泡，引起铜洗带液，影响正常生产。

（3）减轻精脱硫负担全低变工艺对有机硫转化率高，减轻精脱硫负担，延长精脱硫催化剂寿命。

（4）降低蒸汽消耗有的厂为了满足甲醇的一氧化碳需要又不使

中变催化剂蒸汽过低，将一部分煤气不通过变换来提高C0的含量，这是不可取的。

一部分气体不经过变换，COS、CS：

等有机硫直接到精脱硫工段，增加了精脱硫负担，对甲醇催化剂危害很大，使用全低变就不存在这个问题，可以全气量通过变换，并利用蒸汽添加量来调节出口一氧化碳含量。

4．1．3可取消饱和塔4．1．3．1使用饱和塔的原因、作用及缺点传统的饱和热水塔是一种气液直接接触的增、减湿设备，由热水塔和饱和塔两部分组成。

在热水塔中，变换气与热水相接触，过量蒸汽冷凝和气体降温使热水温度升高；在饱和塔中，把升高了温度的水与半水煤气直接接触，水蒸汽蒸发使气体增湿，将热量转变为变换反应所需要的水蒸汽。

传统的饱和热水塔的设计主要是针对回收变换反应过量蒸汽而言的。

在原先中温变换的情况下，反应过量蒸汽通过热水塔中的冷凝和饱和塔中的蒸发得以回收，多年来为变换节能降耗作出过历史性贡献。

此外，传统的饱和热水塔由于气体与水直接接触，水蒸发平衡线是曲线，操作线是直线，热回收效率提高受到了限制，欲达高热回收率，需采用多级饱和热水塔，不仅投资增大，而且流程复杂，操作管理较为困难。

从反应角度看，一氧化碳与液态水反应，其热量不能自给，对于半水煤气而言，加上氧与氢反应，每吨氨尚余38kg蒸汽，但由于受到化学反应的热力学平衡制约，必须加入一定量的蒸汽，变换出口的变换气也含有一定量的蒸汽，为降低蒸汽消耗需要回收这些蒸汽（热量），其变换气的显热通常用间接换热的方式（水加热器、热交换器）回收热量，由于变换气的露点较低（95～110℃），其中的水汽潜热仅能用热水塔以冷凝成热水形式回收，再用饱和塔将热水转化为蒸汽。

也就是热水塔回收潜热，水加热器回收显热，饱和塔将回收的潜热和显热转化为蒸汽。

显然，对于一定出口Co而言，变换床层出口温度愈高，则其变换气的蒸汽含量也愈多，潜热也愈多，饱和热水塔的作用也愈大。

反之亦然。

对于全中变流程总汽气比为o．7，其中热水塔回收潜热为0．2，水加热器回收的显热为0．2，外加蒸汽为0．3，吨氨800kg蒸汽；对于中串低流程总汽气比为0．5，其中热水塔回收潜热为

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0．1，水加热器回收的显热为0．2，外加蒸汽为0．2，吨氨550kg蒸汽；对于中低低、全低变流程而言，总汽气比为0．4，那么，热水塔回收潜热为0．08，水加热器回收的显热以反应汽气比计为0．22，外加蒸汽为0．1，吨氨250kg蒸汽（全低变稍低于中低低）。

饱和热水塔使用多年来，除了投资大、操作复杂、热回收率低外，主要是总固体污染催化剂、腐蚀设备严重，其原因如下。

（1）由于半水煤气中的氧和硫化物在饱和热水塔循环水中生成酸性的硫酸盐，半水煤气的脱硫大多数使用氨水，为了降低饱和热水塔的腐蚀也往循环水中加入氨水，这样使饱和塔的总固体（硫酸盐）居高不下，通过带水或水雾进入变换炉一段，总固体大都为铵盐，在中串低或中低低流程中由于进口温度为300℃，铵盐挥发后都沉淀在后面的低变催化剂上，这就是中串低的低变和中低低的第一低变使用寿命短的原因。

对于全低变流程，由于铵盐不能挥发全部堆积在一段表面，而其催化剂数量远远低于中串低（包括中低低）的中变催化剂数量，一旦污染极易造成一段催化剂偏流、阻力增大、失活⋯⋯，这就是一段催化剂使用寿命短的主要原因之一。

（2）同样由于循环水的酸性盐含量多，造成饱和热水塔简体、填料及水加热器的腐蚀；特别在全低变流程中的水加热器的气相和水相温度高于中串低（包括中低低）的温度，操作上稍不注意就会使水加热器因酸性腐蚀而泄漏，使煤气中的氧和毒物进入低变床层，导致催化剂失活；循环水的总固体进入床层引起阻力增大，降低催化剂利用率。

而且循环热水腐蚀介质随着变换气带出热水塔，是造成二水加热器、软水加热器腐蚀的重要原因。

（3）循环热水中的氧和硫化物在金属填料的催化作用下还有部分生成元素硫，而元素硫熔点是114．5℃，沉淀在饱和热水塔的填料上，造成堵塔，降低了饱和热水塔的使用效率。

（4）半水煤气的氧和有机硫通过循环热水进入变换气，给后工段带来麻烦。

出现上述现象的根本原因是半水煤气中的氧和硫化物及循环热水，这对于使用饱和热水塔的变换工艺而言，是难以解决的问题。

4．1．3．2取消饱和塔的依据及优点我们又注意到，随着低温变换技术的采用，特

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别是全低变工艺的应用，变换气中过量蒸汽已经很少，传统利用冷凝和蒸发原理直接接触的饱和热水塔已失去了原始依据。

也就是说，利用饱和塔

热水塔回收潜热的意义也就不大了。

甚至（单醇、

联醇工艺）变换气在热水塔中不再有水蒸汽冷凝的发生，相反，导致了热水的蒸汽大量蒸发，使高温的热量大量贬值，转化为80,--,90℃的低温蒸汽，潜热经热水塔被带出，造成热回收率的下降，又需在流程中设置第二水加热器等地位热回收的设备。

另外，实践证明由于油比水轻，利用饱和热

水塔排水来除油其效果也不理想，进入饱和热水塔的油污都包裹在填料上。

鉴于上述考虑，对于变换出口Co为1．5％的

变换工艺，我们取消饱和塔（或取消主饱和热水塔，保留第二热水塔），用喷水增湿来代替水加热

器回收变换气的显热；饱和塔回收潜热的0．1汽气比改用外加蒸汽，即吨氨蒸汽消耗增加275kg；热水塔（或第二热水塔）回收变换气的水汽潜热，其生成的热水用于后续工段的脱碳或铜洗，如用于铜洗的再生器，减少或取消铜洗再生器的蒸汽

加入量。

其变换蒸汽消耗量为吨氨500（或600）

kg，铜洗为100kg（或不加蒸汽），两者蒸汽消耗总和与有饱和塔流程相当，操作及设备费用也有所下降。

当然，也可以取消热水塔，将变换气直接进入铜洗再生器或脱碳工段以回收热量。

对于联醇或“双甲”工艺，由于出口CO较高，变换气的

潜热更少，热水塔（包括第二热水塔）都可取消。

取消饱和塔外加蒸汽，使进入变换炉一段的汽气比为0．2左右，这对于中串低、中低低流程是不能操作的，因为理论上使用铁铬系中变催化剂要求其水碳比（蒸汽／一氧化碳）要大于2．7，即汽气比大于0．76，否则会有副反应生成，既影响

后工段操作及产品质量，又造成氢气消耗。

由于我国小合成氨厂的变换压力较低为0．8MPa，副反应较弱，根据经验其汽气比也要大于0．4（此时水碳比仅为1．4），这就必须保证进中变一段的即吨氨蒸汽人量（包括外加蒸汽）必须大于1100kg，所以中串低、中低低流程必须使用水加热器回收显热，再通过饱和热水塔回收潜热以确保进中变一段的蒸汽入量，否则蒸汽消耗太大。

而对于全低变流程而言，所使用的钴钼系变换催化剂无此要求，为去掉饱和塔提供了物质条件。

这样一来，其

优点是显而易见的。

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（1）使半水煤气的氧与硫化物处于无水情况，就不会造成硫酸盐化。

而热水塔的循环水不与煤气接触，不含有氧，也就是使变换系统水、气相分别处于“有氧则无水，有水则无氧”的“非腐蚀”状态，这样使硫酸盐的总固体大大减少，又不产生设备的酸性腐蚀，从而杜绝由于饱和塔带水、水加热器泄漏引起的阻力增大、偏流、失活等问题。

（2）整个变换温度控制都用喷水增湿量来调节，彻底解决了用水加热器换热工艺中的设备材质要求高、进出口管线杂、阀门多的问题。

（3）由于喷水增湿的热损小于水加热器，加上没有了饱和塔的热水排放，其热量（蒸汽）回收率

高。

相应采取的具体措施如下：

（1）加强煤气、蒸汽的净化；

（2）变换热量回收除热交外都采用喷（脱盐）水增湿，由于喷水增湿与中变流程不同，温度接近露点要采取一定措施；（3）原一水加热器用预热交取代；（4）出口C0为1．5％，保留热水塔（或第二热水塔），其热水用于铜洗再生，铜洗的蒸汽用于变换；出口C0为4％，可取消热水塔；（5）预热交出口的变换气也可直接进入铜洗再生器或脱碳工段以回收热量；‘（6）上述工艺要求变换气的最低硫化氢（总硫）含量为120mg／m3，改变蒸汽加入位置，可降为～100mg／m3；若将三段催化剂分为四段装填，则最低硫化氢（总硫）含量降为～80mg／m3，与传统的中串低或中低低工艺相同。

无饱和塔三段式变换流程为：

冷却、油分后的煤气40℃一过滤器，除油一主热交管间一添加蒸汽一变换一段、喷水增湿、二段、喷水增湿、三段一主热交、管内一热水塔热水用于铜洗再生器或脱碳再生用。

4．1．3．3无饱和塔三段式变换流程衡算举例以吨氨计，3300m3，增湿用90℃脱盐水：

（1）出口CO1．5％流程为：

冷却、油分后的煤气40℃—，过滤器，除油一主热交管问，添加蒸汽450kg／h，至190℃一变换一段至366℃，CO14％，喷水增湿408kg／h，至200℃一变换二段至289℃，CO4．4％，喷水增湿253kg／h，至200℃一变换三段至230℃，CO1．3％一主热交，管内125

℃一热水塔热水用于铜洗再生器；或脱碳再生用。

（2）联醇，出口CO4％流程为：

冷却、油分后的煤气40℃一过滤器，除油一主热交管间，添加蒸汽265kg／h，至190℃一变换一段至337℃，CO18．5％，喷水增湿307kg／h，至200℃一变换二段至291℃，CO8．7％，喷水增湿233kg／h，至200℃一变换三段至251℃，CO3．6％一主热交，管内138℃一热水塔热水用于铜洗再生器或脱碳再生用。

（3）甲烷化，出口CO0．25％流程为：

冷却、油分后的煤气40℃一过滤器，除油一主热交管间，添加蒸汽1325kg／h，至200‘C一变换一段至400℃，CO5．5％，喷水增湿668kg／h，至200℃一变换二段至239℃，CO0．55％，喷水增湿150kg／h，至200℃一变换三段至202℃，CO0．25％一主热交，管内，112℃一热钾碱法、MDEA脱CO。

。

4．1．3．4目前的工业应用

（1）用喷水增湿来代替水加热器，目前在柳州化肥厂（中型厂）、武汉化肥厂应用一年半，效果良好，达到预期目的。

（2）无饱和热水塔的一段催化剂使用效果，目前在河南安阳化肥厂（中型厂）的单醇工艺中应用二年，效果良好。

（