的加入，循环硫化系统积存的气体量逐渐增加，多余的其它气体将在深冷分离器16中分离出来，送往火炬22进行燃烧排放；
k)硫化阶段的液体二硫化碳114盛装于二硫化碳储存装置21中，在线连续添加液体二硫化碳114时，以压力为3.0MPa的氮气为动力源，将液体二硫化碳114从二硫化碳储存装置21中压出、经流量计计量后送至变换炉12入口与高温加压气体113混合；
3)降温、放硫、硫回收过程:
a)强化期结束后，变换炉12的硫化气中硫化氢含量达到20?30g/Nm3，变换炉12进入降温、放硫、脱硫阶段，此时停止向系统中添加液体二硫化碳114，同时停止硫化氢压缩机19，继续输送新鲜水煤气11，利用水煤气自身的动力，逐渐降低开工加热器功率，继续按硫化过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°C/h，使催化剂床层高点温度由400?450°C降至340?360°C ；
b)反应后的变换气与补充至变换炉12出口的新鲜水煤气11混合成为混合气103送入变换水冷器13，将温度降至30?45°C，再送至分水器14中；
c)进入分水器14中的混合气104，经分水器14分离凝液的变换气105进入甲醇洗15进行酸性气体分离，分离的闪蒸气107进入硫化氢回收塔17进行硫化氢回收，其它气体进入深冷分离器16分离掉氢气108后送去火炬22燃烧；
d)经硫化氢回收塔17回收的硫化氢进入硫回收装置18进行分离，得到单质硫固体一硫磺 115。
[0012]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:
I)升温过程:
a)由外界送来以3.0MPa压力输送的氮气116，经过开工加热器20加热后送入变换炉12，为变换炉12内的耐硫催化剂升温，升温后产生的变换气进入变换水冷器13进行降温，温度下降至30?45°C后，再进入分水器14中，经分水器14分离凝液的混合气105进入甲醇洗15中进行酸性气体分离，再由深冷分离器16将其送至开工加热器20循环使用，变换炉12内的催化剂床层温度达到220°C后，停止输送氮气；
b)关闭阀门I，打开阀门2，气化炉10以1.2MPa的压力输送的温度为35°C的新鲜水煤气11经过变换炉跨线102进入变换炉12的出口，与变换炉12升温后产生的变换气混合成为混合气103进入变换水冷器13进行降温，温度下降至30?45°C后的混合气104进入分水器14中；所述新鲜水煤气11的流量为300?20000Nm3/h;
c)进入分水器14中的混合气104，经分水器14分离凝液的混合气105进入甲醇洗15中进行酸性气体分离，分离的闪蒸气107进入硫化氢回收塔17进行硫化氢回收，其它气体进入深冷分离器16进一步分离掉氢气108后送去火炬22燃烧；
d)经硫化氢回收塔17回收后输出的硫化氢110压力为0.1 MPa，进入硫化氢压缩机19加压至压力达到1.0MPa后输出，与深冷分离器16分离出来的氢气108—同送往开工加热器20;
e)由开工加热器20加热形成的高温加压气体113送往变换炉入口 101，再与二硫化碳储存装置21送来的液体二硫化碳114混合，然后进入变换炉12中给变换炉12催化剂床层的催化剂升温，以变换炉12的催化剂床层的高点温度为基准，温度升至250°C时恒温2?4h，以保持催化剂床层各点的温度平衡;所述高温加压气体113包含硫化氢、氢气，其温度为300°C、压力为1.0MPa ；
f)升温期间每h进行一次各点温度记录和氢含量及氧含量分析，变换炉入口 101的氢气含量为32%，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变换炉12、分水器14、硫化氢回收塔17、硫化氢压缩机19、各管线低点导淋；
2)硫化过程:
a)打开阀门I，气化炉10以1.0MPa的压力输送的新鲜水煤气11，一部分进入变换炉入口101、另一部分经变换炉跨线102补充至变换炉12出口；所述新鲜水煤气11的流量为300?20000Nm3/h，进入变换炉入口 101的新鲜水煤气11的流量为300?5000Nm3/h，进入变换炉跨线102的新鲜水煤气11的流量为7000?15000Nm3/h ；
b)变换炉12的催化剂床层各点温度均达到250°C时，且与开工加热器16的出口温度的温度差为20?40°C时，开始配入液体二硫化碳114，液体二硫化碳114的加入量为50?120L/h、压力为1.2MPa、二硫化碳馏出率为97%，高温加压气体113的流量为8000?1000Nm3/h、氢气含量为32%、氧气含量小于0.5%，液体二硫化碳114与高温加压气体113混合后进入变换炉入口101，液体二硫化碳114气化的同时与氢气发生氢解反应，方程式为:CS2 + H2CH4 + H2S,生成硫化氢后进入变换炉12的催化剂床层与催化剂进行硫化反应，随着温度由250°C逐渐升高，变换炉12内的催化剂发生硫化反应，催化剂逐渐被活化；
c)控制变换炉12的催化剂床层的温度以1?15°C /h的升温速率经过2?5h升至300 °C，液体二硫化碳114的加入量为60?120 L/h、压力为1.2MPa、二硫化碳馏出率为97%，高温加压气体113的流量为8000?10000Nm3/h、氢气含量为32%、氧气含量小于0.5%，分析变换炉12的催化剂床层的变换气，变换气的硫化氢含量稳定在2?3g/Nm3时，硫化期结束，变换炉12的催化剂床层即可进入强化期；
d)强化期的催化剂床层温度达到300°C时，控制催化剂床层的温度以10?15°C/h的升温速率经过7?15h升温至400?450°C，液体二硫化碳114加入量60?120 L/h、压力为1.2MPa、A 口硫化氢含量在15?20g/Nm3，高温加压气体113的流量为10000?12000Nm3/h、氢气含量为32%、氧气含量小于0.5%;
e)每一催化剂床层温度升至400?450°C时，开始恒温4?36h，控制液体二硫化碳114加入量60?120 L/h、压力为1.2MPa、入口硫化氢控制在20?30g/Nm3，高温加压气体113的流量为10000?12000Nm3/h、氢气含量为32%、氧气含量小于0.5%，分析出口变换气的硫化氢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；
f)硫化反应后的变换气与补充至变换炉12出口的新鲜水煤气11混合成为混合气103送入变换水冷器13，将温度降至30?45°C，再送至分水器14中；所述补充至变换炉12出口的新鲜水煤气11的流量为7000?15000 NmVh ；
g)进入分水器14中的混合气104，经分水器14分离凝液的混合气105进入甲醇洗15中进行酸性气体分离，分离的闪蒸气107进入硫化氢回收塔17进行硫化氢回收，其它气体进入深冷分离器16进一步分离掉氢气108后送去火炬22燃烧；
h)经硫化氢回收塔17回收的硫化氢110进入硫化氢压缩机19加压至压力达到1.0MPa后输出，与深冷分离器16分离出来的氢气108—同送往开工加热器20; i)加压后硫化氢111与深冷分离器16分离出来的氢气108由开工加热器20加热形成高温加压气体113送往变换炉入口 1I，再与二硫化碳储存装置21送来的液体二硫化碳114混合，然后进入变换炉12中与变换炉12催化剂床层的催化剂进行硫化强化反应；
j)循环硫化过程中，由于气化炉10提供的压力为1.0MPa的新鲜水煤气11经变换炉跨线102以7000?15000 Nm3/h的流量补充至变换炉12出口，新鲜水煤气中氢气的含量为32%，随着新鲜水煤气11和二硫化碳的加入，循环硫化系统积存的气体量逐渐增加，多余的其它气体将在深冷分离器16中分离出来，送往火炬22进行燃烧排放；
k)硫化阶段的液体二硫化碳114盛装于二硫化碳存储装置21中，在线连续添加液体二硫化碳114时，以压力为3.0MPa的氮气为动力源，将液体二硫化碳114从二硫化碳存储装置21中压出、经流量计计量后送至变换炉12入口与高温加压气体113混合；
3)降温、放硫、硫回收过程:
a)强化期结束后，变换炉12的硫化气中硫化氢含量达到20?30g/Nm3，变换炉12进入降温、放硫、脱硫阶段，此时停止向系统中添加液体二硫化碳114，同时停止硫化氢压缩机19，继续输送新鲜水煤气11，利用水煤气自身的动力，逐渐降低开工加热器功率，继续按硫化过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°C/h，使催化剂床层高点温度由400?4