本发明属于脱硫剂再生及硫磺回收技术领域，具体为一种脱硫剂再生制取硫磺工艺及系统。
背景技术：
在甲醇、lng等多个行业中，为净化原料气，保护反应催化剂，都设置有脱硫工序。其中，以常温活性炭精脱硫剂为介质的脱硫工艺，因其操作条件平和，设备要求低被广泛应用。
反应气中，含有前工序带来的h2s。在活性炭脱硫剂中，按h2s+o2→h2o+s的反应，h2s与反应气中含的微量氧反应，将h2s转变成单质s，吸附在活性炭微孔中，实现对反应体的脱硫、净化。
随着单质s被微孔吸附，活性炭的吸附能力逐渐接近饱和，吸附能力明显下降。至通常的使用终点，h2s硫容以重量计，通常在15～20％。工业设计中，脱硫罐中脱硫剂使用寿命通常3～9个月，视设计选择和实际运行硫含量决定。
吸附了硫磺的脱硫剂现阶段均采用更换，更换过程大多数由人工完成，工作环境差，劳动强度大，更换出来的脱硫剂对环境造成一定的污染，同时更换出来的脱硫剂还需要处理，处理费用非常高。
技术实现要素：
针对上述问题，本发明提供一种脱硫剂再生制取硫磺工艺及系统，通过本发明工艺及系统实现脱硫剂再生制取硫磺，可以延迟脱硫剂的使用寿命，降低更换频率，节省更换脱硫剂的费用，减少因更换的脱硫剂对环境造成的污染。
本发明目的通过以下技术方案来实现：
本发明目的之一在于提供一种脱硫剂再生制取硫磺工艺，包括以下步骤：
1)将循环惰气增压、加热后进入需要再生的脱硫罐，利用高温循环惰气的显热将脱硫罐中的脱硫剂升温，同时将吸附在脱硫剂中的硫磺气化进入循环惰气；
2)将脱硫罐出来含硫磺的循环惰气经换热降温后进入硫磺冷凝器再次降温，然后进入硫磺分离器分离得到液体和气体，液体硫磺经固化得到产品；
3)气体作为循环惰气经加压、加热后重新返回脱硫罐循环再生，直至脱硫剂中的硫磺被全部再生完全。
作为本发明所述一种脱硫剂再生制取硫磺工艺的一个具体实施例，所述循环惰气增压后的压力为15～25kpa；加热后的温度为200～350℃。
作为本发明所述一种脱硫剂再生制取硫磺工艺的一个具体实施例，所述脱硫罐出来含硫磺的循环惰气在再生换热器中实现与增压后的循环惰气的换热降温。
作为本发明所述一种脱硫剂再生制取硫磺工艺的一个具体实施例，所述循环惰气在硫磺冷凝器中降温至120～150℃，并将降温的热量传递给脱盐水，副产蒸汽。
作为本发明所述一种脱硫剂再生制取硫磺工艺的一个具体实施例，所述副产蒸汽压力大小控制根据出硫磺冷凝器循环惰气的温度来确定，出硫磺冷凝器惰气温度高，则硫磺冷凝器产生的蒸汽压力高，反之亦然。
作为本发明所述一种脱硫剂再生制取硫磺工艺的一个具体实施例，所述循环惰气量根据脱硫罐所装填脱硫剂量确定，脱硫剂量越大，循环惰气量越大，反之亦然；所述循环惰气为不与脱硫剂和硫磺进行化学反应的组分及混合物，如氮气、二氧化碳。
本发明的另一个目的是提供一种脱硫剂再生制取硫磺系统，所述系统包括依次连通的循环风机、再生换热器、再生加热器及脱硫罐，所述系统还包括与再生换热器连通的硫磺冷凝器以及与硫磺冷凝器连通的硫磺分离器。
作为本发明所述一种脱硫剂再生制取硫磺系统的一个具体实施例，所述硫磺分离器与循环风机连通。
作为本发明所述一种脱硫剂再生制取硫磺系统的一个具体实施例，所述硫磺冷凝器内设置有脱盐水，利用循环惰气冷凝降温所产生的热量将脱盐水转化为蒸汽。
作为本发明所述一种脱硫剂再生制取硫磺系统的一个具体实施例，所述再生加热器的加热热源采用电、高温烟气、导热油或高温蒸汽中的一种或几种。
与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：
本发明提供一种脱硫剂再生制取硫磺工艺及系统，通过本发明工艺及系统可以实现脱硫剂再生的同时制取硫磺，脱硫剂中硫磺的脱除可以恢复脱硫剂的活性，延长脱硫剂的使用寿命，减少脱硫剂的更换频率，从而降低更换费用，同时还能减少因更换的脱硫剂对环境造成的污染。
本发明工艺及系统可以实现对脱硫剂中硫磺的全部完全再生，提高硫磺产量，同时再生失活后的脱硫剂由于不含硫磺更换后不会污染环境，更换出来的脱硫剂也不需要再处理。
本发明工艺及系统利用从脱硫罐出来的含硫磺的循环惰气对经过压缩后的循环惰气换热升温，从而实现自身的降温，可以充分实现热量的回收利用。硫磺冷凝器内设置的脱盐水利用循环惰气冷凝降温所产生的热量副产蒸汽，实现热量的再次回收利用。
附图说明
图1为本发明示例中脱硫剂再生制取硫磺工艺流程及系统结构示意图。
附图标记：c1-循环风机，e1-再生换热器，e2-硫磺冷凝器，e3-再生加热器，v1-硫磺分离器，v2-脱硫罐。
具体实施方式
为了使本发明的目的、技术方案及优点更加清楚明白，以下结合附图及实施例，对本发明进行进一步详细说明。应当理解，此处所描述的具体实施例仅仅用以解释本发明，并不用于限定本发明。
下面结合具体原理对本发明一种脱硫剂再生制取硫磺工艺及系统进行详细说明。
本发明一种脱硫剂再生制取硫磺工艺，包括以下步骤：
步骤1)：
将循环惰气增压、加热后进入需要再生的脱硫罐，利用高温循环惰气的显热将脱硫罐中的脱硫剂升温，同时将吸附在脱硫剂中的硫磺气化进入循环惰气；
具体地，将循环惰气通过循环风机压力增加到15～25kpa后，进入再生换热器与从脱硫罐出来的含硫磺的循环惰气换热后温度升高，然后再经再生加热器再次加热到200～350℃后进入脱硫罐。将循环惰气通过循环风机增压，用于克服循环惰气流动阻力，从而实现惰气的循环及整个脱硫剂再生制取硫磺工艺的顺利进行，若不增压则整个工艺及系统则无法实现。
循环惰气量根据脱硫罐所装填脱硫剂量确定，脱硫剂量越大，循环惰气量越大，反之亦然；所述循环惰气为不与脱硫剂和硫磺进行化学反应的组分及混合物，如氮气、二氧化碳。循环惰气的具体种类应根据使用需求或成本进行选择，只要能实现本发明从脱硫剂中带走硫磺并不与脱硫剂和硫磺进行化学反应的目的即可。
其中，循环惰气的压力及换热和加热的温度可以根据循环惰气的量以及脱硫剂中硫磺的气化温度来设定和调整，只要能实现将脱硫剂中硫磺气化进入循环惰气的目的即可。
循环惰气进入脱硫罐后，利用加热后高温循环惰气的显然将脱硫罐中的脱硫剂升温，随着脱硫剂的升温，其吸附的硫磺气化并进入循环惰气，跟随循环惰气流出脱硫罐。
在此过程中，循环惰气的温度因为对脱硫剂进行加热，会有一定程度的降低。
步骤2)：
将脱硫罐出来含硫磺的循环惰气经换热降温后进入硫磺冷凝器再次降温，然后进入硫磺分离器分离得到液体和气体，液体硫磺经固化得到产品；
具体地，将脱硫罐出来含硫磺的循环惰气经再生换热器与循环风机加压后的循环惰气换热降温后进入硫磺冷凝器进一步降温至120～150℃，使循环惰气中的硫磺冷凝成液态，并将降温的热量传递给脱盐水，副产蒸汽；然后进入硫磺分离器分离得到液体和气体，液体硫磺经固化后得到产品。
其中，副产蒸汽压力大小控制根据出硫磺冷凝器循环惰气的温度来确定，出硫磺冷凝器惰气温度高，则硫磺冷凝器产生的蒸汽压力高，反之亦然。
步骤3)：
气体作为循环惰气经加压、加热后重新返回脱硫罐循环再生，直至脱硫剂中的硫磺被全部再生完全。
具体地，经硫磺冷凝器分离出的气体作为循环惰性经循环风机加压，再生换热器换热及再生加热器加热后重新返回脱硫罐循环再生，直至脱硫剂中的硫磺被全部再生完全。
本步骤中，将循环惰气返回至脱硫罐循环再生可以节约再生所需的惰气量，进一步达到节约成本及资源的目的。
一种脱硫剂再生制取硫磺系统，所述系统包括依次连通的循环风机、再生换热器、再生加热器及脱硫罐，所述系统还包括与再生换热器连通的硫磺冷凝器以及与硫磺冷凝器连通的硫磺分离器。
本发明脱硫剂再生制取硫磺系统中，循环风机用来对循环惰气进行加压，用于克服循环惰气流动阻力，从而实现惰气的循环及整个脱硫剂再生制取硫磺系统的顺利进行，若不增压则整个系统则无法实现。
再生换热器用来实现从脱硫罐出来的含硫磺的循环惰气与经加压后的循环惰气的换热，传递热量，从而根据需求升温或降温，可以达到节约能耗的目的。再生加热器用来对经过换热初步升温的循环惰气进行再次加热，使其温度升高至可以使脱硫剂中硫磺气化的温度。再生换热器及再生加热器的目的是为了对循环惰气加热升温，从而将热量传递给脱硫剂，使硫磺的气化，脱硫剂进入循环惰性中，从而实现脱硫剂的再生。
脱硫罐用来实现脱硫剂的存放，硫磺冷凝器用来对含硫磺的循环惰气进行再次降温，其内部设置有脱盐水，利用脱盐水将循环惰气的热量带走，从而实现循环惰气的降温，使其温度降低至硫磺成液态，然后再经过硫磺分离器将液态的硫磺和气态的循环惰气分离，液态的硫磺经固化后得到硫磺产品。
进一步，所述硫磺分离器与循环风机连通。将硫磺分离器与循环风机连通是为了实现惰性气体的循环，可以节约再生所需的惰气量，进一步达到节约成本及资源的目的。
进一步，所述硫磺冷凝器内设置有脱盐水，利用循环惰气冷凝降温所产生的热量将脱盐水转化为蒸汽。脱盐水可以将含硫磺循环惰气的热量带走，同时利用热量对自身进行加热，副产蒸汽，进一步实现了热量的回收利用。
进一步，所述再生加热器的加热热源采用电、高温烟气、导热油或高温蒸汽中的一种或几种。再生加热器及其加热电源可以根据使用需求及情况进行选择，只要是能实现对循环惰气加热的目的即可。
本发明提供一种脱硫剂再生制取硫磺工艺及系统，通过本发明工艺及系统可以实现脱硫剂再生的同时制取硫磺，脱硫剂中硫磺的脱除可以恢复脱硫剂的活性，延长脱硫剂的使用寿命，减少脱硫剂的更换频率，从而降低更换费用，同时还能减少因更换的脱硫剂对环境造成的污染。
本发明工艺及系统可以实现对脱硫剂中硫磺的全部完全再生，提高硫磺产量，同时再生失活后的脱硫剂由于不含硫磺更换后不会污染环境，更换出来的脱硫剂也不需要再处理。
本发明工艺及系统利用从脱硫罐出来的含硫磺的循环惰气对经过压缩后的循环惰气换热升温，从而实现自身的降温，可以充分实现热量的回收利用。硫磺冷凝器内设置的脱盐水利用循环惰气冷凝降温所产生的热量副产蒸汽，实现热量的再次回收利用。
下面结合具体示例对本发明脱硫剂再生制取硫磺工艺及系统进行解释说明。
示例1
以脱硫罐v2中脱硫剂量为30m3为例，循环惰气采用氮气，氮气一次充入系统，循环使用，少量补充。系统循环气量5000nm3/h。从硫磺分离器v1出来的循环氮气经循环风机c1升压约20kpa后进入再生换热器e1，与脱硫罐v2再生出口气换热、换热后循环氮气温度达到约220℃，再经过再生加热器e3(本示例加热热源采用电)加热至约300℃，进入脱硫罐v2底部，自下而上，300℃温度下的循环氮气，加热脱硫罐v2中脱硫剂。脱硫剂中吸附的硫磺，受热气化，被循环氮气从塔顶带离脱硫罐v2，实现脱硫剂的再生。含硫循环气在再生换热器e1加热来自循环风机c1的循环氮气，同时降低自身温度，降温后的循环氮气，在硫磺冷凝器e2中，将热量传給脱盐水，副产蒸汽，进一步降低自身温度至约130℃。在硫磺冷凝器e2中，循环气中的硫磺从气态转变为液态，在硫磺分离器v1中分出，形成液态硫，分离出硫磺后循环惰气，经增压及加热后返回脱硫罐v2中循环使用。
本实施例中脱硫剂再生制取硫磺工艺，与直接将脱硫剂更换相比：脱硫剂可再生5次使用，可节省5次脱硫剂装填和更换，5次共节省新购脱硫剂量150m3，同时减少再处理废脱硫剂量150m3，5次得到硫磺产品约9吨。
示例2
以脱硫罐v2中脱硫剂量为35m3为例，循环惰气采用二氧化碳，二氧化碳一次充入系统，循环使用，少量补充。系统循环气量5000nm3/h。从硫磺分离器v1出来的循环氮气经循环风机c1升压约25kpa后进入再生换热器e1，与脱硫罐v2再生出口气换热、换热后循环氮气温度达到约210℃，再经过再生加热器e3(本示例加热热源采用高温烟气)加热至约310℃，进入脱硫罐v2底部，自下而上，310℃温度下的循环二氧化碳，加热脱硫罐v2中脱硫剂。脱硫剂中吸附的硫磺受热气化，被循环二氧化碳从塔顶带离脱硫罐v2，实现脱硫剂的再生。含硫磺循环气在再生换热器e1加热来自循环风机c1的循环氮气，同时降低自身温度，降温后的循环二氧化碳，在硫磺冷凝器e2中，将热量传給脱盐水，副产蒸汽，进一步降低自身温度至约120℃。在硫磺冷凝器e2中，循环气中硫磺从气态转变为液态，在硫磺分离器v1中分出，形成液态硫磺，经固化后作为硫磺产出；分离出硫磺后二氧化碳循环惰气，经增压及加热后返回脱硫罐v2中循环使用。
本示例中脱硫剂再生制取硫磺工艺及系统，与直接将脱硫剂更换相比，脱硫剂可再生4次使用，可节省4次脱硫剂装填和更换，4次共节省新购脱硫剂量140m3，同时减少再处理废脱硫剂量140m3，4次得到硫磺产品约8吨。
对比例1
本对比例不设置再生换热器，直接将氮气加压后通过再生加热器加热进行脱硫罐，从脱硫罐出来的带有硫磺的氮气不经过再生换热器换热降温直接通入硫磺冷凝器，其它操作与示例1完全相同。
本操作相比示例1加热热源量将增加约110％，付产蒸汽流量将增加约约110％，再生换热器加热器加热热源为高温热源，通常采用电为热源，而产生的蒸汽为低压蒸汽，属于低温热源。高温热源和低温热源价格相差较大，如采用电，则1度电发热相当于约1.5kg低压蒸汽热量，而1度电约0.6元，1kg蒸汽只有约0.05元。
对比例2
本对比例不将氮气循环，直接将从硫磺分离器出来的惰性氮气排空，而采用新的氮气资源经加压加热后进入脱硫罐对脱硫剂进行再生，其它操作与示例1完全相同。
本操作相比示例1将增加外供氮气的用量5000nm3/h，按氮气价格0.1/nm3，则每小时增加氮气成本约为500元，同时氮气中还含有微量硫磺，排放前还需要处理，大量氮气排空还将增加处理硫磺费用。
以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内所作的任何修改、等同替换和改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。