CN114367246B - 一种连续熔融和多相分离系统 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种连续熔融和多相分离的系统和方法，所述系统包括供热单元，换热器组，多相分离罐，液位保持机构，以及控制系统。该系统尤其适用于熔融后可分层的液相介质分离，优选适用于石油化工、天然气和冶金行业中的含水硫磺颗粒的提纯技术，以及从硫磺溶液中回收溶剂的相关应用。

Description

一种连续熔融和多相分离系统

技术领域

本发明涉及一种连续熔融和多相分离的系统和方法，尤其适用于熔融后可分层的液相介质分离，优选适用于石油化工、天然气和冶金行业中的含水硫磺颗粒的提纯技术，以及从硫磺溶液中回收溶剂的相关应用，属于节能环保领域。

背景技术

含水硫磺颗粒，是以硫颗粒和脱硫液(氨水溶液或碳酸钠溶液，含有副盐、微量湿式氧化催化剂)为主的混合物，因硫颗粒产生端的条件差异，可能还混有少量烃类或焦油。

石化、钢铁、焦化等行业采用湿式催化氧化法净化气体中H₂S时，H₂S转化为细小的硫颗粒并从脱硫液中分离；分离出的硫颗粒混有脱硫液并可能还有少量烃类或焦油，行业习惯将此种物料称之为：硫泡沫。

硫泡沫的典型组成和各成分特性可参考表1所示：

表1.硫泡沫的典型组成和各成分特性

目前技术是硫泡沫将在熔融釜内加热，熔硫实施过程为：硫泡沫装料→升温、分离清液→再升温、硫晶型转变→继续升温、将硫磺颗粒熔融为液硫→排出液硫→排尽硫渣和油类。

目前的间歇熔硫技术，其特征是在熔硫实施过程的每一步骤都是依顺序的批次操作，各步骤不能同时并行，需要依据不同步骤的温度要求，调整供热量和加热时间。

目前的连续熔硫技术，其特征为：在熔硫过程同时实施“排出液硫”、“排尽硫渣和油类”的步骤是依顺序的批次操作，因而在“排出液硫”和“排尽硫渣和油类”时，即破坏了“分离清液”的操作条件，使得“分离清液”不能连续进行。本质上看，目前的连续熔硫技术实现了：1)连续的“硫泡沫装料”；2)未进行“排出液硫”和“排尽硫渣和油类”操作时，能连续的“升温、分离清液→再升温、硫晶型转变→继续升温、将硫磺颗粒熔融为液硫”；3)进行“排出液硫”和“排尽硫渣和油类”操作时，不能等量的分离出清液；为防止液硫粘度增加导致的排出困难，还需要减少甚至停止硫泡沫装料。

目前的熔硫技术均采用夹套釜将硫磺颗粒熔融为液硫。1)由于在釜内加热表面与釜中心存在温度梯度，在没有机械搅拌的情况下，在釜中心区域的硫磺颗粒不能可靠的完全熔融，排出的液硫夹杂硫颗粒是多发现象，需要人工观察排出液硫状态后延长加热时间或提高加热强度；2)由于烃类或焦油的密度低于液硫，只有在排出液硫后才能将烃类或焦油排出熔融釜；3)由于熔融釜的批次操作和需要人工直接观察液硫介质等，导致了现场作业强度大、操作环境差；4)由于熔融釜的操作压强高，使得排出的气体和清液温度高；加之装料和放料的批次作业导致的设备降温——升温过程，产生加热消耗和对应的冷却消耗较大；据有关资料介绍，目前最低的熔硫消耗约为200Kg蒸汽/t液硫。

目前，对于该类湿式催化氧化法中产生的硫泡沫的熔硫技术，熔融釜均在0.2MPa(g)以上的压强下操作；硫熔融部分的加热强度低；自动化程度低；连续运行不稳定。

迄今为止，尚无运行稳定连续、人工操作强度低、运行高效、环境友好的对含水硫磺颗粒连续熔硫和多相分离技术。

发明内容

有鉴于此，本发明旨在提供一种连续熔融和多相分离系统和方法，用于对含水硫磺颗粒连续进行脱水、除油和熔硫，解决含水硫磺颗粒处理中存在的上述不足。根据本发明所述系统和方法，能够将液体—可熔固体混合物料连续熔融和多相分离，例如对含水硫磺颗粒进行连续熔硫和多相分离，得到不凝性气体和溶剂蒸汽、清液(硫含量<1g/L)、焦油和液硫。具有改善液硫色泽、运行稳定连续、环境友好、人工操作强度低、运行高效的突出优点，大幅提高了含水硫磺颗粒的处置技术水平。

一方面，本发明涉及一种连续熔融和多相分离系统，所述系统包括：

供热单元，用于使热媒介质释放能量以持续提供将液体-可熔固体混合物料加热、蒸发、熔融所需的驱动力；

换热器组，用于加热液体-可溶固体混合物料，所述换热器组包括用于加热可熔固体的熔融加热器5；

多相分离罐，用于将连续加入的液体-可熔固体混合物料静置分层；所述多相分离罐包括多相分离罐7，所述多相分离罐7与换热器组中的熔融加热器5竖直方向相连构成熔融-分离釜本体，熔融-分离釜本体能在没有机械搅拌的情况下，将可溶固体颗粒完全熔融；并将各相产物排出所述系统；所述各相产物包括气相产物和液相产物(如液相产物YI，液相产物YII，和液相产物YIII)；

液位保持机构，包括各液相产物的排出系统，用于在不设有调节机构的情况下，将与进料等量的、连续的各液相产物稳定地排出系统；以及控制系统，用于在所述系统运行过程中调节所述液体-可熔固体混合物料和各相产物的温度、熔融-分离釜内的压强和料位。

另一方面，本发明还涉及一种使用上述系统进行连续熔融进和多相分离的方法，所述方法包括：

S1.连续加入的液体-可熔固体混合物料与提供其加热、蒸发、熔融的热媒介质换热后，在没有机械搅拌的情况下，将可熔固体颗粒完全熔融；

S2.所述熔融的液体-可熔固体混合物料在多相分离罐7中静置分层形成各相产物；所述各相产物包括气相产物和液相产物(液相产物YI，液相产物YII，和液相产物YIII)；

S3.所述各个液相产物通过所述液位保持机构连续排出并使所述多相分离罐7内各个已分层产物的液层厚度保持不变；

S4.通过控制系统保持操作压强0.01～0.8MPa，将气相产物排出；

S5.经所述液位保持机构沿高度方向自上而下分别连续自流排出密度最小的液相产物YI、中间密度的液相产物YII和液相产物YIII；

S6.通过所述控制系统调节所述多相分离罐7中的温度T2稳定保持在低于T1的某一范围；调节所述液相产物YIII的出口温度T1稳定保持高于该可熔固体介质的熔点和沸点之间；

S7密度大于所述液相产物YIII的固体渣沉积于底部，逐渐累积，间歇排出。

另一方面，本发明还涉及上述连续熔融和多相分离系统在对含水硫磺颗粒连续熔硫和多相分离技术中的应用。

另一方面，本发明还涉及一种用于含水硫磺颗粒连续熔融和多相分离系统，所述系统包括：供热单元，换热器组，多相分离罐，液位保持机构，以及控制系统，

所述供热单元中的热媒介质包括温度高于可熔固体熔点的热媒，如：蒸汽F或导热油F’；其通过所述换热器组向硫泡沫原料A提供加热、蒸发、熔融的热量；

所述换热器组包括熔融加热器5、以及使用导热油F’时的导热油加热器4’；

所述多相分离罐包括多相分离罐7，其与所述换热器组垂直同轴连接构成熔融-分离釜，在连续加入的硫泡沫原料A的同时通过所述液位保持机构将各相产物稳定排出，所述各相产物包括气相产物和液相产物(如液相产物YI，液相产物YII，和液相产物YIII)；

所述液位保持机构是依据不同液相产物密度差异所确定的各液相介质排出管管底高差在所述熔融-分离釜上所设置的排出管系，如排出口I、排出口II和排出口III；

所述控制系统包括所述熔融-分离釜上设置的料位仪表L1、温度仪表T1～

T4、压强仪表P1、硫泡沫进料管线上所设的调节阀TV2和供热调节装置TC1以及所述气相QI排出管上的压强调节装置PV1。

另一方面，本发明涉及一种使用上述系统进行连续熔融和多相分离的方法，所述方法包括：

S1.连续加入的硫泡沫原料A与提供其加热、蒸发、熔融的热媒介质换热后，由熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐7；从多相分离罐7下降到所述熔融加热器5的硫磺颗粒在没有机械搅拌的情况下，于熔融加热器5的液硫流道中完全熔融；所述热媒介质包括蒸汽F或导热油F’；

S2.所述熔融的硫泡沫原料A在所述熔融分离釜中产生各相产物其包括：气相QI，液相产物YI，液相产物YII，和液相产物YIII；

S3.通过控制PC1调节回路，保持熔融-分离釜的操作压强为0.01～0.8MPa，并排除气体产物QI；同时，从熔融-分离釜经排出口I连续自流排出所述液相产物YI；

S4.通过TC2调节所述多相分离罐7中的温度T2稳定保持在85～130℃；通过TC1调节所述液硫E的出口温度T1稳定保持130～150℃；

S5.在所述液相产物YI的液层和所述液相产物YIII的液层之间逐渐累积形成YII液层，其中，所述液相产物YI、液相产物YII和液相产物YIII均经液位保持机构自流排出；使所述YI液层、YII液层和YIII液层的界面稳定保持；

S6.密度大于所述液相产物YIII的硫渣沉积于底部，逐渐累积，间歇排出。

另一方面，本发明涉及一种用于含水硫磺颗粒的连续熔融和多相分离的系统，所述系统包括：供热单元，换热器组，多相分离罐，液位保持机构，以及控制系统，

所述换热器组包括预热器9、加热器1、熔融加热器5、以及使用导热油F’时的导热油加热器4’；

所述多相分离罐包括多相分离罐7，其与所述熔融加热器5垂直同轴连接构成熔融-分离釜，在连续加入的硫泡沫原料A的同时通过所述液位保持机构将各相产物稳定排出，所述各相产物包括：不凝性气体B，清液C，焦油D，和液硫E；

所述供热单元中的热媒介质包括蒸汽F或导热油F’；当所述供热单元的热媒为蒸汽F时，所述供热单元包括疏水器2，所述熔融加热器5下方锥底侧部出口与疏水器2相连，经加热器1换热后排出产生的蒸汽冷凝水G；或者当所述供热单元的热媒为导热油F’时，所述供热单元包括导热油膨胀槽2’和导热油泵3’；所述导热油泵3’与所述导热油加热器4’相连接；所述导热油加热器4’的出口与所述熔融加热器5的入口相连接，经所述多相分离罐7的出口经加热器1与所述导热油泵3’构成循环回路，所述导热油膨胀槽2外接于所述循环回路，安装于所述导热油泵3’的前端；

所述液位保持机构包括排出口I、排出口II和排出口III；通过不同液相产物密度差异确定所述排出口I、排出口II和排出口III的管底高差；

所述控制系统包括所述熔融-分离釜上设置的料位仪表L1、温度仪表T1～T4、压强仪表P1、硫泡沫进料管线上所设的调节阀TV2和供热调节装置TC1以及所述不凝性气体B排出管上的压强调节装置PV1。

另一方面，本发明涉及一种使用上述系统进行连续相分离的方法，所述方法包括：

S1.将硫泡沫原料A经预热器9和加热器1换热后连续加入熔融-分离釜的多相分离罐7中，所述硫泡沫原料A与提供其加热、蒸发、熔融的热媒介质换热后，从多相分离罐7下降到所述熔融加热器5的硫磺颗粒在没有机械搅拌的情况下，于熔融加热器5的液硫流道中完全熔融；所述热媒介质包括蒸汽F或导热油F’；所述热媒为蒸汽F时，所述蒸汽F先进入多相分离罐7的夹套内，出多相分离罐7夹套的蒸汽或汽水混合物被送入熔融加热器5，出所述熔融加热器5的蒸汽冷凝水G进入疏水器2后经加热器1换热后排出产生的蒸汽冷凝水G；或所述热媒为导热油F’时，导热油F’经导热油泵3送入导热油加热器4，在导热油加热器4中导热油F’被加热后送入熔融加热器5，出所述熔融加热器5的导热油F’进多相分离罐7的夹套内，出所述多相分离罐7夹套的导热油F’经加热器1回到所述导热油泵3入口；

S2.所述熔融的硫泡沫原料A在所述熔融-分离釜中产生各相产物其包括：

不凝性气体B，清液C，焦油D，和液硫E；

S3.通过控制PC1调节回路，保持熔融-分离釜的操作压强为0.01～0.8MPa，并排除气相产物QI；同时，从熔融-分离釜经排出口I连续自流排出所述清液C；

S4.通过TC2调节所述多相分离罐7中的温度T2稳定保持在85～130℃；通过TC1调节所述液硫E的出口温度T1稳定保持130～150℃；

S5.在所述清液C的液层和所述液硫E的液层之间逐渐累积形成焦油D，其中，所述焦油D经排出口II自流排出；所述液硫E经排出口III自流排出；使所述清液C、焦油D和液硫E的界面稳定保持；

S6.密度大于所述液硫E的硫渣沉积于底部，逐渐累积，间歇排出。

相比于现有技术，本发明所述连续运行的多项分离系统和方法具有以下优点：

1)本发明所述连续运行的多项分离系统的操作压强明显降低；

2)熔融-分离釜内的操作压强、温度梯度和各料层界面连续稳定保持；

3)供热介质加入量对应硫泡沫原料进料量及其成分自适应调整；

4)熔融-分离釜分离的、除硫渣外的各种介质能连续排出，各介质排出量与硫泡沫原料进料量及其成分自适应匹配；

5)由于本发明的熔融加热器采用了除夹套换热器以外的间壁式换热器，其换热面积(管束或多层/圈板片)要比夹套单层内壁的熔融-分离釜大得多，加热强度明显提高、且传热壁面与流道中心间距大幅减小，在没有机械搅拌的情况下，也能将流道中心的硫磺颗粒可靠的完全熔融，避免排出的液硫夹杂硫颗粒；

6)本发明的连续分离排出焦油和间歇排出硫渣的措施，使得液硫色泽改善、有机物和灰分降低；同时，本发明系统的熔融-分离釜内的温度梯度避免了现有技术的熔融-分离釜温度批次升温所引起的残余脱硫液中盐分转移到液硫中的问题，进一步降低了液硫灰分；本发明的含水硫磺颗粒连续熔融和多相分离的系统避免了间歇熔硫技术在装料、出料过程中带入熔融-分离釜的O₂，使得液硫酸度降低；

7)本发明的连续运行的多项分离系统和方法总体导热系数高、运行条件低、生产效率高、设备体积精小；

8)通过介质间的梯级换热，系统的物、能消耗明显降低；

9)监控措施间接而完备、作业条件好、启停便捷快速、人工作业强度明显降低；

10)封闭的连续处置方式避免了气体挥发逸散，实现处置过程的本质清洁。

本发明所述连续运行的多项分离系统和方法大幅提升了诸如石油化工、天然气和冶金等行业中的含水硫磺颗粒的资源化利用水平，具有极高的经济价值和环保价值。

附图说明

图1为本发明实施例1～2、4～6的系统流程图。

图2为本发明实施例3、4～6的系统流程图。

主要设备、部件和介质的符号说明：

加热器1，膨胀槽2’，疏水器2，导热油泵3’，导热油加热器4’，熔融加热器5，集液盘6，多相分离罐7，集液盘8，预热器9，分布器10，阀门11。

液体—可熔固体混合物料(优选硫泡沫原料A)，不凝性气体B，清液C，焦油D，液硫E，热媒F，蒸汽冷凝水G。

图3为本发明所述用于含水硫磺颗粒的连续熔融和多相分离的系统的排出管系的管底高差示意图。

具体实施方式

下文将结合具体实施方式和实施例，具体阐述本发明，本发明的优点和各种效果将由此更加清楚地呈现。本领域技术人员应理解，这些具体实施方式和实施例是用于说明本发明，而非限制本发明。

在整个说明书中，除非另有特别说明，本文使用的术语应理解为如本领域中通常所使用的含义。因此，除非另有定义，本文使用的所有技术和科学术语具有与本发明所属领域技术人员的一般理解相同的含义。若存在矛盾，本说明书优先。

除非另有特别说明，本发明中用到的各种原材料、试剂、仪器和设备等，均可通过市场购买得到或者可通过现有方法制备得到。

根据本发明所述的连续熔融和多相分离系统，其组成设备/部件/移热介质均可以依据介质流向顺序和工艺功能对接的方式来组合成几件集成化部件/设备或一套集成化设备。据此进行的组合和修饰，均应理解为在本次申请内容及其等同技术的范围之内。

本发明所述“熔融加热器”是指：用热媒介质间接加热液体-可熔固体混合物并使可熔固体熔融的传热部件。

本发明所述“多相分离罐”是指：将液体-可熔固体混合物加热后得到的多层液体和不凝性气体进行静置分层的部件。

本发明所述“熔融-分离釜”即所述加热器和多相分离罐的任意可工作方式的组合，优选多相分离罐与熔融加热器竖直方向同轴相连的熔融-分离釜。

本发明提供了一种用于连续熔融和多相分离系统，所述系统包括：

供热单元，用于使热媒介质释放能量以持续提供液体-可熔固体混合物料加热、蒸发、熔融所需的驱动力；

换热器组，用于加热液体-可溶固体混合物料，所述换热器组包括用于加热可熔固体的熔融加热器5；

多相分离罐，用于将连续加入的液体-可熔固体混合物料静置分层；所述多相分离罐包括多相分离罐7，所述多相分离罐7与换热器组中的熔融加热器5竖直方向相连构成熔融-分离釜本体，熔融-分离釜本体能在没有机械搅拌的情况下，将可溶固体颗粒完全熔融；并将各相产物排出所述系统；所述各相产物包括气相产物和液相产物(如液相产物YI，液相产物YII，和液相产物YIII)；

液位保持机构，包括各液相产物的排出系统，用于在不设有调节机构的情况下，将与进料等量的、连续的各液相产物稳定地排出系统；以及

控制系统，用于在所述系统运行过程中调节所述硫泡沫原料A和各相产物的温度、熔融-分离釜内的压强和料位。

在本发明某些具体实施方案中，所述供热单元使用的热媒介质为导热油或蒸汽。

所述热媒介质在所述系统的组成设备中并联使用，或在所述系统的组成设备间串联起来梯级使用。

在本发明某些具体实施方案中，所述换热器组包括熔融加热器5以及使用导热油为热媒时的导热油加热器4’，所述熔融加热器5为筒体形状的，优选圆柱形或矩形的筒体。液相产物YIII和可熔固体产物在此筒体中竖直向下流动并与热媒间接换热，到达熔融加热器5底部已完全熔融，液相产物YIII由熔融加热器5锥底侧部排出系统。

进一步地，所述导热油加热器4’优选为除夹套换热器以外的间壁式换热器。

进一步地，所述换热器组还包括用于加热液体-可熔固体混合物料的预热器9、加热器1,它们为本发明的系统的可选部件，目的是进一步降低本系统的能源介质消耗。

更进一步地，本系统所述预热器9与加热器1串联设置，依据进口热源的温度不同，送入本系统的液体-可熔固体混合物料先在预热器9内与温度较低的、熔融-分离釜排出的液相产物YI(如上层清液)间接换热升温，然后在加热器1内与温度较高的、熔融-分离釜排出的蒸汽冷凝水G或导热油F’间接换热升温后，由熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐7；如不设置预热器9与加热器1，则送入本系统的液体-可熔固体混合物料以较低温度直接由熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐7；本系统的预热器9与加热器1也可以集成为分段换热的一体化换热器。

在本发明某些具体实施方案中，当所述供热单元的热媒为蒸汽F时，所述供热单元包括疏水器2，所述熔融加热器5下方出口与所述疏水器2相连，用于排出产生的蒸汽冷凝水G。

在本发明另一些具体实施方案中，当所述供热单元的热媒为导热油F’时，所述供热单元包括导热油膨胀槽2’、导热油泵3’和导热油加热器4’；所述导热油泵3’与所述导热油加热器4’相连接；所述导热油加热器4’的出口与所述熔融加热器5的入口相连接，经所述多相分离罐7的出口与所述导热油泵3’构成循环回路。导热油膨胀槽2外接于所述循环回路，安装于所述导热油泵3’的前端。

在本发明某些具体实施方案中，所述多相分离罐7为一内设有分布器10、集液盘8、集液盘6的盛液箱体，所述多相分离罐7与换热器组中的熔融加热器5竖直方向同轴相连。

进一步地，进入所述多相分离罐7的液体-可熔固体混合物料在所述分布器10上部空间与多相分离罐7内的上升汽体直接逆流接触，将上升汽体中作为可凝性汽体的气相QII冷凝冷却，作为不凝性气体B的气相QI则排出所述系统；所述液相产物YI由所述集液盘8处汇集后经所述排出口I连续排出；所述液相产物YII由所述集液盘6处汇集后连续排出；所述液相产物YIII和可熔固体产物竖直向下流动到所述熔融加热器5中。

在本发明某些具体实施方案中，所述液位保持机构为依据不同液相产物密度差异所确定的各液相介质排出管管底高差。

进一步地，所述液位保持机构包括多个排出口，例如排出口I、排出口II和排出口III，用于将分离介质排出系统。

进一步地，以图3所示的三相分离为例，所述各液相介质排出管管底高差可通过以下公式计算得出：

H4＝H1+H2+H3 (式I)

H5≈H4－H1+ρ1÷ρ2×H1 (式II)

H6＝H3+ρ1÷ρ3×H1+ρ2÷ρ3×H2 (式III)

其中，H1为液相I的液层厚度；H2为液相II的液层厚度；H3为液相III的液层厚度；H4为排出管I的高度(对应总液层高度)；H5为排出管II的高度；H6为排出管III的高度；ρ1为液相I密度；ρ2为液相II密度；ρ3为液相III密度。

在本发明某些具体实施方案中，所述排出管系可以是固定设置，也可以是可移动设置。

在本发明某些具体实施方案中，所述控制系统包括所述熔融-分离釜上设置的仪表测点，用于监测料位、温度和压强，以及进料管线上所设的调节阀和供热调节装置。

本发明还提供了一种使用如上所述的系统进行连续熔融和多相分离的方法，所述方法包括：

S1.连续加入的液体-可熔固体混合物料与提供其加热、蒸发、熔融的热媒介质换热后，在没有机械搅拌的情况下，将可熔固体颗粒完全熔融；

S2.所述熔融的液体-可熔固体混合物料在多相分离罐7中静置分层形成各相产物；所述各相产物包括气相产物和液相产物(液相产物YI，液相产物YII，和液相产物YIII)；

S3.所述各个液相产物通过所述液位保持机构连续排出并使所述多相分离罐7内各个已分层产物的液层厚度保持不变；

S4.通过控制系统保持操作压强0.01～0.8MPa，将气相产物排出；

S5.经所述液位保持机构沿高度方向自上而下分别连续自流排出密度最小的液相产物YI、中间密度的液相产物YII和液相产物YIII；

S6.通过所述控制系统调节所述多相分离罐7中的温度T2稳定保持在低于T1的某一范围；调节所述液相产物YIII的出口温度T1稳定保持高于该可熔固体介质的熔点和沸点之间；

S7密度大于所述液相产物YIII的固体渣沉积于底部，逐渐累积，间歇排出。

在本发明某些具体实施方案中，所述热媒介质为温度高于可熔固体熔点的热媒，如：导热油或蒸汽；优选地，所述热媒介质在所述系统的组成设备中并联使用，或在所述系统的组成设备间串联起来梯级使用。

在本发明某些具体实施方案中，所述热媒为蒸汽F时，所述蒸汽F先进入多相分离罐7的夹套内，出多相分离罐7夹套的蒸汽或汽水混合物被送入熔融加热器5，出所述熔融加热器5的蒸汽冷凝水G经疏水器2后排出。

在本发明某些具体实施方案中，所述热媒为导热油F’时，导热油F’经导热油泵3送入导热油加热器4，在导热油加热器4中导热油F’被加热后送入熔融加热器5，出所述熔融加热器5的导热油F’进多相分离罐7的夹套内，出所述多相分离罐7夹套的导热油F’回到所述导热油泵3入口。

在本发明某些具体实施方案中，连续送入本系统的液体-可熔固体混合物料以较低温度直接由熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐7；同时，将热媒介质(蒸汽/导热油)送入熔融-分离釜的熔融加热器5及/或多相分离罐7的夹套内，并将换热后焓值降低的热媒介质F或蒸汽冷凝水G等量排出熔融-分离釜。

在本发明某些具体实施方案中，S3中连续加入的液体-可熔固体混合物料在多相分离罐7内受热；由于各介质液相，如液相产物YI，液相产物YII，和液相产物YIII间互不相溶和存在密度差异，其在多相分离罐7内分层后在设定位置处连续排出多相分离罐7，其中气相产物，液相产物YI和液相产物YII经过换热冷凝冷却或直接通过所述液位保持机构排出系统、固体颗粒经多相分离罐7与熔融加热器5之间的液相产物YIII排入熔融加热器5。

或者，在本发明另一些具体实施方案中，当本系统设置预热器9与加热器1时，送入本系统的液体-可熔固体混合物料先在预热器9内与温度较低的、熔融-分离釜排出的液相产物YI(如清液C)间接换热升温，然后在加热器1内与温度较高的、熔融-分离釜排出的蒸汽冷凝水G或导热油F’间接换热升温后，由熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐7。

本发明某些具体实施方案中，所述热媒介质进入本发明系统中熔融-分离釜的温度高于120℃。

在本发明某些具体实施方案中，熔融-分离釜的操作压强的上限理论上没有限制，操作压强的下限应高于85KPa(a)，视气相产物(不凝性气体B)的消纳端的体系压强来确定本发明的操作压强为0.01～0.8MPa，使得排出本系统中的溶剂蒸汽所饱和的气相产物(不凝性气体B)，并使本系统保持稳定。

优选地，所述绝压压强为0.09～0.18MPa(a)。

在本发明某些具体实施方案中，85℃<T2<95℃；135℃<T1<142℃。

在本发明某些具体实施方案中，在密度最小的所述液相产物YI的液层和密度最大的所述液相产物YIII的液层之间逐渐累积形成YII液层，其中，所述液相产物YI、液相产物YII和液相产物YIII均经液位保持机构自流排出；液位保持机构液位保持机构使所述YI液层、YII液层和YIII液层的界面稳定保持。

在本发明某些具体实施方案中，液面液位保持机构仅是各个已分离介质排出管的组合，通过依据各个已分离介质的密度差和多相分离罐内所稳定保持的各个已分离介质的液层厚度来设计各个已分离介质排出管之间的高度差。本发明所述液位保持机构能够具有以下作用：1)在多相分离罐内各个已分离介质的液层位置处连续排出对等原料液加入量的对应已分离介质；2)连续加入原料液以及连续的对等加入量地排出各个已分离介质，使得各个已分离介质在确定的液层位置处连续保持液层厚度。

在本发明某些具体实施方案中，本发明所述连续熔融和多相分离的系统能够用于乳化物的分离。例如，由介质b、c和d混合形成的乳化物a，一般不能通过静置使其分层，仅能通过加热升温破乳化。而利用本发明的系统，则可以对乳化物a进行连续的加热→静置分层→通过排出管系连续排出分离的介质b、c和d。如果多相分离罐顶温度T4高于分离介质b的沸点，则通过液相排出管系连续排出分离的介质c和d。

本发明还提供了一种用于含水硫磺颗粒连续熔融和多相分离的系统，所述系统包括：供热单元，换热器组，多相分离罐，液位保持机构，以及控制系统，

所述供热单元中的热媒介质包括蒸汽F或导热油F’；其通过所述换热器组向硫泡沫原料A提供加热、蒸发、熔融的热量；

所述换热器组包括熔融加热器5、以及使用导热油F’时的导热油加热器4’；

所述多相分离罐包括多相分离罐7，其与所述换热器组垂直同轴连接构成熔融-分离釜，在连续加入的硫泡沫原料A的同时通过所述液位保持机构将各相产物稳定排出，所述各相产物包括气相产物和液相产物(如液相产物YI，液相产物YII，和液相产物YIII)；

所述液位保持机构是依据不同液相产物密度差异所确定的各液相介质排出管管底高差在所述熔融-分离釜上所设置的排出口I、排出口II和排出口III；

所述控制系统包括所述熔融-分离釜上设置的料位仪表L1、温度仪表T1～T4、压强仪表P1、硫泡沫进料管线上所设的调节阀TV2和供热调节装置TC1以及所述气相产物排出管上的压强调节装置PV1。

在本发明某些具体实施方案中，所述热媒介质为导热油或蒸汽；优选地，所述热媒介质在所述系统的组成设备中并联使用，或在所述系统的组成设备间串联起来梯级使用。

在本发明某些具体实施方案中，所述熔融加热器5是带有夹套锥底的多板并列或多管并列的间壁式加热器；优选地，所述熔融加热器5是圆筒形加热器。熔融加热器5的换热面积(管束或多层/圈板片)要比夹套单层内壁的熔融-分离釜大得多，加热强度明显提高、且传热壁面与流道中心间距大幅减小。液相产物YIII(如液硫E)和硫颗粒在此筒体中竖直向下流动并与热媒间接换热，到达熔融加热器5底部已完全熔融，液相产物YIII由熔融加热器5锥底侧部排出系统。

进一步地，所述换热器组还包括预热器9、加热器1,他们为本发明系统的可选部件，目的是进一步降低本系统的能源介质消耗。

更进一步地，本系统所述预热器9与加热器1串联设置，依据进口热源的温度不同，送入本系统的硫泡沫原料A先在预热器9内与温度较低的、熔融-分离釜排出的液相产物YI(清液C)间接换热升温，然后在加热器1内与温度较高的、熔融-分离釜排出的蒸汽冷凝水G或导热油F’间接换热升温后，由熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐7；如不设置预热器9与加热器1，则送入本系统的硫泡沫原料A以较低温度直接由熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐7；本系统的预热器9与加热器1也可以集成为分段换热的一体化换热器。

在本发明某些具体实施方案中，当所述供热单元的热媒为蒸汽F时，所述供热单元包括疏水器2，所述熔融加热器5下方锥底侧部出口与疏水器2相连，用于排出产生的蒸汽冷凝水G。

在本发明另一些具体实施方案中，当所述供热单元的热媒为导热油F’时，所述供热单元包括导热油膨胀槽2’和导热油泵3’；所述导热油泵3’与所述导热油加热器4’相连接；所述导热油加热器4’的出口与所述熔融加热器5的入口相连接，经所述多相分离罐7的出口与所述导热油泵3’构成循环回路，导热油膨胀槽2外接于所述循环回路，安装于所述导热油泵3’的前端。

在本发明某些具体实施方案中，所述多相分离罐7为一内设有分布器10、集液盘8、集液盘6的盛液箱体。所述多相分离罐7与换热器组中的熔融加热器5竖直方向同轴相连。所述多相分离罐7内各介质升温所需热量由下向上传导，通过各介质层间的“热传导”和层内的“对流”方式传导，这种“直接换热”方式较“间接换热”方式的效率提高。

在本发明某些具体实施方案中，所述液位保持机构为具有依据不同液相产物密度差异所确定的各液相介质排出管管底高差的排除管系。

进一步地，所述液位保持机构包括多个排出口，例如排出口I、排出口II和排出口III，用于将分离介质排出系统。

进一步地，以图3所示的三相分离为例，所述各液相介质排出管管底高差可通过以下公式计算得出：

H4＝H1+H2+H3 (式I)

H5≈H4－H1+ρ1÷ρ2×H1 (式II)

H6＝H3+ρ1÷ρ3×H1+ρ2÷ρ3×H2 (式III)

其中，H1为液相I的液层厚度；H2为液相II的液层厚度；H3为液相III的液层厚度；H4为排出管I的高度(对应总液层高度)；H5为排出管II的高度；H6为排出管III的高度；ρ1为液相I密度；ρ2为液相II密度；ρ3为液相III密度。

在本发明某些具体实施方案中，排出管系可以是固定设置，也可以是可移动设置。

在本发明某些具体实施方案中，所述气相产物为不凝性气体B，液相产物YI为清液C，液相产物YII为焦油D，以及液相产物YIII为液硫E。

本发明还提供了一种使用上述系统进行连续熔融和多相分离的方法，所述方法包括：

S1.连续加入的硫泡沫原料A与提供其加热、蒸发、熔融的热媒介质换热后，由熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐7；从多相分离罐7下降到所述熔融加热器5的硫磺颗粒在没有机械搅拌的情况下，于熔融加热器5的液硫流道中完全熔融；所述热媒介质包括蒸汽F或导热油F’；

S2.所述熔融的硫泡沫原料A在所述熔融分离釜中产生各相产物其包括：气相QI，液相产物YI，液相产物YII，和液相产物YIII；

S3.通过控制PC1调节回路，保持熔融-分离釜的操作压强为0.01～0.8MPa，并排除气体产物QI；同时，从熔融-分离釜经排出口I连续自流排出所述液相产物YI；

S4.通过TC2调节所述多相分离罐7中的温度T2稳定保持在85～130℃；通过TC1调节所述液硫E的出口温度T1稳定保持130～150℃；

S5.在所述液相产物YI的液层和所述液相产物YIII的液层之间逐渐累积形成YII液层，其中，所述液相产物YI、液相产物YII和液相产物YIII均经液位保持机构自流排出；使所述YI液层、YII液层和YIII液层的界面稳定保持；

S6.密度大于所述液相产物YIII的硫渣沉积于底部，逐渐累积，间歇排出。

在本发明某些具体实施方案中，S1的热媒介质加入量与加入的硫泡沫原料A进料量和其中含水量有关，通过TC1调节回路自适应调整。

在本发明某些具体实施方案中，其中所述热媒介质进入本发明系统中熔融-分离釜的温度高于130℃。

根据本发明的某些实施方案，优选地，所述两种热媒介质在所述系统的组成设备中并联使用，或在所述系统的组成设备间串联起来梯级使用。

根据本发明的一些实施方案，所述热媒为蒸汽F时，所述蒸汽F先进入多相分离罐7的夹套内，出多相分离罐7夹套的蒸汽或汽水混合物被送入熔融加热器5，出所述熔融加热器5的蒸汽冷凝水G经疏水器2后排出。

根据本发明的另一些实施方案，所述热媒为导热油F’时，导热油F’经导热油泵3送入导热油加热器4，在导热油加热器4中导热油F’被加热后送入熔融加热器5，出所述熔融加热器5的导热油F’进多相分离罐7的夹套内，出所述多相分离罐7夹套的导热油F’回到所述导热油泵3入口。

根据本发明的某些实施方案，送入本系统的硫泡沫原料A以较低温度直接由熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐7；同时，将热媒介质(蒸汽/导热油)送入熔融-分离釜的熔融加热器5及/或多相分离罐7的夹套内，并将换热后焓值降低的热媒介质F或蒸汽冷凝水G等量排出熔融-分离釜。

在本发明某些具体实施方案中，熔融-分离釜的操作压强的上限理论上没有限制，操作压强的下限应高于85KPa(a)，视气相产物(不凝性气体B)的消纳端的体系压强来确定本发明的操作压强为0.01～0.8MPa，使得排出本系统中的溶剂蒸汽所饱和的气相产物(不凝性气体B)，并使本系统保持稳定。由于本发明的多相分离罐7操作压强较现有技术都低，各介质的温升所需热量也少。

优选地，所述绝压压强为0.09～0.18MPa(a)。通过PC1调节回路，保持熔融-分离釜的操作压强；

在本发明某些具体实施方案中，在S4中通过TC2调节回路，将熔融-分离釜的多相分离罐7底部的温度T2稳定保持85～130℃之间的某一数值；同时，通过TC1调节回路，将熔融-分离釜的熔融加热器5出口液硫的温度T1稳定保持在130～150℃之间。

在本发明某些具体实施方案中，85℃<T2<95℃；135℃<T1<142℃。

所述液相产物YIII和固体硫颗粒在所述熔融加热器5的筒体中竖直向下流动并与热媒F间接换热，到达所述熔融加热器5底部已完全熔融，所述液相产物YIII由所述熔融加热器5锥底侧部的排出口III排出系统。

具体地，所述多相分离罐7内设有分布器10、集液盘8、集液盘6；进入所述多相分离罐7的硫泡沫原料A在所述分布器10上部空间与多相分离罐7内的上升汽体直接逆流接触，将上升汽体中作为可凝性汽体的气相产物冷凝冷却，作为不凝性气体B的气相产物则排出所述系统；由分布器10下降的硫泡沫原料A下降至集液盘8的下部位置；所述液相产物YI由所述集液盘8处汇集后经所述排出口I连续排出；所述液相产物YII由所述集液盘6处汇集后经所述排出口II连续排出；所述液相产物YIII和硫颗粒竖直向下流动到所述熔融加热器5中。

在本发明某些具体实施方案中，在熔融-分离釜的熔融加热器5中连续加入热媒介质对进入熔融加热器5的液硫和硫颗粒间接加热到130～150℃；液相产物YIII(液硫)和硫颗粒到达熔融加热器5底部已完全熔融，液相产物YIII由熔融加热器5锥底侧部连续排出系统；密度大于液硫的物料沉积于熔融加热器5锥底底部，视情间歇排出；密度小于液相产物YIII的物料浮于液相产物YIII的液层上。液相产物YIII和硫颗粒之间通过“热传导”方式传热，同时，在液硫层内由于上下端温度差导致的密度差，液相产物YIII在熔融加热器5的换热管束内或换热板片间发生对流，起到了搅拌的作用，即：利用换热管束内或换热板片间的热力搅拌作用，在没有机械搅拌的情况下，也能将流道中心的硫磺颗粒可靠的完全熔融，硫颗粒到达熔融加热器5底部已完全熔融，避免排出的液相产物YIII夹杂硫颗粒。

在本发明某些具体实施方案中，液相产物YIII的液层上层物料为密度介于液相产物YIII和液相产物YI之间的液相产物YII，液相产物YII的液层温度在85～130℃之间，液相产物YII的液层高度在集液盘6下缘处即被连续压出熔融-分离釜的多相分离罐7，液相产物YII的排出量等于进入熔融-分离釜的液相产物YII的进入量。

根据本发明所述含水硫磺颗粒连续熔融和多相分离的系统，其中所述预热器9、加热器1、熔融加热器5以及导热油加热器4型式为除夹套换热器以外的间壁式换热器。

在本发明某些具体实施方案中，所述气相产物为不凝性气体B，液相产物YI为清液C，液相产物YII为焦油D，以及液相产物YIII为液硫E。

本发明还提供了一种用于含水硫磺颗粒连续熔融和多相分离的系统，所述系统包括：供热单元，由换热器组，多相分离罐，液位保持机构，以及控制系统，

所述换热器组包括预热器9、加热器1、熔融加热器5、以及使用导热油F’时的导热油加热器4’；

所述多相分离罐包括多相分离罐7，其与所述熔融加热器5垂直同轴连接构成熔融-分离釜，在连续加入的硫泡沫原料A的同时通过所述液位保持机构将各相产物稳定排出，所述各相产物包括：不凝性气体B，清液C，焦油D，和液硫E；

所述供热单元中的热媒介质包括蒸汽F或导热油F’；当所述供热单元的热媒为蒸汽F时，所述供热单元包括疏水器2，所述熔融加热器5下方锥底侧部出口与疏水器2相连，经加热器1换热后排出产生的蒸汽冷凝水G；或者当所述供热单元的热媒为导热油F’时，所述供热单元包括导热油膨胀槽2’和导热油泵3’；所述导热油泵3’与所述导热油加热器4’相连接；所述导热油加热器4’的出口与所述熔融加热器5的入口相连接，经所述多相分离罐7的出口经加热器1与所述导热油泵3’构成循环回路，所述导热油膨胀槽2外接于所述循环回路，安装于所述导热油泵3’的前端；

所述液位保持机构包括排出口I、排出口II和排出口III，其依据不同液相产物密度差异确定管底高差；

所述控制系统包括所述熔融-分离釜上设置的料位仪表L1、温度仪表T1～T4、压强仪表P1、硫泡沫进料管线上所设的调节阀TV2和供热调节装置TC1以及所述不凝性气体B排出管上的压强调节装置PV1。

在本发明某些具体实施方案中，所述熔融加热器5是带有夹套锥底的多板并列或多管并列的间壁式加热器；优选地，所述熔融加热器5为圆筒形加热器。所述熔融加热器5的换热面积(管束或多层/圈板片)要比多相分离罐7的换热面积(夹套单层内壁)大得多，可以将熔融加热器5理解为本发明的系统中传热的“心脏”部件。

在本发明某些具体实施方案中，作为热媒介质的导热油或蒸汽可以在所述系统的组成设备中并联使用，或在所述系统的组成设备间串联起来梯级使用。

在本发明某些具体实施方案中，所述熔融加热器5是带有夹套锥底的多板并列或多管并列的间壁式加热器；优选地，所述熔融加热器5为圆筒形加热器。熔融加热器5的换热面积(管束或多层/圈板片)要比夹套单层内壁的熔融-分离釜大得多，加热强度明显提高、且传热壁面与流道中心间距大幅减小。液相产物YIII(液硫E)和硫颗粒在此筒体中竖直向下流动并与热媒间接换热，到达熔融加热器5底部已完全熔融，液硫E由熔融加热器5锥底侧部排出系统。

在本发明某些具体实施方案中，所述多相分离罐7为一内设有分布器10、集液盘8、集液盘6的盛液箱体。所述多相分离罐7与换热器组中的熔融加热器5竖直方向同轴相连。所述多相分离罐7内各介质升温所需热量由下向上传导，通过各介质层间的“热传导”和层内的“对流”方式传导，这种“直接换热”方式较“间接换热”方式的效率提高。

在本发明某些具体实施方案中，所述排出管系可以是固定高度设置，也可以是高度可调设置。

本发明还提供了一种使用上述系统进行连续熔融和多相分离的方法，所述方法包括：

S1.将硫泡沫原料A经预热器9和加热器1换热后连续加入熔融-分离釜的多相分离罐7中，所述硫泡沫原料A与提供其加热、蒸发、熔融的热媒介质换热后，从多相分离罐7下降到所述熔融加热器5的硫磺颗粒在没有机械搅拌的情况下，于熔融加热器5的液硫流道中完全熔融；所述热媒介质包括蒸汽F或导热油F’；所述热媒为蒸汽F时，所述蒸汽F先进入多相分离罐7的夹套内，出多相分离罐7夹套的蒸汽或汽水混合物被送入熔融加热器5，出所述熔融加热器5的蒸汽冷凝水G进入疏水器2后经加热器1换热后排出产生的蒸汽冷凝水G；或所述热媒为导热油F’时，导热油F’经导热油泵3送入导热油加热器4，在导热油加热器4中导热油F’被加热后送入熔融加热器5，出所述熔融加热器5的导热油F’进多相分离罐7的夹套内，出所述多相分离罐7夹套的导热油F’经加热器1回到所述导热油泵3入口；

S2.所述熔融的硫泡沫原料A在所述熔融-分离釜中产生各相产物其包括：不凝性气体B，清液C，焦油D，和液硫E；

S3.通过控制PC1调节回路，保持熔融-分离釜的操作压强为0.01～0.8MPa，并排除气相产物QI；同时，从熔融-分离釜经排出口I连续自流排出所述清液C；

S4.通过TC2调节所述多相分离罐7中的温度T2稳定保持在85～130℃；

通过TC1调节所述液硫E的出口温度T1稳定保持130～150℃；

S5.在所述清液C的液层和所述液硫E的液层之间逐渐累积形成焦油D，其中，所述焦油D经排出口II自流排出；所述液硫E经排出口III自流排出；使所述清液C、焦油D和液硫E的界面稳定保持；

S6.密度大于所述液硫E的硫渣沉积于底部，逐渐累积，间歇排出。

在本发明某些具体实施方案中，其中所述热媒介质进入本发明系统中熔融-分离釜的温度高于130℃。

在本发明某些具体实施方案中，熔融-分离釜的操作压强的上限理论上没有限制，操作压强的下限应高于85KPa(a)，视气相产物(不凝性气体B)的消纳端的体系压强来确定本发明的操作压强为0.01～0.8MPa，使得排出本系统中的溶剂蒸汽所饱和的气相产物(不凝性气体B)，并使本系统保持稳定。

优选地，所述绝压压强为0.09～0.18MPa(a)。

在本发明某些具体实施方案中，在S3中通过TC2调节回路，将熔融-分离釜的多相分离罐7底部的温度T2稳定保持85～130℃之间，即：依据该温度控制熔融-分离釜的硫泡沫原料A进料量；同时，通过TC1调节回路，将熔融-分离釜的熔融加热器5出口液硫的温度T1稳定保持130～150℃之间，即：依据该温度控制熔融-分离釜的热媒介质进料量。

在本发明某些具体实施方案中，85℃<T2<95℃；135℃<T1<142℃。

所述液硫E和固体硫颗粒在所述熔融加热器5的筒体中竖直向下流动并与热媒F间接换热，到达所述熔融加热器5底部已完全熔融，所述液硫E由所述熔融加热器5锥底侧部的排出口III排出系统。

具体地，所述多相分离罐7内设有分布器10、集液盘8、集液盘6；进入所述多相分离罐7的硫泡沫原料A在所述分布器10上部空间与多相分离罐7内的上升汽体直接逆流接触，将上升汽体中作为可凝性汽体冷凝冷却，作为不凝性气体B的气相产物则排出所述系统；由分布器10下降的硫泡沫原料A下降至集液盘8的下部位置；所述清液C由所述集液盘8处汇集后经所述排出口I连续排出；所述焦油D由所述集液盘6处汇集后经所述排出口II连续排出；所述液硫E和硫颗粒竖直向下流动到所述熔融加热器5中。

在本发明某些具体实施方案中，在熔融-分离釜的熔融加热器5中连续加入热媒介质对进入熔融加热器5的液硫E和硫颗粒间接加热到130～150℃；液硫E和硫颗粒到达熔融加热器5底部已完全熔融，液硫E由熔融加热器5锥底侧部连续排出系统；密度大于液硫E的物料沉积于熔融加热器5锥底底部，视情间歇排出；密度小于液硫E的物料浮于液硫E的液层上。

在本发明某些具体实施方案中，液硫E的液层上层物料为密度介于液硫E和清液C之间的焦油D，焦油D的液层温度在85～130℃之间，焦油D的液层高度在集液盘6下缘处即被连续压出熔融-分离釜的多相分离罐7，焦油D的排出量等于进入熔融-分离釜的焦油D的进入量。

在本发明某些具体实施方案中，焦油D上层物料为密度较小的清液C，清液C的液层温度在85～95℃之间，其高度在集液盘8上缘处即被连续排出熔融-分离釜的多相分离罐7，清液C的排出量微少于进入熔融-分离釜的清液C(其中差值为气相产物的排出量)。

在本发明某些具体实施方案中，所述预热器9、加热器1、熔融加热器5以及导热油加热器4型式为除夹套换热器以外的间壁式换热器。

具体地，本发明的系统将较低温度的硫泡沫原料A加热为较高温度的不凝性气体B、清液C、焦油D和液硫E于熔融-分离釜不同位置分离，所需热量均由热媒介质提供；在熔融加热器5、预热器9、加热器1的传热换热作用下，清液C、焦油D和液硫E在多相分离罐7中直接液液接触，各层间通过“热传导”方式传热、层内则通过“对流”方式传热；由于不凝性气体B、清液C、焦油D和液硫E之间的密度差、连续由多相分离罐7顶加入的硫泡沫原料A以及连续的硫颗粒的相变吸热，在本发明的熔融-分离釜内，形成了明显的温度梯度，即：由上至下温度渐次提高。

在熔融-分离釜的熔融加热器5中连续加入热媒介质对进入熔融加热器5的液硫E和硫颗粒间接加热到130～150℃；液硫和硫颗粒到达熔融加热器5底部已完全熔融，液硫由熔融加热器5锥底侧部连续排出系统；密度大于液硫的物料沉积于熔融加热器5锥底底部，视情况间歇排出；密度小于液硫的物料浮于液硫层上。液硫和硫颗粒之间通过“热传导”方式传热，同时，在液硫层内由于上下端温度差导致的密度差，液硫在熔融加热器5的换热管束内或换热板片间发生对流，起到了搅拌的作用，即：利用换热管束内或换热板片间的热力搅拌作用，在没有机械搅拌的情况下，也能将流道中心的硫磺颗粒可靠的完全熔融，硫颗粒到达熔融加热器5底部已完全熔融，避免排出的液硫夹杂硫颗粒。

伴随着硫颗粒的逐渐熔融，多相分离罐7底部是混合了水汽、焦油和硫颗粒的液硫层：硫颗粒熔融时，附着于硫颗粒表面和微孔中的水分汽化并因与硫颗粒之间的密度差而浮荡上升；附着于硫颗粒表面和微孔中的焦油也因硫颗粒与液硫之间的密度差而浮荡上升；而在熔融加热器5中部以下的液硫层因已分离出附着于硫颗粒表面和微孔中的水分和焦油，排出液硫E的色泽得以改善；密度大于液硫的物料(不熔融的灰渣)沉积于熔融加热器5锥底底部，逐渐累积。

液硫E由熔融加热器5锥底侧部连续排出系统；密度小于液硫的物料浮于液硫层上。

焦油D会在清液层和液硫层之间逐渐累积，形成焦油层，会从熔融-分离釜自流排出焦油D；液硫E会从熔融-分离釜自流排出；至此，清液层、焦油层和液硫层的界面会稳定保持，热媒介质进料量会依据硫泡沫原料A进料量和其中含水量自适应调整，从而稳定保持熔融-分离釜内的温度梯度。

密度大于液硫的物料(如：不熔融的灰渣和不溶于硫磺的盐类)沉积于熔融加热器5锥底底部，逐渐累积，视情通过阀门11间歇排出，因为混有硫磺，称为硫渣，废弃物；间歇排出硫渣时，不需要人为调整其他阀门和硫泡沫原料A的进料量。

在本发明某些具体实施方案中，熔融-分离釜内为避免因层内“对流”对焦油滴、硫颗粒沉降的不利影响，设计层内上升液流流速小于0.2m/s、焦油静置时间大于20min。

在本发明某些具体实施方案中，为避免排出液硫夹杂硫颗粒，设计在95～150℃的温度下，硫颗粒加温时间大于40min，充分保证硫颗粒实现晶型转变和完全熔融。

在本发明某些具体实施方案中，由于多相分离罐7内的温度梯度是由上至下温度渐次提高，罐内清液C、焦油D和液硫E均为液体，熔融-分离釜的多相分离罐7操作压强的上限理论上没有限制，操作压强的下限应高于85KPa(a)；那么，就可以视不凝性气体B的消纳端的体系压强来确定本发明的熔融-分离釜的操作压强。

在本发明某些具体实施方案中，由于焦油混入液硫会导致硫磺色泽变黑、炭含量增加，通过对焦油的连续加热、利用密度差分层和连续排出，使得硫磺色泽改善与含杂降低。

在本发明某些具体实施方案中，由于清液层温度在85～95℃之间，低于硫磺熔点，以及层内小于0.2m/s的上升液流流速，可以可靠的避免排出清液C夹带硫颗粒。

根据本发明所述的含水硫磺颗粒连续熔融和多相分离的方法，熔融-分离釜的操作压强的上限理论上没有限制，操作压强的下限应高于85KPa(a)，视不凝性气体B的消纳端的体系压强来确定本发明的熔融-分离釜的操作压强；S1-S4一般在较低绝压压强下进行，范围在0.01～0.8MPa(a)之间。

优选地，所述绝压压强为0.09～0.18MPa(a)。

根据本发明所述的含水硫磺颗粒连续熔融和多相分离的方法，S1的热媒介质F加入量与加入的硫泡沫原料A进料量和其中含水量有关，通过TC1调节回路自适应调整。

根据本发明所述的含水硫磺颗粒连续熔融和多相分离的方法，在S3中通过TC2调节回路，将熔融-分离釜的多相分离罐7底部的温度T2稳定保持85～130℃之间的某一数值；同时，通过TC1调节回路，将熔融-分离釜的熔融加热器5出口液硫的温度T1稳定保持130～150℃之间的某一数值。优选地，85℃<T2<95℃；135℃<T1<142℃。

根据本发明所述的含水硫磺颗粒连续熔融和多相分离的方法，在S2中排出被系统中的溶剂蒸汽所饱和的不凝性气体B，并稳定保持熔融-分离釜的操作压强。

实施例

实施例1系统的初次进料和正常工况的建立

原料液是经压滤或离心分离后的硫泡沫，脱硫液是氨溶液，占比为30％(wt/％)；硫颗粒占比为30％(wt/％)；焦油<1％(wt/％)；温度25℃。

所述系统包括：供热单元，换热器组，多相分离罐，液位保持机构，以及控制系统。

其中换热器组包括加热器1、熔融加热器5、以及预热器9；供热单元包括疏水器2；所述熔融加热器5下方出口与疏水器2相连，经加热器1换热后排出产生的蒸汽冷凝水G。

所述多相分离罐包括多相分离罐7，所述多相分离罐7内设有分布器10、集液盘8、集液盘6；所述多相分离罐7与所述熔融加热器5竖直方向同轴相连构成熔融-分离釜本体；预热器9与加热器1沿硫泡沫原料A进料路由串联设置，加热器1与熔融-分离釜顶部相连，使得换热后的物料从熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐7。

所述液位保持机构包括排出口I，其高度为2000mm；排出口II，其高度为1948mm；以及排出口III，其高度为1671mm。

所述控制系统包括所述熔融-分离釜上设置的仪表测点，以及硫泡沫进料管线上所设的调节阀11和供热调节装置。排硫管上留有备用口12，用于在初次投用时加入液硫或固体硫磺颗粒。熔融加热器5为立管式换热器，壳程通过蒸汽；系统的处理能力为1t原料液/h。

系统的熔融-分离釜正常工作压强是55KPa(g)；热媒介质为0.45MPa(g)的饱和蒸汽。

将蒸汽F通入熔融-分离釜，经多相分离罐7的夹套→熔融加热器5→疏水器2→加热器1后，蒸汽冷凝水G排出系统；

待液硫温度测点T1和多相分离罐7底部温度T2都高于130℃时，通过排硫管上的备用口12，加入液硫至浸没熔融加热器5换热管束高度的一半，或者加入固体硫磺颗粒，待熔融后至浸没熔融加热器5换热管束高度的一半后；封闭备用口12；

打开清液排出管线的阀门，使熔融-分离釜内液位达到集液盘8上缘时，清液即可排出熔融-分离釜，构成熔融-分离釜排出→预热器9→排出系统的路由，然后；

～0.2t/h、25℃的硫泡沫原料A经预热器9→加热器1→由熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐7，由于硫泡沫原料A中液体的蒸发，熔融-分离釜内压强升高，通过PC1将釜内压强保持在55KPa(g)，不凝性气体B排出系统；同时，多相分离罐7底部温度T2会快速下降，在多相分离罐7底部温度T2低于130℃，可以以最大流量的蒸汽通入熔融-分离釜；在此阶段，“蒸汽F/硫泡沫原料A”的加入比高于正常运行时数倍，从而建立起偏离正常运行状态的温度梯度；

待多相分离罐7底部温度测点T2高于100℃后，依据该温度的升温速度逐渐增加硫泡沫原料A的进料量直至达到正常的投料量(0.2t/h)，并将此温度稳定控制在112℃；同时依据液硫温度测点T1调节蒸汽F的进料量，并将此温度稳定控制在138℃；即：将高于正常运行时数倍的“蒸汽F/硫泡沫原料A”加入比逐渐调节至正常运行时的“蒸汽F/硫泡沫原料A”加入比；

待熔融-分离釜内液位达到了集液盘8处，加温后的清液自流排出熔融-分离釜，经硫预热器9排出系统，清液层的厚度H₁为700mm、比重为1。

硫泡沫原料A在熔融-分离釜内加热到85℃，其中的硫颗粒、焦油和脱硫液依据密度差自然分层，硫颗粒沉降至多相分离罐7底部进入熔融加热器5加热熔融为液硫、焦油层在液硫层和脱硫液层之间积聚；液硫层比重为1.8、达到1255mm时会自流排出系统；打开焦油管线的排出阀门，如观察到排出物为脱硫清液则关闭该阀门，继续等待焦油在熔融-分离釜内料层积聚，如观察到排出物为焦油，则各料层(液硫层、焦油层、脱硫液层)即能够自我保持，此时焦油层比重为1.08、达到45mm时会自流排出系统，总液层厚度为2000mm，可以依据进料量及其成分自适应匹配，熔融-分离釜分离的各种介质(不凝性气体B、脱硫液C、焦油D、液硫E)连续排出；

至此，系统内已稳定建立了温度制度、压强制度和液层厚度，并已实现了与硫泡沫原料A等量排出各物料的分离性能。

实施例2：系统的连续进料和实现连续熔硫和多相分离

原料液是经压滤或离心分离后的硫泡沫，脱硫液是氨溶液，占比为30％(wt/％)；硫颗粒占比为30％(wt/％)；焦油<1％(wt/％)；温度25℃。

系统由加热器1，疏水器2，熔融加热器5，集液盘6，多相分离罐7，集液盘8，预热器9，分布器10，阀门11构成，排硫管上留有备用口12，熔融加热器5为立管式换热器，壳程通过蒸汽；系统的处理能力为1t原料液/h，并已完成了系统的初次进料和正常工况的建立。

热媒介质为0.45MPa(g)的饱和蒸汽。

蒸汽F已通入熔融-分离釜，经多相分离罐7的夹套→熔融加热器5→疏水器2→加热器1后，蒸汽冷凝水G排出系统；系统的熔融-分离釜工作压强通过PC1保持在55KPa(g)，不凝性气体B排出系统；

多相分离罐7底部温度测点T2保持在112±2℃、液硫温度测点T1保持在138±2℃；

1t/h、25℃的硫泡沫原料A经预热器9→加热器1→由熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐7，进入多相分离罐7的硫泡沫原料A的温度是39.8℃；不凝性气体B(被系统中的溶剂蒸汽所饱和)～0.3kg/h通过PC1连续排出系统，将系统的熔融-分离釜工作压强保持在55KPa(g)，不凝性气体B中溶剂蒸汽量～8g/h，排出多相分离罐7的不凝性气体B的温度(即：多相分离罐7上部温度T4)约为52℃；清液C自多相分离罐7内的集液盘8处自流排出熔融-分离釜，排出的清液温度(即：多相分离罐7中部温度T3)为92℃，再经预热器9与25℃的硫泡沫原料A换热后排出系统，排出系统的清液C温度约60℃、流量～300kg/h；焦油D自多相分离罐7内的集液盘6处自流排出熔融-分离釜，排出温度95～112℃(即：多相分离罐7中部温度T3和底部温度T2的显示值之间)，排出系统的焦油D流量<10kg/h；硫泡沫原料A在熔融-分离釜内加热到85～95℃之间时，其中的硫颗粒、焦油和脱硫液依据密度差自然分层，硫颗粒沉降到多相分离罐7底部的液硫层中，因硫颗粒与液硫之间的密度差，硫颗粒在液硫层中浮荡下沉至熔融-分离釜的熔融加热器5的换热管束内并受热熔化，达到液硫排出温度T1(即：熔融加热器5底部温度)138±2℃时，通过U型液硫排出管自流排出系统，液硫E的排出量约700kg/h；

加入系统的蒸汽F流量约为71kg/h；蒸汽冷凝水G排出系统的温度为60℃；

伴随着硫颗粒的逐渐熔融，多相分离罐7底部是混合了水汽、焦油和硫颗粒的液硫层：附着于硫颗粒表面和微孔中的水分汽化并因与硫颗粒之间的密度差而浮荡上升；附着于硫颗粒表面和微孔中的焦油也因硫颗粒与液硫之间的密度差而浮荡上升；而在熔融加热器5中部以下的液硫层因已分离出附着于硫颗粒表面和微孔中的水分和焦油，排出液硫E的色泽得以改善；密度大于液硫的物料(不熔融的灰渣)沉积于熔融加热器5锥底底部，逐渐累积，视情通过阀门11间歇排出，排出的硫渣抛弃。

至此，系统通过稳定的温度制度、压强制度和液层厚度，实现了改善液硫E的色泽、与硫泡沫原料A等量排出各物料的分离性能。

实施例3：系统的初次进料和正常工况的建立

原料液是经压滤或离心分离后的硫泡沫，脱硫液是氨溶液，占比为30％(wt/％)；硫颗粒占比为30％(wt/％)；焦油<1％(wt/％)；温度25℃。

所述系统包括：供热单元，换热器组，多相分离罐液位保持机构以及控制系统。

其中换热器组包括加热器1、熔融加热器5、预热器9、以及导热油加热器4’；供热单元包括疏水器2；所述熔融加热器5下方出口与疏水器2相连，经加热器1换热后排出产生的蒸汽冷凝水G。

供热单元包括导热油膨胀槽2’和导热油泵3’；所述导热油泵3’与所述导热油加热器4’相连接；所述导热油加热器4’的出口与所述熔融加热器5的入口相连接，经所述多相分离罐7的出口经加热器1与所述导热油泵3’构成循环回路，所述导热油膨胀槽2’外接于所述循环回路，安装于所述导热油泵3’的前端。

所述多相分离罐包括多相分离罐7，所述多相分离罐7内设有分布器10、集液盘8、集液盘6；所述多相分离罐7与所述熔融加热器5竖直方向同轴相连构成熔融-分离釜本体；预热器9与加热器1沿硫泡沫原料A进料路由串联设置，加热器1与熔融-分离釜顶部相连，使得换热后的物料从熔硫釜熔融-分离釜顶部进入熔硫釜熔融-分离釜的多相分离罐7。

所述液位保持机构包括排出口I，其高度为2000mm；排出口II，其高度为1948mm；以及排出口III，其高度为1732mm。

所述控制系统包括所述熔融-分离釜上设置的料位仪表L1、温度仪表T1～T4、压强仪表P1、硫泡沫进料管线上所设的调节阀TV2和供热调节装置TC1～TC2以及所述气相QI排出管上的压强调节装置PV1。

排硫管上留有备用口12，用于在初次投用时加入液硫或固体硫磺颗粒。熔融加热器5为立管式换热器，壳程通过导热油；导热油加热器4’为电加热器；系统的处理能力为1t原料液/h。

系统的熔融-分离釜正常工作压强是55KPa(g)；热媒介质为导热油。

将导热油F经导热油泵3’→导热油加热器4’→熔融加热器5’→多相分离罐7’的夹套→加热器1’→导热油泵3’，构成了导热油F的闭路循环；开启导热油加热器4’的电加热器；导热油膨胀槽2’平衡了导热油由常温至工作温度的体积膨胀；

待液硫温度测点T1和多相分离罐7’底部温度T2都高于130℃时，通过排硫管上的备用口12’，加入液硫至浸没熔融加热器5’换热管束高度的一半，或者加入固体硫磺颗粒，待熔融后至浸没熔融加热器5’换热管束高度的一半后；封闭备用口12’；

打开清液排出管线的阀门，使熔融-分离釜内液位达到集液盘8’上缘时，清液即可排出熔融-分离釜，构成熔融-分离釜排出→预热器9’→排出系统的路由，然后；

～0.2t/h、25℃的硫泡沫原料A经预热器9’→加热器1’→由熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐7’，由于硫泡沫原料A中液体的蒸发，熔融-分离釜内压强升高，通过PC1’将釜内压强保持在55KPa(g)，不凝性气体B排出系统；同时，多相分离罐7底部温度T2会快速下降，在多相分离罐7’底部温度T2低于130℃，可以以最大流量、最高允许温度的导热油通入熔融-分离釜；在此阶段，“热导热油F/硫泡沫原料A”的加入比高于正常运行时数倍，熔融-分离釜将很快的建立起偏离正常运行状态的温度梯度；

待多相分离罐7’底部温度测点T2高于100℃后，依据该温度的升温速度逐渐增加硫泡沫原料A的进料量直至达到正常的投料量，并将此温度稳定控制在112℃；同时依据液硫温度测点T1调节进熔融-分离釜热导热油F的温度，并将液硫温度测点T1稳定控制138℃；即：将高于正常运行时数倍的“热导热油F/硫泡沫原料A”加入比逐渐调节至正常运行时的“热导热油F/硫泡沫原料A”加入比；

待熔融-分离釜内液位达到了集液盘8’处，加温后的清液自流排出熔融-分离釜，经预热器9’排出系统，清液层的厚度H₁为570mm、比重为1。

硫泡沫原料A在熔融-分离釜内加热到95℃时，其中的硫颗粒、焦油和脱硫液依据密度差自然分层，硫颗粒沉降至多相分离罐7’底部进入熔融加热器5’加热熔融为液硫、焦油层在液硫层和脱硫液层之间积聚；液硫层比重为1.6、达到1255mm时会自流排出系统；打开焦油管线的排出阀门，如观察到排出物为脱硫清液则关闭该阀门，继续等待焦油在熔融-分离釜内料层积聚；如观察到排出物为焦油，则各料层(液硫层、焦油层、脱硫液层)即能够自我保持，此时焦油层比重为1.1、达到175mm时会自流排出系统，总液层厚度为2000mm，可以依据进料量及其成分自适应匹配，熔融-分离釜分离的各种介质(不凝性气体B、脱硫液C、焦油D、液硫E)连续排出；

至此，系统内已稳定建立了温度制度、压强制度和液层厚度，并已实现了与硫泡沫原料A等量排出各物料的分离性能。

完成了系统的初次进料和正常工况的建立之后，

多相分离罐7’底部温度测点T2保持在112±2℃、液硫温度测点T1保持在138±2℃；

1t/h、25℃的硫泡沫原料A经预热器9’→加热器1’→由熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐7’，进入多相分离罐7’的硫泡沫原料A的温度是39.8℃；不凝性气体B(被系统中的溶剂蒸汽所饱和)～0.3kg/h通过PC1连续排出系统，将系统的熔融-分离釜工作压强保持在55KPa(g)，不凝性气体B中溶剂蒸汽量～8g/h，排出多相分离罐7’的不凝性气体B的温度(即：多相分离罐7上部温度T4)约为52℃；清液C自多相分离罐7’内的集液盘8’处自流排出熔融-分离釜，排出的清液温度(即：多相分离罐7中部温度T3)为92℃，再经预热器9’与25℃的硫泡沫原料A换热后排出系统，排出系统的清液C温度约60℃、流量～300kg/h；焦油D自多相分离罐7’内的集液盘6’处自流排出熔融-分离釜，排出温度95～112℃(即：多相分离罐7’中部温度T3和底部温度T2的显示值之间)，排出系统的焦油D流量<10kg/h；硫泡沫原料A在熔融-分离釜内加热到85～95℃之间时，其中的硫颗粒、焦油和脱硫液依据密度差自然分层，硫颗粒沉降到多相分离罐7’底部的液硫层中，因硫颗粒与液硫之间的密度差，硫颗粒在液硫层中浮荡下沉至熔融-分离釜的熔融加热器5’的换热管束内并受热熔化，达到液硫排出温度T1(即：熔融加热器5底部温度)138±2℃时，通过U型液硫排出管自流排出系统，液硫E的排出量约700kg/h；

进入熔融-分离釜的导热油F温度是242℃，出熔融-分离釜的导热油F温度是120℃，出加热器1’的导热油F温度是60℃，在系统内的导热油F循环量约为117kg/h；导热油泵3’的消耗功率是0.01Kw：导热油加热器4’的电加热器的消耗功率是49.33Kw；

伴随着硫颗粒的逐渐熔融，多相分离罐7’底部是混合了水汽、焦油和硫颗粒的液硫层：附着于硫颗粒表面和微孔中的水分汽化并因与硫颗粒之间的密度差而浮荡上升；附着于硫颗粒表面和微孔中的焦油也因硫颗粒与液硫之间的密度差而浮荡上升；而在熔融加热器5’中部以下的液硫层因已分离出附着于硫颗粒表面和微孔中的水分和焦油，排出液硫E的色泽得以改善；密度大于液硫的物料(不熔融的灰渣)沉积于熔融加热器5’锥底底部，逐渐累积，视情通过阀门11间歇排出，排出的硫渣抛弃。

至此，系统通过稳定的温度制度、压强制度和液层厚度，实现了改善液硫E的色泽、与硫泡沫原料A等量排出各物料的分离性能。

实施例4：当系统原料液组成发生变化时：

原料液是来自硫泡沫槽的硫泡沫，脱硫液是氨溶液，占比为95％(wt/％)；硫颗粒占比为5％(wt/％)；焦油<1％(wt/％)；温度25℃。系统进料量为1t/h。

与实施例2相比，变化是：排出的清液C流量～950kg/h；液硫E的排出量约50kg/h；加入系统的蒸汽F流量约为66kg/h。

与实施例3相比，变化是：排出的清液C流量～950kg/h；液硫E的排出量约50kg/h；在系统内的导热油F循环量约为108kg/h；导热油泵3’的消耗功率是0.01Kw：导热油加热器4’的电加热器的消耗功率是45.86Kw。

至此，系统通过稳定的温度制度、压强制度和液层厚度，实现了自适应原料液组成变化、改善液硫E的色泽、与硫泡沫原料A等量排出各物料的分离性能。

实施例5：

排出系统的不凝性气体B(被系统中的溶剂蒸汽所饱和)送入湿式催化氧化法脱硫(H₂S)单元前的未净化的气体管道中；排出的清液C送入湿式催化氧化法脱硫(H₂S)单元的脱硫液循环槽；焦油D送入湿式催化氧化法脱硫(H₂S)单元前的焦油氨水分离单元。

实施例6：

如果无需改善液硫E的色泽和纯度，与实施例1～5相比，系统的多相分离罐7中，可以不设置集液盘6。

实施例7：排出管系高差调整

对于固液混合物体系，当在熔融-分离釜内依据相互密度差分离三层时，通过已知条件和公知常识可得出：液体1的液层厚度H₁为700mm、比重为1.1；液体2的液层厚度H₂为50mm、比重为1.5；液体3的液层厚度H₃为1250mm、比重为2；总液层高度H₄为2000mm。

根据密度差可以确定的排出管高度则为：排出管C(对应液体1)H₄为2000mm、排出管D(对应液体2)H₅为1813mm、排出管E(对应液体3)H₆为1673mm。

假如液体2的比重变为1.6、液体3比重变为1.8，即液体2和液体3的密度差变小，此时，各排出管位置不变，只需将H₆调整为1735mm，各液体介质的液层厚度会自适应的变为：H₁为645mm、H₂为105mm、H₃为1250mm。

尽管已描述了本发明的优选实施例，但本领域内的技术人员一旦得知了基本创造性概念，则可对这些实施例作出另外的变更和修改。所以，所附权利要求意欲解释为包括优选实施例以及落入本发明范围的所有变更和修改。

显然，本领域的技术人员可以对本发明进行各种改动和变型而不脱离本发明的精神和范围。这样，倘若本发明的这些修改和变型属于本发明权利要求及其等同技术的范围之内，则本发明也意图包含这些改动和变型在内。

Claims (15)

1.一种用于含水硫磺颗粒连续熔融和多相分离系统，所述系统包括：供热单元，换热器组，多相分离罐，液位保持机构，以及控制系统，

所述供热单元中的热媒介质为蒸汽F或导热油F’；其通过所述换热器组向硫泡沫原料A提供加热、蒸发、熔融的热量；

所述换热器组包括熔融加热器(5)以及使用导热油F’时的导热油加热器(4’)；

所述多相分离罐包括多相分离罐(7)，所述多相分离罐(7)为一内设有分布器(10)、集液盘(8)、集液盘(6)的盛液箱体；所述多相分离罐(7)与所述换热器组垂直同轴连接构成熔融-分离釜，所述熔融-分离釜本体能在没有机械搅拌的情况下，将硫泡沫原料A完全熔融；在连续加入所述硫泡沫原料A的同时，通过所述液位保持机构将各相产物稳定排出，所述各相产物包括气相产物和液相产物YI、液相产物YII和液相产物YIII；所述气相产物通过所述熔融-分离釜本体上部排出；所述液相产物YI为清液C，液相产物YII为焦油D，液相产物YIII为液硫E；

所述液位保持机构是依据不同液相产物密度差异所确定的各液相介质排出管管底高差在所述熔融-分离釜上所设置的排出管系，其包括排出口I、排出口II和排出口III；则所述各液相介质排出管管底高差可通过以下公式计算得出：

H4=H1+H2+H3

H5≈H4－H1＋ρ1÷ρ2×H1

H6=H3＋ρ1÷ρ3×H1＋ρ2÷ρ3×H2

其中，H1为液相产物YI的液层厚度；H2为液相产物YII的液层厚度；H3为液相产物YIII的液层厚度；H4为排出管I的高度，对应总液层高低；H5为排出管II的高度；H6为排出管III的高度；ρ1为液相产物YI的密度；ρ2为液相产物YII的密度；ρ3为液相产物YIII的密度；

所述控制系统包括所述熔融-分离釜上设置的料位仪表L1、温度仪表T1～T4、压强仪表P1、硫泡沫进料管线上所设的调节阀TV2和供热调节装置TC1以及所述气相产物QI排出管上的压强调节装置PV1；其中，通过控制PC1调节回路，保持熔融-分离釜的操作压强为0.01～0.8 MPa，并排出气相产物；通过TC2调节所述多相分离罐(7)中的温度T2稳定保持在85～130℃；以及通过TC1调节所述液硫E的出口温度T1稳定保持130～150℃；所述液硫E液层上层物料为密度介于液硫E和清液C之间的焦油D，所述焦油D的液层温度在85～130℃之间，所述焦油D的液层高度在集液盘(6)下缘处即被连续压出所述多相分离罐(7)；所述清液C的液层温度在85～95℃，其高度在集液盘(8)上缘处即被连续排出所述多相分离罐(7)。

2.如权利要求1所述的连续熔融和多相分离系统，其特征在于，所述热媒介质在所述系统的组成设备中并联使用，或在所述系统的组成设备间串联起来梯级使用。

3.如权利要求1或2所述的连续熔融和多相分离系统，其特征在于，所述熔融加热器(5)是带有夹套锥底的多板并列或多管并列的间壁式加热器。

4.如权利要求3所述的连续熔融和多相分离系统，其特征在于，所述熔融加热器(5)为圆筒形加热器。

5.如权利要求1所述的连续熔融和多相分离系统，其特征在于，当所述供热单元的热媒为蒸汽F时，所述供热单元包括疏水器(2)，所述熔融加热器(5)下方锥底的夹套出口与疏水器(2)相连，用于排出产生的蒸汽冷凝水G。

6.如权利要求1所述的连续熔融和多相分离系统，其特征在于，当所述供热单元的热媒为导热油F’时，所述供热单元还包括导热油膨胀槽(2’)和导热油泵(3’)；所述导热油泵(3’)与所述导热油加热器(4’)相连接；所述导热油加热器(4’)的出口与所述熔融加热器(5)的入口相连接，经所述多相分离罐(7)的出口与所述导热油泵(3’)构成循环回路。

7.如权利要求1或2所述的连续熔融和多相分离系统，其特征在于，所述换热器组还包括用于加热硫泡沫原料A的预热器(9)、加热器(1)，所述预热器(9)与加热器(1)沿硫泡沫原料A进料路由串联设置，所述加热器(1)的硫泡沫原料出口经熔融-分离釜顶部与所述多相分离罐(7)连接。

8.一种使用如权利要求1中任一项所述系统进行连续熔融和多相分离的方法，所述方法包括：

S1.连续加入的硫泡沫原料A与提供其加热、蒸发、熔融的热媒介质换热后，由熔融-分离釜顶部进入熔融-分离釜的多相分离罐(7)；从多相分离罐(7)下降到所述熔融加热器(5)的硫磺颗粒在没有机械搅拌的情况下，于熔融加热器(5)的液硫流道中完全熔融；所述热媒介质包括蒸汽F或导热油F’；

S2.所述熔融的硫泡沫原料A在所述熔融分离釜中产生各相产物其包括：气相产物QI，液相产物YI，液相产物YII，和液相产物YIII；所述多相分离罐(7)内设有分布器(10)、集液盘(8)、集液盘(6)；进入所述多相分离罐(7)的硫泡沫原料A在所述分布器(10上部空间与多相分离罐(7)内的上升汽体直接逆流接触，将上升汽体中作为可凝性汽体的气相产物冷凝冷却，作为不凝性气体B的气相产物则排出所述系统；

S3.通过控制PC1调节回路，保持熔融-分离釜的操作压强为0.01～0.8MPa，并排出气相产物QI；同时，所述液相产物YI由所述集液盘(8)处汇集经排出口I连续自流排出；

S4.通过TC2调节所述多相分离罐(7)中的温度T2稳定保持在85～130℃；通过TC1调节所述液硫E的出口温度T1稳定保持130～150℃；

S5.在所述液相产物YI的液层和所述液相产物YIII的液层之间逐渐累积形成YII液层，所述YII液层由所述集液盘(6)处汇集后经所述排出口II连续排出；使所述YI液层、YII液层和YIII液层的界面稳定保持；

S6.所述液相产物YIII和硫颗粒竖直向下流动到所述熔融加热器(5)中，密度大于所述液相产物YIII的硫渣沉积于底部，逐渐累积，间歇排出。

9.如权利要求8所述的方法，其特征在于，所述热媒介质在所述系统的组成设备中并联使用，或在所述系统的组成设备间串联起来梯级使用。

10.如权利要求8所述的方法，其特征在于，所述热媒为蒸汽F时，所述蒸汽F先进入多相分离罐(7)的夹套内，出多相分离罐(7)夹套的蒸汽或汽水混合物被送入熔融加热器(5)，出所述熔融加热器(5)的蒸汽冷凝水G经疏水器(2)后排出。

11.如权利要求8所述的方法，其特征在于，所述热媒为导热油F’时，导热油F’经导热油泵(3’)送入导热油加热器(4’)，在导热油加热器(4’)中导热油F’被加热后送入熔融加热器(5)，出所述熔融加热器(5)的导热油F’进多相分离罐(7)的夹套内，出所述多相分离罐(7)夹套的导热油F’回到所述导热油泵(3’)入口。

12.如权利要求8所述的方法，其特征在于，所述液硫E和固体硫颗粒在所述熔融加热器(5)的筒体中竖直向下流动并与热媒F间接换热，到达所述熔融加热器(5)底部已完全熔融，所述液硫E由所述熔融加热器(5)锥底侧部的排出口III排出系统。

13.一种用于含水硫磺颗粒的连续熔融和多相分离的系统，所述系统包括：供热单元，换热器组，多相分离罐，液位保持机构，以及控制系统，

所述换热器组包括用于加热硫泡沫原料A的预热器(9)和加热器(1)；熔融加热器(5)；以及使用导热油F’时的导热油加热器(4’)；

所述多相分离罐包括多相分离罐(7)，所述多相分离罐(7)为一内设有分布器(10)、集液盘(8)、集液盘(6)的盛液箱体；所述多相分离罐(7)与所述熔融加热器(5)垂直同轴连接构成熔融-分离釜，所述熔融-分离釜能在没有机械搅拌的情况下，将硫泡沫原料A完全熔融；在连续加入所述硫泡沫原料A的同时通过所述液位保持机构将各相产物稳定排出，所述各相产物包括：不凝性气体B，清液C，焦油D和液硫E；

所述供热单元中的热媒介质包括蒸汽F或导热油F’；当所述供热单元的热媒为蒸汽F时，所述供热单元包括疏水器(2)，所述熔融加热器(5)下部夹套的冷凝水出口与疏水器(2)相连，经加热器(1)换热后排出产生的蒸汽冷凝水G；或者当所述供热单元的热媒为导热油F’时，所述供热单元包括导热油膨胀槽(2’)和导热油泵(3’)；所述导热油泵(3’)与所述导热油加热器(4’)相连接；所述导热油加热器(4’)的出口与所述熔融加热器(5)的入口相连接，经所述多相分离罐(7)的出口经加热器(1)与所述导热油泵(3’)构成循环回路，所述导热油膨胀槽(2’)外接于所述循环回路，安装于所述导热油泵(3’)的前端；

所述液位保持机构包括排出口I、排出口II和排出口III；通过不同液相产物密度差异确定所述排出口I、排出口II和排出口III的管底高差；则各液相介质排出管管底高差可通过以下公式计算得出：

H4=H1+H2+H3

H5≈H4－H1＋ρ1÷ρ2×H1

H6=H3＋ρ1÷ρ3×H1＋ρ2÷ρ3×H2

其中，H1为液相产物YI的液层厚度；H2为液相产物YII的液层厚度；H3为液相产物YIII的液层厚度；H4为排出管I的高度，对应总液层高低；H5为排出管II的高度；H6为排出管III的高度；ρ1为液相产物YI的密度；ρ2为液相产物YII的密度；ρ3为液相产物III的密度；

所述控制系统包括所述熔融-分离釜上设置的料位仪表L1、温度仪表T1～T4、压强仪表P1、硫泡沫进料管线上所设的调节阀TV2和供热调节装置TC1以及所述不凝性气体B排出管上的压强调节装置PV1；其中，通过控制PC1调节回路，保持熔融-分离釜的操作压强为0.01～0.8 MPa，并排出气相产物；通过TC2调节所述多相分离罐(7)中的温度T2稳定保持在85～130℃；以及通过TC1调节所述液硫E的出口温度T1稳定保持130～150℃；所述液硫E液层上层物料为密度介于液硫E和清液C之间的焦油D，所述焦油D的液层温度在85～130℃之间，所述焦油D的液层高度在集液盘(6)下缘处即被连续压出所述多相分离罐(7)；所述清液C的液层温度在85～95℃，其高度在集液盘(8)上缘处即被连续排出所述多相分离罐(7)。

14.一种使用如权利要求13所述系统进行连续相分离的方法，所述方法包括：

S1.将硫泡沫原料A经预热器(9)和加热器(1)换热后连续加入熔融-分离釜的多相分离罐(7)中，所述硫泡沫原料A与提供其加热、蒸发、熔融的热媒介质换热后，从多相分离罐(7)下降到所述熔融加热器(5)的硫磺颗粒在没有机械搅拌的情况下，于熔融加热器(5)的液硫流道中完全熔融；所述多相分离罐(7)内设有分布器(10)、集液盘(8)、集液盘(6)；进入所述多相分离罐(7)的硫泡沫原料A在所述分布器(10)上部空间与多相分离罐(7)内的上升汽体直接逆流接触，将上升汽体中作为可凝性汽体的气相产物冷凝冷却，作为不凝性气体B的气相产物则排出所述系统；所述热媒介质包括蒸汽F或导热油F’；所述热媒为蒸汽F时，所述蒸汽F先进入多相分离罐(7)的夹套内，出多相分离罐(7)夹套的蒸汽或汽水混合物被送入熔融加热器(5)，出所述熔融加热器(5)的蒸汽冷凝水G进入疏水器(2)后经加热器1换热后排出产生的蒸汽冷凝水G；或所述热媒为导热油F’时，导热油F’经导热油泵(3’)送入导热油加热器(4’)，在导热油加热器(4’)中导热油F’被加热后送入熔融加热器(5)，出所述熔融加热器(5)的导热油F’进多相分离罐(7)的夹套内，出所述多相分离罐(7)夹套的导热油F’经加热器(1)回到所述导热油泵（3’）入口；

S2.所述熔融的硫泡沫原料A在所述熔融-分离釜中产生各相产物；

S3.通过控制PC1调节回路，保持熔融-分离釜的操作压强为0.01～0.8MPa，并排除气相产物QI；同时，所述清液C由所述集液盘(8)处汇集后经排出口I连续自流排出；

S4.通过TC2调节所述多相分离罐(7)中的温度T2稳定保持在85～130℃；通过TC1调节所述液硫E的出口温度T1稳定保持130～150℃；

S5.在所述清液C的液层和所述液硫E的液层之间逐渐累积形成焦油D，其中，所述焦油D由所述集液盘(6)处汇集后经排出口II自流排出；所述液硫E经排出口III自流排出；使所述清液C、焦油D和液硫E的界面稳定保持；

S6.所述液硫E和硫颗粒竖直向下流动到所述熔融加热器(5)中，密度大于所述液硫E的硫渣沉积于底部，逐渐累积，间歇排出。

15.如权利要求1-7中任一项所述的连续熔融和多相分离系统在对含水硫磺颗粒连续熔硫和多相分离技术中的应用。