为2-10重量％、温度36°C、喷淋量120m 3/h)冷却，进 一步除去裂解气中的水分，裂解气温度降至40°C以下后，通入电除雾器7,使裂解气中硫酸 雾量在0.005g/m 3以下。由动力波洗涤器4出来的稀硫酸经过稀硫酸循环栗19 一部分返回净 化步骤循环使用，一部分送至稀酸槽14,再由稀硫酸栗18送至吸收步骤。部分稀硫酸(2-10 重量％、温度为55°C、流量3m 3/h)进入脱吸塔5,向脱吸塔5内通入大量的25°C的空气，将稀 硫酸中溶解的大部分S02带出，再与动力波洗涤器4出来的裂解气一同进入填料塔6。
[0062] 经过净化后的裂解气（39°C)在干燥塔9内用93重量％硫酸(49°C)以25m3/m2 · h淋 洒，使裂解气中水分降低到〇. lg/m3以下。
[0063] c、转化和吸收步骤
[0064] 在转化步骤，控制转化器8-段进口S02浓度约为9.0重量％，采用VIVI-ΙΠΠ "3+ 2"转化工艺流程，其中换热器IV和换热器V并联操作，经过净化、干燥后的含S02裂解气，并 联通入换热器V、IV的壳程，再合并进入换热器I的壳程，分别与来自转化器8第五段、四段 及一段出口的转化气进行换热，使换热器I壳程出口裂解气温度为425°C，然后进入转化器8 第一段，在钒催化剂作用下将S0 2氧化成S03,并放出大量的热，一段出口的高温转化气经过 换热器I的管程温度降至460°C，再进入转化器8第二段，二段出口的高温转化气经过换热器 Π 的管程温度降至440°C，再进入转化器8第三段继续反应，三段出口转化气进入换热器m 的管程降温至220°C左右，再经省煤器12降温至170°C后，进入第一吸收塔10进行第一次吸 收，被吸收了S〇3后的气体依次进入换热器m、n的壳程，换热器Π 壳程出口气温为425°C， 再进入转化器8第四段开始第二次转化，反应后的高温转化气经过换热器IV的管程降温至 425°C，再进入转化器8第五段继续反应，转化气经换热器V的管程降温至170°C左右，然后 进入第二吸收塔11进行第二次吸收。尾气经10 %氢氧化钠溶液吸收处理后通过烟肉排放， 第二次吸收后的尾气中S〇2浓度在50ppm以下。
[0065]经过转化生成的S03气体(温度为168°C)在吸收塔内用浓度为98.0~98.3重量％ 的硫酸(温度为53°C、喷淋量为24m3/m2 · h)吸收，得到浓度为98.3~98.6重量％的硫酸，S03 吸收率可达99.95%以上，通过使用洗涤酸槽14和干燥酸槽15中的硫酸和补充水，在将浓度 为98.3~98.6重量％的硫酸稀释成浓度为98.0~98.3重量％的硫酸。剩余尾气(63°C)进入 尾气吸收塔13，尾气经10 %氢氧化钠溶液吸收处理后通过烟囱排放，尾气中S02浓度在 50ppm以下。S02的转化率、S0 3的吸收率以及产品纯度如表3所示。
[0066] 实施例2和3
[0067] 除了使用表1所示成分组成的烷基化废硫酸、按照表2改变裂解条件以外，与实施 例1同样地操作。S02的转化率和S0 3的吸收率如表3所示。
[0068] 对比例1
[0069] 除了在废硫酸裂解步骤中，使用天然气替代硫磺作为燃料以外，与实施例1同样地 操作。S02的转化率和S0 3的吸收率如表3所示。另外，由于天然气燃烧后产生大量水蒸气，在 净化干燥步骤中产生了大量稀硫酸。
[0076]含酸废水排放量测定
[0077] 通过采用实施例1和对比例1的废硫酸的处理方法，分别对10500吨废硫酸进行处 理，实施例1中所产生的含酸废水的量545吨，对比例1中所产生含酸废水的量4009吨。
[0078]本发明中通过使用硫磺作为燃料进行燃烧，使废硫酸中的硫酸裂解，与现有技术 中使用天然气作为燃料，燃烧后会产生水和二氧化碳的情况相比，硫磺燃烧后生成二氧化 硫，不会产生水，从而避免了燃料燃烧而引入水蒸气，进而避免了大量稀硫酸的产生，大大 降低了含酸污水的处理量和排放量，从而大大提高了废硫酸的回收率。另外，由于硫磺燃烧 后广生^?氧化硫，使得裂解气中的^?氧化硫含量升尚，进而能够提尚浓硫酸的广率。
[0079]另外，通过对系统中能量的回收利用，可以减少燃料气的用量，降低装置的运行成 本。
[0080]以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实 施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简 单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
[0081] 另外需要说明的是，在上述【具体实施方式】中所描述的各个具体技术特征，在不矛 盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可 能的组合方式不再另行说明。
[0082] 此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本 发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。
【主权项】
1. 一种废硫酸的处理方法，该方法包括： a、 裂解步骤:使所述废硫酸在裂解炉内裂解，其中，该裂解所需的热量由硫磺与含氧气 体在该裂解炉内燃烧而提供； b、 净化干燥步骤:将步骤a得到的裂解炉炉气降温后，用硫酸洗涤并干燥，得到降低了 水含量的含S〇2净化气； C、转化步骤:将步骤b得到的含S〇2净化气中的S〇2氧化为S〇3; d、吸收步骤:将步骤c得到的S03用浓度为98.0~98.3重量％的硫酸吸收，得到浓度为 98.3~98.6重量％的硫酸，再将得到的浓度为98.3~98.6重量％的硫酸稀释成浓度为98.0 ~98.3重量％的硫酸。2. 根据权利要求1的方法，其中，所述废硫酸含有87重量％~90重量％的出5〇4，所述含 氧气体为空气。3. 根据权利要求1的方法，其中，所述硫磺与所述废硫酸的重量比为（1.5-2.0):1。4. 根据权利要求1的方法，其中，在所述裂解步骤中，预先将硫磺加热到140°C~180°C、 并将含氧气体加热到190°C~210°C后，通入到所述裂解炉中。5. 根据权利要求1的方法，其中，步骤a中所述裂解在1000°C~1200°C的温度和-1 OOPa ~-500Pa的压力下进行。6. 根据权利要求1的方法，其中，在所述净化干燥步骤中，所述将步骤a得到的裂解炉炉 气降温包括使用余热锅炉移热和/或与进入裂解炉之前的所述含氧气体的热交换移热。7. 根据权利要求1的方法，其中，所得到的所述降低了水含量的含S02净化气的水分含量 为小于0. lg/m3。8. 根据权利要求1的方法，其中，在所述净化干燥步骤中，所述用硫酸洗涤并干燥包括 先用浓度为2-10重量％的硫酸洗涤，再用浓度为92-95重量％的硫酸干燥。9. 根据权利要求8的方法，其中，使所述净化干燥步骤中经过所述洗涤后得到的硫酸流 入到洗涤酸槽（14)，使所述经过所述干燥后的硫酸流入到干燥酸槽（15)中，将该洗涤酸槽 (14)和干燥酸槽(15)中的硫酸的一部分循环用于裂解炉炉气的洗涤和干燥，另一部分串用 于所述吸收步骤中所述浓度为98.3~98.6重量％的硫酸的稀释，并将稀释后得到的浓度为 98.0~98.3重量％的硫酸按照与用于所述浓度为98.3~98.6重量％的硫酸的稀释的硫酸 重量相等的量补充到所述洗涤酸槽(14)和干燥酸槽(15)中。10. 根据权利要求9的方法，其中，所述吸收步骤中所述浓度为98.3~98.6重量％的硫 酸的稀释所需要的水一部分来自于从所述洗涤酸槽(14)和干燥酸槽（15)串用的硫酸，另一 部分来自于补充水。
【专利摘要】本发明公开了一种废硫酸的处理方法，该方法包括：a、裂解步骤：使所述废硫酸在裂解炉内裂解，其中，该裂解所需的热量由硫磺与含氧气体在该裂解炉内燃烧而提供；b、净化干燥步骤：将步骤a得到的裂解炉炉气降温后，用硫酸洗涤并干燥，得到降低了水含量的含SO2净化气；c、转化步骤：将步骤b得到的含SO2净化气中的SO2氧化为SO3；d、吸收步骤：将步骤c得到的SO3用浓度为98.0～98.3重量％的硫酸吸收，得到浓度为98.3～98.6重量％的硫酸，再将得到的浓度为98.3～98.6重量％的硫酸稀释成浓度为98.0～98.3重量％的硫酸。该方法能从反应的角度平衡掉废酸处理过程产生的大量稀硫酸，从而能够大幅降低含酸污水处理量和排放量，且废硫酸回收率高。
【IPC分类】C01B17/92
【公开号】CN105502308
【申请号】CN201510962067
【发明人】胡先念, 罗庆金, 湛明, 梁超勤, 周红亮, 马瑞玮
【申请人】惠州宇新化工有限责任公司
【公开日】2016年4月20日
【申请日】2015年12月17日