一種烷基化廢酸制硫磺新方法
【專利摘要】本發(fā)明公開了一種烷基化廢酸制硫磺新方法，其包括在以含H2S酸性氣或燃料氣燃料在廢酸焚燒爐內(nèi)裂解、水洗、在酸性氣燃燒爐中進行高溫反應(yīng)回收硫以及多次冷凝回收液硫和多級反應(yīng)等過程。本發(fā)明中進一步公開了一種應(yīng)用于上述方法的裝置。本發(fā)明既處理了烷基化的廢硫酸，節(jié)省了常規(guī)工藝裂解廢酸的大量燃料氣，同時回收利用了廢酸中聚合油的熱量，又最大化利用了現(xiàn)有裝置，減少投資，實現(xiàn)了硫資源的高效回收利用，也保護了環(huán)境。該裝置工藝具有適應(yīng)性強、工藝流程較短、設(shè)備少、投資小、能源消耗低、操作簡單等特點。
【專利說明】一種烷基化廢酸制硫磺新方法

【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明屬于廢酸處理領(lǐng)域，具體涉及一種應(yīng)用于烷基化廢硫酸處理制硫磺新方法及裝置。

【背景技術(shù)】
[0002]按照國家統(tǒng)一要求，2014年起國內(nèi)汽油將全面執(zhí)行國IV標準，2017年底全面推行國V標準。隨著國內(nèi)成品油質(zhì)量的不斷提升，未來汽油調(diào)和組分中烷基化汽油的比例必然逐年增加。但在硫酸烷基化工藝生產(chǎn)過程中會產(chǎn)生大量含油的廢硫酸溶液，如直接排放，將給生態(tài)環(huán)境帶來嚴重污染。該廢硫酸溶液必須經(jīng)過處理才能達到環(huán)保要求進行排放。相關(guān)產(chǎn)業(yè)也需研究廢酸的無害化處理技術(shù)，以適應(yīng)日益嚴格的環(huán)保法規(guī)要求。
[0003]目前，工廠化的烷基化廢硫酸處理有以下兩種工藝:
(一)生產(chǎn)白炭黑和石油防銹劑工藝
首先用水稀釋烷基化廢酸成稀硫酸(其體積比:酸渣/水約為1/5?14)，以達到靜置分離聚合油的目的。分油后的稀硫酸的濃度為7?18%，用硅酸鈉溶液中和，接著從生成物硫酸鈉溶液中析出水合二氧化硅，經(jīng)老化、洗滌、過濾、干燥、粉碎得到產(chǎn)品白炭黑?；瘜W反應(yīng)方程式:Na2Si03+H2S04+(n-l)H20 — S12.nH20+ Na2SO4。
[0004]將廢酸中分離出的聚合油進行水洗，除去大部分硫酸，再用堿溶液進行一次皂化，這樣基本除去臭味，顏色也由黑變紅，靜置之后形成雙油層，上層是輕聚合油，下層是重聚合油。將分出的輕、重聚合油分別用堿土金屬氫氧化物溶液處理，在溫度30?70°C下過濾，得到輕質(zhì)防銹劑和重質(zhì)防銹劑。其工藝流程如圖2所示。
[0005]該工藝的優(yōu)點:一是對廢酸處理較徹底、利用率高；二是工藝成熟，已在荊門煉油廠中型裝置獲得成功；三是除最初沉降分油所得稀硫酸為強腐蝕介質(zhì)需用特殊材質(zhì)設(shè)備夕卜，其他工序的介質(zhì)和操作條件均較緩和。該工藝不足之處:一是產(chǎn)品白炭黑市場需求小，對于低處理量的烷基化裝置還是可行的，但對于大規(guī)模的烷基化裝置而言，生產(chǎn)大量的白炭黑尚待開發(fā)更大的市場需求；二是該工藝路線復(fù)雜，需要較多的設(shè)備，固體產(chǎn)品在設(shè)備、管道上易堵塞；三是原料硅酸鈉不易得到；四是開發(fā)的石油防銹劑是一種新產(chǎn)品，有待開發(fā)銷售市場。五是生產(chǎn)中產(chǎn)生的稀硫酸和廢液如直接排放會污染環(huán)境，需要處理達標后才能排放。
[0006]( 二)裂解制工業(yè)硫酸
烷基化廢硫酸用天然氣做燃料在100(Tl 100C的高溫下裂解生成SO2氣體，其中的有機物和烴類同時被燃燒成為C02。接著將制得的高溫SO2爐氣經(jīng)過廢熱鍋爐冷卻到420°C，進入冷卻塔中，經(jīng)冷卻塔稀酸噴淋冷卻降溫后進入洗滌塔中，再經(jīng)洗滌塔稀酸噴淋冷卻，再次降溫后的爐氣經(jīng)間冷器降至規(guī)定的溫度，再經(jīng)電除霧器除去酸霧后送往干燥塔。在干燥塔中，用93%的濃硫酸進行干燥，干燥后的爐氣經(jīng)二氧化硫風機增壓后通過加熱器加熱，加熱后的爐氣進入一轉(zhuǎn)化器。從一轉(zhuǎn)化器出來的氣體經(jīng)換熱器降至規(guī)定溫度進入第I吸收塔。第I吸收塔用98%濃硫酸進行一次吸收，一次吸收后的爐氣加熱至規(guī)定溫度后進入轉(zhuǎn)化器進行二次轉(zhuǎn)化，二次轉(zhuǎn)化后爐氣再通過換熱降至規(guī)定溫度進入第2吸收塔，用98%濃硫酸進行二次吸收。二次吸收后制成的工業(yè)硫酸產(chǎn)品可以經(jīng)裝車出廠或烷基化裝置回用。二次吸收后的尾氣，通過煙?排入大氣。其工藝流程見圖3所示。
[0007]該工藝技術(shù)成熟、所需燃料煉廠能方便提供，對廢酸處理的較徹底。但廢硫酸制工業(yè)硫酸工藝主要缺點是煉油廠沒有硫酸處理裝置，采用該工藝需增設(shè)配套硫酸生產(chǎn)裝置，另該流程長，設(shè)備多，控制復(fù)雜，一次性投資較大，2.5萬噸/年廢酸制工業(yè)硫酸裝置2007年投資需1.3億(不含尾氣凈化裝置)；二是操作成本高，裝置每年消耗大量燃料氣及電力，能源消耗多，所需催化劑價格貴；三是環(huán)保壓力大，此工藝路線煙?排放的二氧化硫濃度約為760 mg/Nm3，如需滿足二氧化硫污染物的排放濃度限值400 mg/Nm3的規(guī)定(特定地區(qū)小于200 mg/Nm3)的要求，必須新建一套尾氣凈化裝置，如氨法脫硫、堿法脫硫等，這就更增加裝置的總投資。
[0008]據(jù)預(yù)計，隨著汽油標準升級的推進(國IV標準2014年開始執(zhí)行；國V標準2017年底開始執(zhí)行)，我國烷基化油市場空間從2013年的185萬噸提高到2018年的750萬噸，年均增長率約32% ;在汽油中的比例從2%提升到6%。2014年和2018年作為標準升級的關(guān)鍵年份，烷基化油的需求必將大幅增長。
[0009]但硫酸法烷基化過程中每生產(chǎn)I噸烷基化油要產(chǎn)生8(Tl00kg濃度為8(Γ85%的廢硫酸，此廢酸必須經(jīng)過處理才能達到環(huán)保要求進行排放。廢硫酸其成分除硫酸外，還含有8?14%的有機物(聚合油)和水分。該廢硫酸是一種粘度較大的膠狀液體，其色澤呈黑紅色，性質(zhì)不穩(wěn)定，散發(fā)特殊性臭味，很難處理，如直接排放，將給生態(tài)環(huán)境帶來嚴重污染?，F(xiàn)有工廠化烷基化廢酸處理技術(shù)主要有生產(chǎn)白炭黑和石油防銹劑工藝及焚燒裂解制工業(yè)硫酸工藝，這兩種工藝均存在一定的缺點。


【發(fā)明內(nèi)容】

[0010]本發(fā)明的目的是在現(xiàn)有技術(shù)的基礎(chǔ)上，提供一種烷基化廢硫酸處理制硫磺新工藝。
[0011]本發(fā)明的另一目的是提供一種應(yīng)用于上述工藝的烷基化廢酸制硫磺整套裝置。
[0012]本發(fā)明的目的可以通過以下措施實現(xiàn):
一種烷基化廢酸制硫磺新方法，其包括如下步驟:
Α、將廢硫酸與壓縮空氣混合后，送入廢酸焚燒爐內(nèi)進行裂解，同時向廢酸焚燒爐內(nèi)導(dǎo)入含H2S酸性氣或燃料氣，以及空氣或氧氣進行充分燃燒，同時為廢酸裂解提供熱量，控制廢酸焚燒爐內(nèi)的燃燒溫度為100(Tll5(TC ;廢硫酸經(jīng)過焚燒完全裂解后產(chǎn)生的裂解爐氣回收熱量后降溫至20(T400°C，再進入水洗塔洗去裂解爐氣中的雜質(zhì)；
B、經(jīng)過水洗的裂解爐氣加壓至8(T200KPa(G)后，進入酸性氣燃燒爐中進行高溫反應(yīng)回收硫，同時向酸性氣燃燒爐內(nèi)導(dǎo)入含H2S酸性氣，以及導(dǎo)入空氣或氧氣進行充分燃燒，控制酸性氣燃燒爐內(nèi)的燃燒溫度為100(Γ1400?、壓力為1(T60 KPa(G)，并調(diào)節(jié)酸性氣燃燒爐內(nèi)燃燒所需氧量的量來控制酸性氣燃燒爐出口的氣體中H2S/S02的摩爾比為2:1 ；
C、酸性氣燃燒爐產(chǎn)生的高溫爐氣經(jīng)過回收能量后降溫到30(T35(TC，再通過冷凝的方式冷卻至16(Tl80°C，收集冷凝出的液硫，未冷凝的氣體加熱至23(T250°C后進入一級反應(yīng)器內(nèi)，使氣體中的部分H2S與SO2反應(yīng)生成硫蒸氣；一級反應(yīng)器反應(yīng)后的氣體經(jīng)過再次冷凝冷卻，收集冷凝出的液硫，再次冷凝中未冷凝的氣體加熱至21(T230°C后進入二級反應(yīng)器內(nèi)，進一步使氣體中的部分H2S與SO2反應(yīng)生成硫蒸氣；二級反應(yīng)器反應(yīng)后的氣體經(jīng)過三次冷凝冷卻，收集冷凝出的液硫，三次冷凝中未冷凝的氣體經(jīng)過捕集液硫霧滴后排出。
[0013]本發(fā)明中的廢硫酸為烷基化廢硫酸，其中含有H2S046(T85%，H2O 11.5^30 %，油
3.5?10%(質(zhì)量分數(shù)，在無其他雜質(zhì)時三者之和為100% ;在一些特定情況下，廢硫酸中也會滲入一些或微量其他雜質(zhì));所述壓縮空氣的壓力為0.6^0.SMPa ;步驟A中壓縮空氣做為霧化介質(zhì)與廢硫酸經(jīng)由廢酸燃燒器一起噴射進廢酸焚燒爐內(nèi)；所述含H2S酸性氣中H2S的質(zhì)量含量為30?100%。
[0014]進一步的，在步驟A中，調(diào)節(jié)進入廢酸焚燒爐的空氣或氧氣，與含H2S酸性氣或燃料氣的流量，控制廢酸焚燒爐內(nèi)的燃燒溫度為ιοο(Γιιοο?，并控制廢酸焚燒爐出口氣體中氧含量在3?5% ;廢硫酸經(jīng)過焚燒裂解后產(chǎn)生的10(n10°c的裂解爐氣通過熱量回收系統(tǒng)回收熱量后降溫至20(T400°C ;裂解爐氣從底部進入水洗塔，水洗塔的水來源于從硫磺回收裝置的急冷塔外排的急冷水和/或工藝水；水洗塔的操作壓力為_2(T40KPa(G)，水洗塔水洗去除裂解爐氣中的焦炭類雜質(zhì)。
[0015]進一步的，在步驟B中，經(jīng)過水洗的裂解爐氣經(jīng)電除霧器除霧后采用鼓風機加壓至8(T200 KPa(G);水洗加壓后的裂解爐氣從酸性氣燃燒爐的前端和/或中部進入酸性氣燃燒爐中，或者和一級冷凝冷卻器出來的氣體一起進入一級反應(yīng)加熱器；調(diào)節(jié)酸性氣燃燒爐內(nèi)燃燒所需氧量的量來控制酸性氣燃燒爐出口的氣體*H2S/S02的摩爾比為2:1 ;在酸性氣燃燒爐中H2S進行高溫克勞斯反應(yīng)轉(zhuǎn)化為硫，以及進行氧化反應(yīng)轉(zhuǎn)化為SO2。
[0016]進一步的，在步驟C中，酸性氣燃燒爐產(chǎn)生的100(Γ1400?的高溫爐氣經(jīng)過酸性氣燃燒爐廢熱鍋爐回收能量后降溫到30(T35(TC，再通過一級硫冷凝冷卻器進行冷凝冷卻至16(T180°C，冷凝出的液硫從一級硫冷凝冷卻器底部進入硫池收集；一級反應(yīng)器反應(yīng)后的氣體通過二級冷凝冷卻器進行再次冷凝冷卻至15(T180°C，再次冷凝出的液硫從二級冷凝冷卻器底部進入硫池收集；二級反應(yīng)器反應(yīng)后的氣體通過三級冷凝冷卻器進行三次冷凝冷卻冷卻至13(T150°C，三次冷凝出的液硫從三級冷凝冷卻器底部進入硫池收集。
[0017]在步驟C中，在一、二級反應(yīng)器中，可采用性能良好的氧化鋁催化劑，反應(yīng)器內(nèi)的空速ΘΟ?Τ?ΟΟΟΙΓ1，經(jīng)過二級反應(yīng)后硫回收率可以達到?96%。
[0018]進一步的，在步驟C中，三次冷凝中未冷凝的氣體通過捕集器捕集液硫霧滴，該氣體經(jīng)過捕集器后再通過h2s/so2在線分析儀后進入尾氣處理系統(tǒng)；其中經(jīng)過所述h2s/so2在線分析儀測定氣體中的H2S/S02的摩爾比是否符合步驟B中的要求，調(diào)整導(dǎo)入酸性氣燃燒爐內(nèi)空氣或氧氣的流量。
[0019]本發(fā)明還公開了一種應(yīng)用于上述方法的烷基化廢硫酸處理裝置，其包括廢酸焚燒爐、水洗塔、電除霧器、水冷卻器、鼓風機、酸性氣燃燒爐、一級冷凝冷卻器、一級反應(yīng)器、二級冷凝冷卻器、一級反應(yīng)加熱器、二級反應(yīng)加熱器、二級反應(yīng)器和三級冷凝冷卻器和硫池；所述廢酸焚燒爐的氣體入口端連接有廢酸燃燒器，所述廢酸焚燒爐的氣體出口端連接有廢酸焚燒爐熱量回收系統(tǒng)，所述廢酸焚燒爐熱量回收系統(tǒng)的氣體出口通過管路連接至所述水洗塔的氣體入口 ；所述酸性氣燃燒爐的酸性氣體入口端連接有酸性氣燃燒爐燒嘴，酸性氣燃燒爐的爐氣出口端連接有酸性氣燃燒爐廢熱鍋爐，所述水洗塔的頂部氣體出口與所述電除霧器的入口通過管道相連接，電除霧器的出口與所述鼓風機的入口相通，鼓風機的出口通過管路分別或擇一與所述酸性氣燃燒爐燒嘴、酸性氣燃燒爐或一級反應(yīng)加熱器相連通；所述一級冷凝冷卻器的氣體入口與所述酸性氣燃燒爐廢熱鍋爐的氣體出口相通，一級冷凝冷卻器的液硫出口通過管路與所述硫池相連接，一級冷凝冷卻器的冷凝后氣體出口與所述一級反應(yīng)加熱器的待加熱氣體入口相連，所述一級反應(yīng)加熱器的加熱后氣體出口連接至所述一級反應(yīng)器的氣體入口，所述一級反應(yīng)器的反應(yīng)后氣體出口通過管路連接至所述二級冷凝冷卻器的氣體入口，所述二級冷凝冷卻器的液硫出口通過管路與所述硫池相連接。所述二級冷凝冷卻器的冷凝后氣體出口與所述二級反應(yīng)加熱器的待加熱氣體入口相連，二級反應(yīng)加熱器的加熱后氣體出口連接至所述二級反應(yīng)器的氣體入口，二級反應(yīng)器的反應(yīng)后氣體出口與所述三級冷凝冷卻器的氣體入口相通；所述三級冷凝冷卻器的液硫出口通過管路與所述硫池相連接。
[0020]進一步的，在烷基化廢硫酸處理裝置中，三級冷凝冷卻器的冷凝后氣體出口與捕集微量硫霧滴的捕集器入口相連接，該捕集器的出口通過管路連接至尾氣處理系統(tǒng)，并且在捕集器與尾氣處理系統(tǒng)之間的管路上設(shè)有h2s/so2在線分析儀。
[0021]該裝置還可以包括水洗塔循環(huán)泵，該水洗塔循環(huán)泵的入口與所述水洗塔的塔底出口相連接，水洗塔循環(huán)泵的一個出口通過管路連接至所述水洗塔上部的一個水洗入口，在該管路上還設(shè)有過濾器和冷卻器，水洗塔循環(huán)泵的另一個出口與排出急冷水廢水的水洗塔過濾器相連接。
[0022]在廢酸燃燒器上可以設(shè)有用以霧化廢硫酸的噴槍，噴槍上設(shè)有廢硫酸入口與壓縮空氣入口，廢酸燃燒器上還設(shè)有空氣或氧氣入口、燃料氣入口以及酸性氣入口 ；在所述酸性氣燃燒爐上設(shè)有酸性氣入口和空氣或氧氣入口，在所述酸性氣燃燒爐上也設(shè)有酸性氣入□。
[0023]本發(fā)明的工藝為廢酸處理+硫磺回收工藝，其原理是將廢酸的處理和硫磺回收裝置有機的結(jié)合起來，最終將廢酸中的硫元素回收為硫磺。廢酸在10(Ti1(rc的環(huán)境下硫酸被分解為SO2，有機物全部被分解氧化為CO2，廢酸高溫下裂解所需的熱量由酸性氣過氧燃燒釋放的熱量提供。本工藝反應(yīng)原理如下:
H2SO4 — S02+H20+l/202
CxHy+ (X+Y/4)02 — XC02+Y/2H20
H2S+3/202 — S02+H20
S02+2H2S — 3S+2H20
本工藝組合不僅回收了廢酸中的硫元素和有機物的燃燒熱量，無污染物產(chǎn)生，同時也增加了硫磺回收裝置的硫磺產(chǎn)量。以下結(jié)合裝置對本工藝的流程進一步做具體說明:
廢酸和壓縮空氣(壓力0.6^0.8MPa，溫度為常溫)混合，通過噴槍送入廢酸焚燒爐(也可稱之為廢酸裂解爐)的前端霧化裂解；硫磺回收裝置的部分酸性氣(H2S含量3(Γ100%，下同)(或直接用燃料氣)和空氣或氧氣通過廢酸焚燒爐燃燒器進入到廢酸焚燒爐中充分燃燒提供廢酸裂解的熱量。通過控制酸性氣和空氣或氧氣的流量來控制焚燒爐燃燒溫度ιοο(Γιιοο?，以達到廢酸裂解的溫度。廢酸經(jīng)過焚燒爐焚燒后進入廢酸焚燒爐熱量回收系統(tǒng)將100(Γ1100?的高溫焚燒爐氣溫度降為20(T400°C后送至爐氣水洗塔的下部。水洗塔操作壓力為-2(T40KPa(G)，在水洗塔中洗去爐氣中的90.(Γ99.9%焦炭等雜質(zhì)后爐氣從水洗塔頂部出來，經(jīng)電除霧器除霧后鼓風機加壓至8(T200 KPa(G)后，裂解的爐氣進入硫磺回收裝置的酸性氣燃燒爐。水洗塔的水來源是從硫磺回收裝置的急冷塔外排的急冷水，如果不足則用工藝水補充。
[0024]經(jīng)鼓風機加壓后的裂解爐氣進入酸性氣燃燒爐中回收硫元素。酸性氣和空氣或氧氣通過酸性氣燃燒爐燒嘴混合均燃燒后進入酸性氣燃燒爐。控制酸性氣燃燒爐的壓力在10^60 KPa(G)，通過調(diào)節(jié)酸性氣和空氣或氧氣的流量來控制燃燒爐的溫度在100(Γ?300?。裂解爐氣一般從空氣或氧氣管線加入，也可以從燃燒爐燒嘴加入，或者直接加入到酸性氣燃燒爐爐殼的中間部分。
[0025]通過調(diào)節(jié)酸性氣燃燒爐燃燒所需氧(空氣或氧氣)的量來控制燃燒爐出口的H2S/SO2的mol比值范圍在2:1左右，優(yōu)選2:1以達到制硫工藝的最佳要求。
[0026]從酸性氣燃燒爐出來的高溫爐氣溫度約100(Tl30(TC，經(jīng)過酸性氣廢熱鍋爐回收能量后降溫到30(T35(TC，降溫后的爐氣進入一級硫冷凝冷卻器冷卻，爐氣在一級冷凝冷卻器冷卻至16(T18(TC，冷凝下來的液硫從一級冷凝冷卻器底部進入硫池。未冷凝的氣體從一級冷凝冷卻器出來，經(jīng)過一級反應(yīng)加熱器加熱至23(T250°C后進入一級反應(yīng)器，在一級反應(yīng)器中進一步使氣體中的部分H2S、SO2在催化劑的作用下發(fā)生反應(yīng)生成硫。一級反應(yīng)器反應(yīng)后的氣體經(jīng)管道進入二級硫冷凝冷卻器中冷卻至15(T180°C。在二級冷凝冷卻器中，冷凝下來的液硫從二級冷凝冷卻器底部進入硫池。未冷凝的氣體從二級冷凝冷卻器出來經(jīng)二級反應(yīng)加熱器加熱至21(T230°C后進入二級反應(yīng)器。在二級反應(yīng)器中進一步使氣體中的部分H2S、SO2在催化劑的作用下發(fā)生反應(yīng)生成硫。二級反應(yīng)器反應(yīng)后的氣體經(jīng)管道進入三級硫冷凝冷卻器中。在三級冷凝冷卻器中冷卻至13(Tl50°C，冷凝下來的液硫從三級冷凝冷卻器底部進入硫池，氣體從三級冷凝冷卻器出來進入捕集器捕集液硫霧滴后進入尾氣處理系統(tǒng)。
[0027]本方案一般采用二個反應(yīng)器，也可以采用三個反應(yīng)器來提高硫的回收率。反應(yīng)器是本方案中必不可少的設(shè)備。為了使爐氣中的H2S和SO2繼續(xù)在反應(yīng)器中反應(yīng)生成硫，必須在進入反應(yīng)器前達到一定的溫度。反應(yīng)器加熱器的熱源可以采用酸性氣廢熱鍋爐自產(chǎn)的高壓蒸汽，也可以采用酸性氣焚燒爐中的高溫爐氣或者用其它的介質(zhì)。硫冷凝器、反應(yīng)加熱器和反應(yīng)器等設(shè)備的型式可以是多樣的，可以是單臺獨立設(shè)置，也可以是多臺合并成一個殼體內(nèi)組合型的。
[0028]在酸性氣燃燒爐中，廢酸和酸性氣中總硫中的6(Γ70%轉(zhuǎn)化為硫蒸汽，在一級反應(yīng)器中，剩余H2S的66%左右轉(zhuǎn)化為硫蒸汽，在二級反應(yīng)器中，剩余H2S的60%左右轉(zhuǎn)化為硫蒸汽，總硫回收率可以達到96%。
[0029]本發(fā)明采用烷基化廢酸處理+硫磺回收工藝路線，采用硫磺回收裝置所需處理的含H2S的酸性氣作燃料，既處理了烷基化的廢硫酸，又處理了含H2S的酸性氣同時節(jié)省了裂解廢酸所需的天然氣，回收了廢酸中的聚合油的熱量，同時又實現(xiàn)了硫元素的充分回收利用，保護了環(huán)境，生產(chǎn)的硫磺也具有經(jīng)濟效益。本工藝具有適用范圍廣、工藝流程較短、設(shè)備少、投資小、能源消耗低、操作簡單等特點。本工藝與裂解廢硫酸制工業(yè)硫酸工藝相比，以
2.5萬噸/年廢酸裂解制工業(yè)硫酸裝置為例(不含尾氣凈化部分)可節(jié)約投資1.1億，節(jié)約天然氣393Nm3/h，節(jié)約電耗1440kW.h/h，節(jié)約32% (wt)NaOH 0.4 t/h，節(jié)約循環(huán)冷卻水1200t/h，減少操作人員約8人，增加硫磺產(chǎn)量6940噸/年。

【專利附圖】

【附圖說明】
[0030]圖1是本發(fā)明的一種結(jié)構(gòu)示意圖。
[0031]圖中，1-酸性氣燃燒爐燒嘴，2-酸性氣燃燒爐，3-酸性氣燃燒爐廢熱鍋爐，4-酸性氣，5-空氣或氧氣，6-廢硫酸，7-廢酸燃燒器，8-廢酸焚燒爐，9-壓縮空氣，10-廢酸焚燒爐熱量回收系統(tǒng)，11-水洗塔，12-水洗塔循環(huán)泵，13-水洗塔過濾器，14-急冷水廢水，15-硫磺急冷塔外排急冷水，16-鼓風機，17-—級冷凝冷卻器，18-—級反應(yīng)加熱器，19-一級反應(yīng)器，20-二級冷凝冷卻器，21-二級反應(yīng)加熱器，22-二級反應(yīng)器，23-三級冷凝冷卻器，24-捕集器，25-H2S/S02在線分析儀，26-硫池27-電除霧器28-水冷卻器。
[0032]圖2是一種生產(chǎn)白炭黑和石油防銹劑工藝流程圖。
[0033]圖3是一種裂解制工業(yè)硫酸工藝流程圖。
[0034]圖4是一種廢硫酸裂解制成品硫酸工藝流程圖。

【具體實施方式】
[0035]下面結(jié)合附圖和實施例對本發(fā)明作進一步的說明。
[0036]實施例1:烷基化廢硫酸處理裝置
如圖1所示，本發(fā)明的烷基化廢硫酸處理裝置包括廢酸焚燒爐8、水洗塔11、水洗塔循環(huán)泵12、電除霧器27、水冷卻器28、鼓風機17、酸性氣燃燒爐2、一級冷凝冷卻器17、一級反應(yīng)器19、二級冷凝冷卻器20、一級反應(yīng)加熱器18、二級反應(yīng)加熱器21、二級反應(yīng)器22和三級冷凝冷卻器23和硫池26。
[0037]廢酸焚燒爐8的氣體入口端連接有廢酸燃燒器7，廢酸燃燒器7上設(shè)有用以霧化廢硫酸的噴槍，噴槍上設(shè)有廢硫酸入口與壓縮空氣入口，廢酸燃燒器7上還設(shè)有空氣或氧氣入口、燃料氣入口以及酸性氣入口 ；在所述酸性氣燃燒爐I上設(shè)有酸性氣入口和空氣或氧氣入口，在所述酸性氣燃燒爐2上也設(shè)有酸性氣入口。廢酸焚燒爐8的氣體出口端連接有廢酸焚燒爐熱量回收系統(tǒng)10，廢酸焚燒爐熱量回收系統(tǒng)10的氣體出口通過管路連接至所述水洗塔11的氣體入口 ；水洗塔循環(huán)泵12的入口與所述水洗塔11的塔底出口相連接，水洗塔循環(huán)泵12的一個出口通過管路連接至所述水洗塔11上部的一個水洗入口，在水洗塔循環(huán)泵12的一個出口至水洗塔11的一個水洗入口之間的管道上依次有過濾器13和水冷卻器28，水洗塔循環(huán)泵12的另一個出口與排出急冷水廢水14相連。
[0038]酸性氣燃燒爐2的酸性氣體入口端連接有酸性氣燃燒爐燒嘴I，酸性氣燃燒爐2的爐氣出口端連接有酸性氣燃燒爐廢熱鍋爐3。水洗塔11的頂部氣體出口與電除霧器28入口相通，電除霧器28出口與鼓風機17的入口相通，鼓風機17的出口通過管路分別或擇一與所述酸性氣燃燒爐燒嘴1、酸性氣燃燒爐2或一級反應(yīng)加熱器18相連通；
一級冷凝冷卻器17的氣體入口與酸性氣燃燒爐廢熱鍋爐3的氣體出口相通，一級冷凝冷卻器17的液硫出口通過管路與所述硫池相連接，一級冷凝冷卻器17的冷凝后氣體出口與所述一級反應(yīng)加熱器18的待加熱氣體入口相連，所述一級反應(yīng)加熱器18的加熱后氣體出口連接至所述一級反應(yīng)器19的氣體入口，所述一級反應(yīng)器19的反應(yīng)后氣體出口通過管路連接至所述二級冷凝冷卻器20的氣體入口，所述二級冷凝冷卻器20的液硫出口通過管路與所述硫池相連接。所述二級冷凝冷卻器20的冷凝后氣體出口與所述二級反應(yīng)加熱器21的待加熱氣體入口相連，二級反應(yīng)加熱器21的加熱后氣體出口連接至所述二級反應(yīng)器22的氣體入口，二級反應(yīng)器22的反應(yīng)后氣體出口與所述三級冷凝冷卻器23的氣體入口相通；所述三級冷凝冷卻器23的液硫出口通過管路與所述硫池26相連接。三級冷凝冷卻器23的冷凝后氣體出口與捕集微量硫霧滴的捕集器24入口相連接，該捕集器24的出口通過管路連接至尾氣處理系統(tǒng)，并且在捕集器24與尾氣處理系統(tǒng)之間的管路上設(shè)有H2S/S02在線分析儀25。
[0039]實施例2:烷基化廢硫酸處理工藝
以下結(jié)合實施I的裝置對本發(fā)明的工藝做具體說明。
[0040]來自烷基化裝置經(jīng)過加壓泵加壓到0.8MPa (G)的廢硫酸6 (質(zhì)量分數(shù))H2SO4 85%，H2O 11.5%，油3.5%，用0.6MPa (G)的壓縮空氣9做為霧化介質(zhì)和廢硫酸6通過廢酸燃燒器7一起噴射進廢酸焚燒爐8殼體內(nèi)；含H2S的酸性氣4分流一部分進入到廢酸焚燒燃燒器7，燃料需要的空氣或氧氣5送入廢酸燃燒器7。在廢酸焚燒爐8爐膛中，調(diào)節(jié)酸性氣4與空氣或氧氣5的流量控制廢酸焚燒爐8爐膛溫度1100°C，且控制廢酸焚燒爐出口氣體中氧含量在4%。在廢酸焚燒爐8殼體內(nèi)廢硫酸6將完全熱分解成SO2和H2O,同時廢硫酸6中的烴類物質(zhì)也完全分解為CO2。生成的高溫爐氣各組分的質(zhì)量比約為SO2 =H2O:C02 =N2: 02=25%:11%:56%:2%:4%。從廢酸焚燒爐8殼體出來的高溫爐氣通過廢酸焚燒爐熱量回收系統(tǒng)10回收熱量降為350°C后進入水洗塔11的底部，硫磺回收裝置外排急冷水15從水洗塔塔頂加入，水洗后的爐氣從水洗塔11的頂部出來后溫度約50°C，經(jīng)過電除霧器除去硫酸霧后經(jīng)鼓風機增壓至10Kpa(G)后進入硫磺回收裝置的空氣或氧氣管線，也可以進入酸性氣燃燒爐2的中間部分或一級反應(yīng)加熱器18前的管線上。水洗塔11內(nèi)洗滌水經(jīng)急冷塔循環(huán)泵12泵送至過濾器27過濾、水冷卻器冷卻到50°C后至塔頂循環(huán)洗滌，塔內(nèi)冷凝的急冷水排至廢水處理設(shè)施。
[0041]部分含H2S的酸性氣4直接送入酸性氣燃燒爐燒嘴I及酸性氣燃燒爐2內(nèi)(根據(jù)工藝需要可以全部進入燒嘴、也可以部分進入燒嘴和部分進入酸性氣燃燒爐)。在酸性氣燃燒爐2內(nèi)，根據(jù)制硫反應(yīng)需氧量，通過H2S/S02在線分析儀25反饋數(shù)據(jù)嚴格控制進爐空氣或氧氣5流量使H2S/S02的mol比值范圍在2:1左右。在酸性氣燃燒爐2中燃燒溫度達到12800C，酸性氣4中烴類等有機物將全部分解，在酸性氣燃燒爐內(nèi)約609Γ70%(ν)的H2S進行高溫克勞斯反應(yīng)轉(zhuǎn)化為硫，余下的H2S中約有1/3轉(zhuǎn)化為S02。酸性氣燃燒爐2排出的高溫過程氣經(jīng)過酸性氣燃燒爐廢熱鍋爐3回收熱量產(chǎn)蒸汽后，冷卻至350°C，氣體中的H2S、S02在后面的反應(yīng)器中繼續(xù)部分反應(yīng)生成硫蒸汽。
[0042]從酸性氣燃燒爐2出來的溫度1280°C的高溫爐氣經(jīng)過酸性氣廢熱鍋爐3回收能量后降溫到350°C，降溫后的爐氣進入一級硫冷凝冷卻器17冷卻，爐氣在一級冷凝冷卻器17冷卻至170°C，冷凝下來的液硫從一級冷凝冷卻器17底部進入硫池26。未冷凝的氣體從一級冷凝冷卻器出來，經(jīng)過一級反應(yīng)加熱器18加熱至240°C后進入一級反應(yīng)器19，在一級反應(yīng)器中進一步使氣體中的部分H2S、S02在氧化鋁催化劑的作用下，氣體中剩余H2S的66%發(fā)生反應(yīng)生成硫蒸汽。一級反應(yīng)器反應(yīng)后的氣體經(jīng)管道進入二級硫冷凝冷卻器20中。在二級冷凝冷卻器中，冷凝下來的液硫從二級冷凝冷卻器底部進入硫池26。未冷凝的氣體從二級冷凝冷卻器20出來經(jīng)二級反應(yīng)加熱器21加熱至220°C后進入二級反應(yīng)器22。在二級反應(yīng)器中進一步使氣體中的部分&3、302在氧化鋁催化劑的作用下氣體中剩余H2S的61%發(fā)生反應(yīng)生成硫蒸汽。二級反應(yīng)器反應(yīng)后的氣體經(jīng)管道進入三級硫冷凝冷卻器23中。在三級冷凝冷卻器中，冷凝下來的液硫從三級冷凝冷卻器底部進入硫池26，氣體從三級冷凝冷卻器23出來進入捕集器24捕集液硫霧滴后經(jīng)過H2S/S02在線分析儀25進入尾氣處理系統(tǒng)。
[0043]在酸性氣燃燒爐中，廢酸和酸性氣總硫中的6(Γ70%轉(zhuǎn)化為硫蒸汽，在一級反應(yīng)器中，剩余H2S的66%轉(zhuǎn)化為硫，在二級反應(yīng)器中，剩余H2S的61%轉(zhuǎn)化為硫，總硫回收率達到96%。
[0044]實施例3
采用實施例2的方法處理組成為H2SO4 80%、H2O 15 %、油5%的廢硫酸，在處理過程中控制廢酸焚燒爐8爐膛溫度1090°C，并控制廢酸焚燒爐出口氣體中氧含量在4% ;在酸性氣燃燒爐2中控制燃燒溫度達到13001:并H2S/S02在線分析儀25反饋數(shù)據(jù)嚴格控制進爐空氣或氧氣5流量使H2S/S0d^mol比值范圍在2:1左右，在酸性氣燃燒爐中廢酸和酸性氣總硫中的65飛8%轉(zhuǎn)化為硫蒸汽，在一級反應(yīng)器中剩余總硫中的66%轉(zhuǎn)化為硫，在二級反應(yīng)器中剩余總硫中的60%轉(zhuǎn)化為硫，總硫回收率達到96%左右。
[0045]對比例I
工業(yè)上處理烷基化廢硫酸一般采取裂解制工業(yè)硫酸的方法，如2.5萬噸/年廢酸裂解制工業(yè)硫酸，其裝置流程見圖4所示。具體流程包括如下步驟:
(I)天然氣調(diào)壓后，分別通過爐前的3個燃燒器的天然氣入口進入裂解爐燃燒；廢硫酸(同實施例1)用泵加壓，經(jīng)流量調(diào)節(jié)閥調(diào)節(jié)流量后，分別通過裂解爐前3個燃燒器的廢酸噴嘴噴入裂解爐內(nèi)，裂解反應(yīng)生成高溫(85(Tl 100C )爐氣；高溫爐氣再經(jīng)廢熱鍋爐回收高位熱能后溫度降至350°C ;350°C的爐氣在廢熱鍋爐的爐氣出口處匯合后，進入凈化工序；來自公用工程管網(wǎng)的非凈化風經(jīng)過非凈化風罐后，分別進入裂解爐前的3個燃燒器的非凈化風入口，用于霧化廢酸；來自公用工程管網(wǎng)的去離子水經(jīng)過廢熱鍋爐加熱升溫變成蒸汽后，并入公用工程管網(wǎng)。
[0046](2)來自裂解工段的約350°C爐氣進入冷卻塔中，經(jīng)冷卻塔稀酸噴淋冷卻降溫后進入洗滌塔中，再經(jīng)洗滌塔稀酸噴淋冷卻，再次降溫后的爐氣經(jīng)問冷器降至規(guī)定的溫度，再經(jīng)電除霧器除去酸霧后送往干燥塔。
[0047](3)來自電除霧器的爐氣(三氧化硫酸霧質(zhì)量濃度〈0.03g / m3 )進入干燥塔后，用93%的濃硫酸進行干燥，干燥后的爐氣經(jīng)二氧化硫風機增壓后依次通過第III換熱器殼程和第I換熱器殼程換熱，再經(jīng)第I電加熱器加熱；加熱后的爐氣進人轉(zhuǎn)化器一段觸媒層反應(yīng)生成三氧化硫，再經(jīng)過第I換熱器管程換熱降溫后進人轉(zhuǎn)化器二段觸媒層反應(yīng)。二段反應(yīng)后的爐氣再經(jīng)第II換熱器管程換熱，降至規(guī)定溫度后，進入轉(zhuǎn)化器三段觸媒層反應(yīng)。轉(zhuǎn)化器一、二、三段中的反應(yīng)為一次轉(zhuǎn)化，一次轉(zhuǎn)化后的爐氣通過第III換熱器管程換熱后，進入第I吸收塔后，98%濃硫酸進行一次吸收，一次吸收后的爐氣通過第IV換熱器殼程和第II換熱器殼程換熱，再經(jīng)第II電加熱器加熱至規(guī)定溫度后進入轉(zhuǎn)化器四段觸媒層進行二次轉(zhuǎn)化，二次轉(zhuǎn)化后爐氣再通過第IV換熱器管程換熱，降至規(guī)定溫度進入第2吸收塔，用98%濃硫酸進行二次吸收。二次吸收后的尾氣(二氧化硫質(zhì)量濃度<760mg / m3。)，通過高30米的煙囪放空。
[0048]從上例可以看出，廢硫酸裂解制工業(yè)硫酸工藝有以下不足:
(I)流程長，設(shè)備多，控制復(fù)雜，一次性投資較大，如2.5萬噸/年廢酸裂解制工業(yè)硫酸裝置投資約1.3億元；(2)操作成本高，整個生產(chǎn)中要消耗燃料氣、工業(yè)水、電、催化劑、循環(huán)水等資源。
[0049](3)排放的尾氣濃度高,僅能達到二氧化硫質(zhì)量濃度小于760 mg/Nm3,不能達到小于400 mg/Nm3濃度排放標準。
[0050]本發(fā)明烷基化廢酸處理+硫磺回收工藝路線，采用硫磺回收裝置所需處理的含H2S的酸性氣作燃料，只增加了少量設(shè)備(裂解爐和水洗塔、鼓風機)，既處理了烷基化的廢硫酸，又處理了含H2S的酸性氣同時節(jié)省了裂解廢酸所需的天然氣，回收了廢酸中的聚合油的熱量，同時又實現(xiàn)了硫元素的充分回收利用，保護了環(huán)境，生產(chǎn)的硫磺也具有經(jīng)濟效益。本工藝與裂解廢硫酸制工業(yè)硫酸工藝相比，以2.5萬噸/年廢酸裂解制工業(yè)硫酸裝置為例(不含尾氣凈化部分)可節(jié)約投資1.1億，節(jié)約天然氣393Nm3/h，節(jié)約電耗1440kW.h/h，節(jié)約32%(Wt)NaOH 0.4 t/h，節(jié)約循環(huán)冷卻水1200 t/h，減少操作人員約8人，增加硫磺產(chǎn)量6940噸/年。
【權(quán)利要求】
1.一種烷基化廢酸制硫磺新方法，其特征在于包括如下步驟: A、將廢硫酸與壓縮空氣混合后，送入廢酸焚燒爐內(nèi)進行裂解，同時向廢酸焚燒爐內(nèi)導(dǎo)入含H2S酸性氣或燃料氣，以及空氣或氧氣進行充分燃燒，同時為廢酸裂解提供熱量，控制廢酸焚燒爐內(nèi)的燃燒溫度為100(Tll5(TC ;廢硫酸經(jīng)過焚燒完全裂解后產(chǎn)生的裂解爐氣回收熱量后降溫至20(T400°C，再進入水洗塔洗去除裂解爐氣中的雜質(zhì)； B、經(jīng)過水洗的裂解爐氣加壓至8(T200KPa(G)后，進入酸性氣燃燒爐中進行高溫反應(yīng)回收硫，同時向酸性氣燃燒爐內(nèi)導(dǎo)入含H2S酸性氣，以及導(dǎo)入空氣或氧氣進行充分燃燒，控制酸性氣燃燒爐內(nèi)的燃燒溫度為100(Γ1400?、壓力為1(T60 KPa(G)，并調(diào)節(jié)酸性氣燃燒爐內(nèi)燃燒所需氧量的量來控制酸性氣燃燒爐出口的氣體中H2S/S02的摩爾比為2:1 ； C、酸性氣燃燒爐產(chǎn)生的高溫爐氣經(jīng)過回收能量后降溫到30(T35(TC，再通過冷凝的方式冷卻至16(Tl80°C，收集冷凝出的液硫，未冷凝的氣體加熱至23(T250°C后進入一級反應(yīng)器內(nèi)，使氣體中的部分H2S與SO2反應(yīng)生成硫蒸氣；一級反應(yīng)器反應(yīng)后的氣體經(jīng)過再次冷凝冷卻，收集冷凝出的液硫，再次冷凝中未冷凝的氣體加熱至21(T230°C后進入二級反應(yīng)器內(nèi)，進一步使氣體中的部分H2S與SO2反應(yīng)生成硫蒸氣；二級反應(yīng)器反應(yīng)后的氣體經(jīng)過三次冷凝冷卻，收集冷凝出的液硫，三次冷凝中未冷凝的氣體經(jīng)過捕集液硫霧滴后排出。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于所述廢硫酸為烷基化廢硫酸，其中含有H2S0460?85%，H2O 11.5?30 %，油3.5?10% ;所述壓縮空氣的壓力為0.6?0.8MPa ;步驟A中壓縮空氣做為霧化介質(zhì)與廢硫酸經(jīng)由廢酸燃燒器一起噴射進廢酸焚燒爐內(nèi)；所述含H2S酸性氣中H2S的質(zhì)量含量為3(Γ100%。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于在步驟A中，調(diào)節(jié)進入廢酸焚燒爐的空氣或氧氣，與含H2S酸性氣或燃料氣的流量，控制廢酸焚燒爐內(nèi)的燃燒溫度為100(Tl 100C，并控制廢酸焚燒爐出口氣體中氧含量在3?5% ;廢硫酸經(jīng)過焚燒裂解后產(chǎn)生的100(Γ1100?的裂解爐氣通過熱量回收系統(tǒng)回收熱量后降溫至20(T400°C ;裂解爐氣從底部進入水洗塔，水洗塔的水來源于從硫磺回收裝置的急冷塔外排的急冷水和/或工藝水；水洗塔的操作壓力為_2(T40KPa(G)，水洗塔水洗去除裂解爐氣中的焦炭類雜質(zhì)。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于在步驟B中，經(jīng)過水洗的裂解爐氣經(jīng)過電除霧器除霧后采用鼓風機加壓至8(T200 KPa(G);水洗加壓后的裂解爐氣從酸性氣燃燒爐的前端和/或中部進入酸性氣燃燒爐中，或者用以加熱進入一級反應(yīng)器的氣體；調(diào)節(jié)酸性氣燃燒爐內(nèi)燃燒所需氧量的量來控制酸性氣燃燒爐出口的氣體中H2S/S02的摩爾比為2:1;在酸性氣燃燒爐中H2S進行高溫克勞斯反應(yīng)轉(zhuǎn)化為硫，以及進行氧化反應(yīng)轉(zhuǎn)化為S02。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于在步驟C中，酸性氣燃燒爐產(chǎn)生的100(Tl40(rC的高溫爐氣經(jīng)過酸性氣燃燒爐廢熱鍋爐回收能量后降溫到30(T35(TC，再通過一級硫冷凝冷卻器進行冷凝冷卻至16(T18(TC，冷凝出的液硫從一級硫冷凝冷卻器底部進入硫池收集；一級反應(yīng)器反應(yīng)后的氣體通過二級冷凝冷卻器進行再次冷凝冷卻，再次冷凝出的液硫從二級冷凝冷卻器底部進入硫池收集；二級反應(yīng)器反應(yīng)后的氣體通過三級冷凝冷卻器進行三次冷凝冷卻，三次冷凝出的液硫從三級冷凝冷卻器底部進入硫池收集。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于在步驟C中，三次冷凝中未冷凝的氣體通過捕集器捕集液硫霧滴，該氣體經(jīng)過捕集器后再通過h2s/so2在線分析儀后進入尾氣處理系統(tǒng)；其中經(jīng)過所述H2S/S02在線分析儀測定氣體中的H2S/S02的摩爾比是否符合步驟B中的要求，調(diào)整導(dǎo)入酸性氣燃燒爐的空氣或氧氣的流量。
7.一種應(yīng)用于權(quán)利要求1所述方法的烷基化廢硫酸處理裝置，其特征在于其包括廢酸焚燒爐(8)、水洗塔(11)、電除霧器(27)、水冷卻器(28)、鼓風機(17)、酸性氣燃燒爐(2)、一級冷凝冷卻器(17)、一級反應(yīng)器(19)、二級冷凝冷卻器(20)、一級反應(yīng)加熱器(18)、二級反應(yīng)加熱器(21)、二級反應(yīng)器(22)和三級冷凝冷卻器(23)和硫池(26);所述廢酸焚燒爐(8)的氣體入口端連接有廢酸燃燒器(7)，所述廢酸焚燒爐(8)的氣體出口端連接有廢酸焚燒爐熱量回收系統(tǒng)(10)，所述廢酸焚燒爐熱量回收系統(tǒng)(10)的氣體出口通過管路連接至所述水洗塔(11)的氣體入口 ；所述酸性氣燃燒爐(2)的酸性氣體入口端連接有酸性氣燃燒爐燒嘴(1)，酸性氣燃燒爐(2)的爐氣出口端連接有酸性氣燃燒爐廢熱鍋爐(3)，所述水洗塔(11)的頂部氣體出口與所述電除霧器(27)的入口通過管道相連接，電除霧器(27)的出口與所述鼓風機(17)的入口相通，鼓風機(17)的出口通過管路分別或擇一與所述酸性氣燃燒爐燒嘴(I)、酸性氣燃燒爐(2)或一級反應(yīng)加熱器(18)相連通；所述一級冷凝冷卻器(17)的氣體入口與所述酸性氣燃燒爐廢熱鍋爐(3)的氣體出口相通，一級冷凝冷卻器(17)的液硫出口通過管路與所述硫池相連接，一級冷凝冷卻器(17)的冷凝后氣體出口與所述一級反應(yīng)加熱器(18)的待加熱氣體入口相連，所述一級反應(yīng)加熱器(18)的加熱后氣體出口連接至所述一級反應(yīng)器(19)的氣體入口，所述一級反應(yīng)器(19)的反應(yīng)后氣體出口通過管路連接至所述二級冷凝冷卻器(20)的氣體入口，所述二級冷凝冷卻器(20)的液硫出口通過管路與所述硫池相連接；所述二級冷凝冷卻器(20)的冷凝后氣體出口與所述二級反應(yīng)加熱器(21)的待加熱氣體入口相連，二級反應(yīng)加熱器(21)的加熱后氣體出口連接至所述二級反應(yīng)器(22)的氣體入口，二級反應(yīng)器(22)的反應(yīng)后氣體出口與所述三級冷凝冷卻器(23)的氣體入口相通；所述三級冷凝冷卻器(23)的液硫出口通過管路與所述硫池(26)相連接。
8.根據(jù)權(quán)利要求7所述的烷基化廢硫酸處理裝置，其特征在于所述三級冷凝冷卻器(23)的冷凝后氣體出口與捕集微量硫霧滴的捕集器(24)入口相連接，該捕集器(24)的出口通過管路連接至尾氣處理系統(tǒng)，并且在捕集器(24)與尾氣處理系統(tǒng)之間的管路上設(shè)有H2S/S02在線分析儀(25)。
9.根據(jù)權(quán)利要求7所述的烷基化廢硫酸處理裝置，其特征在于該裝置還包括水洗塔循環(huán)泵(12)，該水洗塔循環(huán)泵(12)的入口與所述水洗塔(11)的塔底出口相連接，水洗塔循環(huán)泵(12)的一個出口通過管路連接至所述水洗塔(11)上部的一個水洗入口，在該管路上還設(shè)有過濾器(13)和水冷卻器(28)，水洗塔循環(huán)泵(12)的另一個出口與排出急冷水廢水。
10.根據(jù)權(quán)利要求7所述的烷基化廢硫酸處理裝置，其特征在于在所述廢酸燃燒器(7)上設(shè)有用以霧化廢硫酸的噴槍，噴槍上設(shè)有廢硫酸入口與壓縮空氣入口，廢酸燃燒器(7)上還設(shè)有空氣或氧氣入口、燃料氣入口以及酸性氣入口 ；在所述酸性氣燃燒爐(I)上設(shè)有酸性氣入口和空氣或氧氣入口，在所述酸性氣燃燒爐(2)上也設(shè)有酸性氣入口。
【文檔編號】C01B17/04GK104229746SQ201410476365
【公開日】2014年12月24日 申請日期:2014年9月18日 優(yōu)先權(quán)日:2014年9月18日
【發(fā)明者】李明軍, 管寧輝, 邢亞琴, 王奎, 張建超, 劉芳 申請人:中石化南京工程有限公司, 中石化煉化工程（集團）股份有限公司