申请/专利权人：科洋环境工程(上海)有限公司

申请日：2019-06-27

公开（公告）日：2024-04-26

公开（公告）号：CN110272027B

主分类号：C01B17/80

分类号：C01B17/80;C01B17/76

优先权：

专利状态码：有效-授权

法律状态：2024.04.26#授权;2019.10.22#实质审查的生效;2019.09.24#公开

摘要：本发明公开了一种废硫酸湿法处理系统和工艺。所述废硫酸湿法处理系统包括：一裂解装置、一净化装置、一组合式反应器、一发烟酸塔、一发烟酸贮槽、一尾气吸收塔、一发烟酸循环槽、一SO3蒸发器、一SO3冷凝器和一SO3贮槽。本发明采用湿法工艺，将一定浓度的废硫酸经过裂解、催化氧化生产发烟硫酸和三氧化硫，相比较传统的废酸干法制酸过程更加的节能减排，低耗高产。本发明工艺设备少，流程短，换热简单，压降小，能耗低。

主权项：1.一种废硫酸湿法处理系统，其特征在于，包括：一裂解装置、一净化装置、一组合式反应器、一发烟酸塔、一发烟酸贮槽、一尾气吸收塔、一发烟酸循环槽、一SO3蒸发器、一SO3冷凝器和一SO3贮槽；所述裂解装置用于将废硫酸进行裂解，制得裂解气，所述裂解装置的气体出口与所述净化装置的气体进口相连；所述净化装置用于除去裂解气中的固态杂质并对裂解气除湿增压，所述净化装置的气体出口与所述组合式反应器的进口相连；所述组合式反应器用于将裂解气中的SO2催化氧化生成SO3，所述组合式反应器的出口与所述发烟酸塔相连；所述发烟酸塔用于吸收所述组合式反应器出口气体中的SO3制得高浓度发烟酸，所述发烟酸塔的气体出口与所述尾气吸收塔相连，所述发烟酸塔的液体出口与所述发烟酸循环槽相连；所述发烟酸循环槽用于将来自所述发烟酸塔的高浓度发烟酸和来自所述SO3蒸发器的低浓度发烟酸混合，制得混合发烟酸；所述发烟酸循环槽的出口一方面与所述SO3蒸发器的液体进口相连，另一方面与所述发烟酸贮槽相连；所述SO3蒸发器用于使所述混合发烟酸中的SO3部分蒸发，制得SO3和所述低浓度发烟酸；所述SO3蒸发器的液体进口与所述发烟酸循环槽的出口相连，液体出口与所述发烟酸循环槽的进口相连，气体出口依次与所述SO3冷凝器和所述SO3贮槽相连；所述净化装置包括依次连接的洗涤急冷塔、电除雾器、冷却器、鼓风机和工艺气加热器。

全文数据：废硫酸湿法处理系统和工艺技术领域本发明涉及一种废硫酸湿法处理系统和工艺。背景技术众多化工工艺采用浓硫酸作为催化剂或脱水剂。在此过程中，硫酸变成了废酸，这些废酸有来自提高汽油辛烷值的烷基化装置，生产炸药和农药的硝化装置，以及丙烯腈和甲基丙烯甲酯装置，这些废酸，含有机酯类和无机的污染物，性质不稳定，不能直接排放，且存在着难以回收处理的问题。传统的废酸制酸工艺是一种干法工艺，该工艺一般是采用两转两吸工艺流程，包括废酸裂解，净化，二氧化硫的转化，三氧化硫吸收等过程，获得浓硫酸产品。该工艺存在着设备多，流程长，换热网络复杂，压降大，能耗偏高，尾气不达标等问题。发明内容本发明要解决的技术问题是为了克服现有技术中废酸制酸工艺存在能耗高，流程长的缺陷，提供一种废硫酸湿法处理系统和工艺。本发明采用湿法工艺，将一定浓度的废硫酸经过裂解、催化氧化生产发烟硫酸和三氧化硫，相比较传统的废酸干法制酸过程更加的节能减排，低耗高产。本发明工艺设备少，流程短，换热简单，压降小，能耗低。本发明是通过下述技术方案来解决上述技术问题：本发明提供了一种废硫酸湿法处理系统，其包括：一裂解装置、一净化装置、一组合式反应器、一发烟酸塔、一发烟酸贮槽、一尾气吸收塔、一发烟酸循环槽、一SO3蒸发器、一SO3冷凝器和一SO3贮槽；所述裂解装置用于将废硫酸进行裂解，制得裂解气，所述裂解装置的气体出口与所述净化装置的气体进口相连；所述净化装置用于除去裂解气中的固态杂质并对裂解气除湿增压，所述净化装置的气体出口与所述组合式反应器的进口相连；所述组合式反应器用于将裂解气中的SO2催化氧化生成SO3，所述组合式反应器的出口与所述发烟酸塔相连；所述发烟酸塔用于吸收所述组合式反应器出口气体中的SO3制得高浓度发烟酸，所述发烟酸塔的气体出口与所述尾气吸收塔相连，所述发烟酸塔的液体出口与所述发烟酸循环槽相连；所述发烟酸循环槽用于将来自所述发烟酸塔的高浓度发烟酸和来自所述SO3蒸发器的低浓度发烟酸混合，制得混合发烟酸；所述发烟酸循环槽的出口一方面与所述SO3蒸发器的液体进口相连，另一方面与所述发烟酸贮槽相连；所述SO3蒸发器用于使所述混合发烟酸中的SO3部分蒸发，制得SO3和所述低浓度发烟酸；所述SO3蒸发器的液体进口与所述发烟酸循环槽的出口相连，液体出口与所述发烟酸循环槽的进口相连，气体出口依次与所述SO3冷凝器和所述SO3贮槽相连。下面，对本发明的废硫酸湿法处理系统作进一步说明：本发明将废硫酸经裂解装置高温裂解，将硫酸裂解为SO2，然后净化后送至组合式反应器中。SO2在催化剂的作用下转化为气态SO3，气态SO3送至发烟酸塔，制得高浓度发烟酸，高浓度发烟酸在发烟酸循环槽内与来自SO3蒸发器的低浓度发烟酸混合得混合发烟酸，混合发烟酸一部分作为产品输出，另一部分作为循环发烟酸进入SO3蒸发器。在SO3蒸发器中，混合发烟酸蒸发出SO3，SO3被冷凝后输出，剩余低浓度发烟酸返回至发烟酸循环槽与高浓度发烟酸进行混合。较佳地，所述裂解装置的上游还连接有一浓缩装置，用于将废硫酸进行提浓。较佳地，所述裂解装置为一裂解炉。较佳地，所述裂解装置还连接有一余热回收器，用于回收裂解装置中产生的高温裂解气的热量。所述余热回收器与所述裂解装置采用直连结构连接，即所述裂解装置中产生的高温裂解气直接进入所述余热回收器的进口，采用直接换热技术，热回收效率高，克服了设备易结垢和堵塞的缺陷。更佳地，所述余热换热器与所述净化装置之间还设有一工艺气换热器，用于进一步回收裂解气的热量。所述裂解装置中产生的裂解气经余热换热器回收热量后进入所述工艺气换热器，经所述工艺气换热器进一步降温后进入所述净化装置。较佳地，所述净化装置包括依次连接的洗涤急冷塔、电除雾器、冷却器、鼓风机和工艺气加热器。所述裂解装置中产生的裂解气在洗涤急冷塔中脱除Cl-、粉尘和油等杂质，这个过程中裂解气中的水被饱和，水相对于制发烟酸是过量的，从洗涤急冷塔底部出的稀酸进入到稀酸精制处理。经过洗涤急冷塔净化后的气体进入电除雾器除去酸雾，然后进入冷却器进行冷却除湿，经过冷却器后水被进一步冷凝下来，保持组合式反应器水硫平衡，通过控制水硫平衡，整个过程不需要额外补充新鲜水。冷却器中产生的冷凝液是不含固体杂质的，一部分可作为下游制酸系统补水。经净化除湿后的气体经鼓风机增压后经工艺气加热器加热后进入所述组合式反应器。更佳地，所述工艺气加热器采用所述工艺气换热器，即经所述鼓风机增压后的工艺气在所述工艺气换热器中与来自所述余热换热器的裂解气进行换热，裂解气的热量被回收，同时工艺气被加热。较佳地，所述冷却器的进口还与一空气风机相连，所述空气风机用于在净化后的裂解气中补入空气，以调节硫氧比。净化后的裂解气和补入的空气在所述冷却器中混合均匀，同时进行冷却除湿。较佳地，所述组合式反应器从上至下依次设有第一床层、第一段间换热器、第二床层、第二段间换热器和第三床层。第一床层～第三床层装填有催化剂，在催化剂作用下，SO2催化氧化转化为SO3。SO2的催化氧化过程是一个放热反应，因此离开所述第一床层的工艺气温度有所升高，经所述第一段间换热器降温回收热量后进入所述第二床层继续反应，来自所述第二床层的工艺气进入所述第二段间换热器降温回收热量后进入所述第三床层。该组合式反应器结构紧凑，节约成本，优化空间布置，便于制造检修，而且有利于热能梯度回收利用，科学合理。较佳地，所述组合式反应器还连接有一工艺气冷却器，用于回收组合式反应器中工艺气的热量，所述工艺气冷却器的出口与所述发烟酸塔相连。较佳地，所述废硫酸湿法处理系统还包括一汽包，所述汽包与所述余热回收器连接形成一第一余热收集回路，所述汽包与所述工艺气冷却器连接形成一第二余热收集回路，所述汽包还依次与所述第二段间换热器、所述第一段间换热器连接，使来自汽包的饱和蒸汽依次进入到所述第二段间换热器和所述第一段间换热器的冷端进行过热，从而回收组合式反应器中酸性工艺气反应产生的热量。较佳地，所述尾气吸收塔为脱硫塔，尾气进行深度净化处理后可直接排放。较佳地，所述废硫酸湿法处理系统还包括一SO3蒸发预热器，所述SO3蒸发预热器的冷流体进口与所述发烟酸循环槽相连，冷流体出口与所述SO3蒸发器相连，热流体进口与所述SO3蒸发器相连，热流体出口与所述发烟酸循环槽相连，来自发烟酸循环槽的混合发烟硫酸与来自SO3蒸发器的低浓度发烟酸换热后进入SO3蒸发器。较佳地，所述发烟酸塔还设有一冷却水冷器，用于冷却所述发烟酸塔中的回流液，使发烟硫酸维持在尽可能低的温度，降低循环发烟硫酸的蒸汽压，有效提高三氧化硫的吸收率。较佳地，所述废硫酸湿法处理系统还包括一高位槽，所述高位槽连接在所述发烟酸循环槽和所述SO3蒸发器之间。当所述废硫酸湿法处理系统包括SO3蒸发预热器时，所述高位槽连接在所述发烟酸循环槽和所述SO3蒸发预热器的冷流体进口之间。较佳地，所述废硫酸湿法处理系统还包括一发烟酸冷却器，所述发烟酸冷却器与所述发烟酸循环槽的出口相连。本发明还提供了一种废硫酸湿法处理工艺，其采用如上所述的废硫酸湿法处理系统进行，其包括如下步骤：1废硫酸通过介质雾化后进入裂解装置进行裂解反应，得裂解气；2所述裂解气经净化装置净化后进入组合式反应器进行催化氧化反应，得含SO3的工艺气；3含SO3的工艺气进入发烟酸塔得高浓度发烟酸，尾气经尾气吸收塔处理后排出；4所述高浓度发烟酸在发烟酸循环槽中与来自SO3蒸发器的低浓度发烟酸混合，得混合发烟酸，所述混合发烟酸一部分作为产品输出至发烟酸贮槽，另一部分进入SO3蒸发器；在所述SO3蒸发器中，所述混合发烟酸中部分SO3被蒸发后得低浓度发烟酸，蒸发得到的SO3经SO3冷凝器冷凝后进入SO3贮槽；所述低浓度发烟酸进入所述发烟酸循环槽与所述高浓度发烟酸混合。较佳地，步骤1中，所述废硫酸中H2SO4的质量百分比浓度≥80％，优选为80％～98％。将废硫酸浓度提高至80％以上再进行处理，能有效降低废硫酸湿法处理系统的整体能耗，减小裂解装置的尺寸，降低投资。本发明工艺适用于不同浓度的废硫酸，若待处理的废硫酸中H2SO4的质量百分比浓度不足80％，可经浓缩处理后再进行裂解。较佳地，步骤1中，所述废硫酸中含有质量百分比含量为80％～98％的H2SO4、质量百分比含量为1％～5％的硫酸酯和质量百分比含量为1％～15％的水。较佳地，步骤1中，所述裂解装置内还通入燃料气和空气，燃料气和空气的流量比可根据裂解装置内的燃烧温度和裂解气中的氧含量进行调节。所述燃料气优选为H2S或硫磺。采用H2S或硫磺作为燃料气有利于促进H2SO4还原分解和补充硫损失，在裂解装置中通入空气，可以补入合适的氧量，减小裂解装置尺寸，节约成本。所述废硫酸中可包含有机酯，废硫酸裂解所需的热量主要由燃料气提供，废硫酸内的有机酯也提供了部分热量。较佳地，步骤1中，所述裂解反应的温度为1050～1200℃，优选为1050～1100℃，当废硫酸的处理量一定时，可以通过调节燃料气和空气的供给，使裂解装置的温度维持在目标温度。较佳地，所述裂解气中SO2的体积百分比浓度为6％～10％，优选为8％～10％例如9.6％。较佳地，当所述裂解装置还连接有一余热回收器时，所述裂解气经过所述余热回收器后温度降至450～650℃，优选为降至550～650℃。较佳地，所述裂解气经所述净化装置净化后水的体积百分比含量为2％～3％。具体的，所述裂解气经所述洗涤急冷塔后水的体积百分比含量为8％～15％例如为12％～15％，经所述电除雾器后水的体积百分比含量为4％～7％例如6％，经所述冷却器后水的体积百分比含量为2％～3％例如6％。较佳地，所述组合式反应器内催化剂为KSC-13和或KSV-13。当所述组合式反应器从上至下依次设有第一床层、第一段间换热器、第二床层、第二段间换热器和第三床层时，较佳地，所述第一床层的工艺气进口温度为400～410℃，所述第二床层的工艺气进口温度为380～410℃，所述第三床层的工艺气进口温度为380～390℃。进一步地，工艺气以400～410℃进入所述组合式反应器的第一床层，反应后温度提高至560～580℃，后在第一段间换热器降温至380～410℃送入第二床层，反应后温度提高至430～450℃，后在第二段间换热器降温至380～390℃送入第三床层，反应后温度为395～405℃。当所述组合式反应器还连接有一工艺气冷却器时，含SO3的工艺气经所述工艺气冷却器降温至240～250℃，该温度比硫酸露点温度高15～25℃，以防止在下游工艺中硫酸蒸汽冷凝沉积造成设备腐蚀。当所述废硫酸湿法处理系统还包括一汽包，所述汽包与所述余热回收器连接形成一第一余热收集回路，所述汽包与所述工艺气冷却器连接形成一第二余热收集回路，所述汽包还依次与所述第二段间换热器、所述第一段间换热器连接时，所述汽包的压力为4.8MPag～5.6MPag。通过设定汽包压力在一定值，使与高浓度三氧化硫气体接触的管壁温度在露点温度之上，避免装置发生露点腐蚀。本发明中，所述高浓度发烟酸和所述低浓度发烟酸为相对的概念，其中，所述高浓度发烟酸中游离SO3的质量百分比浓度较所述混合发烟酸高，所述低浓度发烟酸中游离SO3的质量百分比浓度较所述混合发烟酸低。较佳地，所述高浓度发烟酸中游离SO3的质量百分比浓度为26％～30％。较佳地，所述低浓度发烟酸中游离SO3的质量百分比浓度为16～20％。较佳地，所述混合发烟酸中游离SO3的质量百分比浓度为22～25％。本发明的积极进步效果在于：本发明是将不同浓度废硫酸转化生产为高附加值的发烟硫酸和三氧化硫，克服了现有干法制酸技术的能耗高，流程长等问题。既解决了处理难问题，同时产生很大的经济效益，实现了经济效益和环境效益双增长。附图说明图1为发明实施例1的废硫酸湿法处理系统示意图。附图标记说明：10-裂解装置101-余热回收器11-工艺气加热器12-洗涤急冷塔13-电除雾器14-冷却器15-鼓风机16-组合式反应器161-第一床层162-第一段间换热器163-第二床层164-第二段间换热器165-第三床层17-工艺气冷却器18-发烟酸塔19-发烟酸贮槽20-尾气吸收塔21-空气风机22-汽包23-发烟酸循环槽24-高位槽25-SO3蒸发器26-SO3冷凝器27-SO3贮槽28-SO3蒸发预热器29-发烟酸冷却器具体实施方式下面通过实施例的方式进一步说明本发明，但并不因此将本发明限制在所述的实施例范围之中。实施例1如图1所示，本实施例提供了一种废硫酸湿法处理系统，其包括：一裂解装置10、一净化装置、一组合式反应器16、一发烟酸塔18、一发烟酸贮槽19、一尾气吸收塔20，一发烟酸循环槽23、一高位槽24、一SO3蒸发器25、一SO3冷凝器26和一SO3贮槽27。裂解装置10用于将废硫酸进行裂解，裂解装置10连接有一余热回收器101，余热回收器101的气体出口与净化装置的气体进口相连；余热回收器101与裂解装置10采用直连结构连接，用于回收裂解装置10中产生的高温裂解气的热量。净化装置用于除去裂解气中的固态杂质并对裂解气除湿增压，其中，净化装置包括依次连接的洗涤急冷塔12、电除雾器13、冷却器14、鼓风机15和工艺气加热器11；工艺气加热器11的气体出口与组合式反应器16的进口相连；工艺气加热器11还用于进一步降低余热回收器101出口气体的温度，鼓风机15增压后的工艺气在工艺气加热器11中与来自余热换热器101的裂解气进行换热，裂解气的热量被回收，同时工艺气被加热。组合式反应器16用于将SO2工艺气催化氧化生成SO3工艺气，组合式反应器16连接有一工艺气冷却器17，用于回收组合式反应器16中工艺气的热量，工艺气冷却器16的出口与发烟酸塔18相连。冷却器14的进口还与一空气风机21相连，空气风机21将空气分流，一部分进入到裂解装置10中，一部分在冷却器14的上游补入。发烟酸塔18用于吸收组合式反应器16出口气体中的SO3制得发烟酸，发烟酸塔18的气体出口与尾气吸收塔20相连，发烟酸塔18的液体出口与发烟酸循环槽23相连。发烟酸循环槽23的进口与发烟酸塔18的液体出口相连，发烟酸循环槽23的出口物流分为两股，一股与高位槽24的进口相连，另一股与发烟酸贮槽19相连；高位槽24的出口与SO3蒸发器25的进口相连，SO3蒸发器25的气体出口依次与SO3冷凝器26、SO3贮槽27相连；SO3蒸发器25的液体出口与发烟酸贮循环槽23的进口相连。本实施中，裂解装置10为裂解炉。尾气吸收塔20为脱硫塔，从发烟酸塔18塔顶来的尾气从脱硫塔各层底部进入，脱硫剂吸附SO2饱和后，脱硫效率下降，切换到再生。组合式反应器16从上至下依次设有第一床层161、第一段间换热器162、第二床层163、第二段间换热器164和第三床层165。废硫酸湿法处理系统还包括一汽包22，汽包22与余热回收器101连接形成一第一余热收集回路，汽包22与工艺气冷却器17连接形成一第二余热收集回路，汽包22还依次与第二段间换热器164、第一段间换热器162连接，使来自汽包22的饱和蒸汽依次进入到第二段间换热器164和第一段间换热器162的冷端进行过热，从而回收组合式反应器16中酸性工艺气反应产生的热量。本实施例废硫酸湿法处理系统还包括一SO3蒸发预热器28，SO3蒸发预热器28的冷侧进口与高位槽24相连，冷侧出口与SO3蒸发器25相连，热侧进口与SO3蒸发器25相连，热侧出口与发烟酸循环槽23相连，来自高位槽24的发烟硫酸进入SO3蒸发预热器28，与来自SO3蒸发器25的低浓度发烟酸换热后进入SO3蒸发器25。本实施例中，组合式反应器16出口气体中的SO3在发烟酸塔18中被吸收制得高浓度发烟酸，该高浓度发烟酸与来自SO3蒸发器25的低浓度发烟酸在发烟酸循环槽23中混合稀释，得浓度适中的发烟酸，该浓度适中的发烟酸一部分作为产品输出至发烟酸贮槽19，一部分经高位槽24进入SO3蒸发器25。在SO3蒸发器25中，一部分SO3被蒸发后冷凝，进入SO3贮槽27，剩余发烟酸返回至发烟酸循环槽23作为低浓度发烟酸与来自发烟酸塔18的高浓度发烟酸进行混合。发烟酸塔18还设有一冷却水冷器，采用冷却介质例如水对发烟酸塔18回流液进行冷却，使循环发烟硫酸维持在尽可能低的温度，降低循环发烟硫酸的蒸汽压，有效提高三氧化硫的吸收率。本实施例废硫酸湿法处理系统还包括一发烟酸冷却器29，发烟酸冷却器29与发烟酸循环槽23的出口相连。实施例2本实施例提供了一种废硫酸湿法处理工艺，其采用实施例1的废硫酸湿法处理系统进行。本实施例待处理的废硫酸为烷基化废酸，其含有质量百分比浓度为80％的H2SO4、质量百分比浓度为5％的硫酸酯和质量百分比浓度为15％的水。本发明不限制待处理废硫酸的最低浓度，但若其中H2SO4的质量百分比浓度不足80％，需使用浓缩装置将H2SO4的质量百分比浓度提高至80％以上再进行处理例如通过多效蒸发进行浓缩，将废硫酸浓缩后再进行处理能有效降低废硫酸湿法处理系统的整体能耗，减小裂解装置的尺寸，降低投资。1烷基化废酸裂解烷基化废酸通过介质雾化本实施例采用雾化空气对烷基化废酸分布雾化进入裂解装置10，裂解装置10与下游的余热回收器101直接连接，即裂解装置10中燃烧后的热工艺气通过裂解装置10内直接进入余热回收器101的管箱。余热回收器101和工艺气冷却器17产的饱和蒸汽依次进入第二段间换热器164和第一段间换热器162过热。裂解装置10内还通入燃料气和空气，通过调节燃料气和空气的供给，使裂解温度保持在1050℃左右，使裂解气中SO2的体积百分比浓度控制在9.6％。本实施例中以H2S为燃料气，最大限度的生产三氧化硫和发烟硫酸。空气风机21将空气分流，一部分进入到裂解装置10中，一部分在冷却器14的上游补入。2气体净化烷基化废酸在高温下被蒸发并分解成SO2、H2O和O2。烷基化废酸裂解后的粉尘和油等杂质，进入洗涤急冷塔12，脱除其中的粉尘。经过水洗净化后的气体中水的体积百分比含量为15％，经电除雾器13除去酸雾后进一步在冷却器14中冷却除湿，经冷却器14冷却除湿后的气体中水的体积百分比含量为2％，后通过鼓风机15增压。经过冷却器14水被进一步冷凝下来，这部分冷凝液是不含固体杂质的，一部分可作为下游制酸系统补水送出界区。通过设置冷却器14，能有效控制水硫平衡，整个过程不需要额外补充新鲜水，最大限度的生产高附加值产品，同时提高产品匹配设计的灵活性。3催化氧化经净化除湿后的工艺气中水的体积百分比含量为2％，经增压后的工艺气在工艺气加热器11中加热至400℃后进入组合式反应器16，工艺气依次通过组合式反应器16的第一床层161、第一段间换热器162、第二床层163、第二段间换热器164和第三床层165，在特殊的湿法硫酸催化剂KSC-13KSV-13作用下，发生SO2湿法催化氧化转化为SO3。部分热空气在冷却器14前补入热工艺气中，以调节硫氧比和调节床层进气温度。出第三床层165的高温工艺气经工艺气冷却器17降温至240℃，该温度高于硫酸露点温度约15～25℃，后送入发烟酸吸收吸收塔18进行吸收过程。经净化除湿后的工艺气在组合式反应器16中经过多级氧化，使SO2工艺气催化氧化生成SO3，SO2总体转化率可达到99.3％左右。4发烟酸吸收从组合式反应器16第三床层165出来的转化气经过工艺气冷却器17回收热量后进入到发烟酸塔18，得到的发烟酸为高浓度发烟酸，该高浓度发烟酸中游离SO3的质量百分比浓度为26％记为26％发烟酸。发烟酸塔18为全流塔，使全部的高三氧化硫浓度的转化气流经此塔。经过发烟酸塔18吸收后的工艺气进入尾气吸收塔20，采用活性炭吸附再生法进行尾气的深度净化处理，从发烟酸塔18塔顶来的尾气从尾气吸收塔20具体设置为脱硫塔各层底部进入，脱硫剂吸附SO2饱和后，脱硫效率下降，切换到再生。经尾气吸收塔20深度净化处理后的尾气排放烟囱，得到的稀酸出界区。5SO3蒸发和冷凝从高位槽24来的22％发烟酸即游离SO3的质量百分比浓度为22％的发烟酸进入SO3蒸发预热器28，在SO3蒸发预热器28中与由SO3蒸发器25来的低浓度16％发烟酸即游离SO3的质量百分比浓度为16％的发烟酸换热后，加热后的22％发烟酸进入SO3蒸发器25，SO3蒸发器25用低压饱和蒸汽加热，蒸发出几乎100％气态的三氧化硫。气态的三氧化硫进入SO3冷凝器26，用循环水冷却制得液体SO3，液体SO3靠重力流入SO3贮槽27。SO3蒸发器25中剩余的16％发烟酸返回至发烟酸循环槽23中，与来自发烟酸塔18的高浓度26％发烟酸混合稀释，得22％发烟酸即游离SO3的质量百分比浓度为22％的发烟酸。得到的22％发烟酸经发烟酸冷却器29冷却后，一部分作为循环发烟酸来吸收转化气中三氧化硫，一部分作为产品22％发烟酸进入发烟酸贮槽19。上述反应步骤均释放大量反应热，本方案装置采用锅炉给水换热副产蒸汽的方式进行热量回收，副产蒸汽。即通过设置汽包22，汽包22与余热回收器101连接形成一第一余热收集回路，回收裂解装置10中的热量，即余热回收器101的冷端采用来自汽包22的锅炉给水，锅炉给水在余热回收器101中与裂解气换热后汽化返回至汽包22产生饱和蒸汽；汽包22与工艺气冷却器17连接形成一第二余热收集回路，回收第三床层165出来的工艺气中的热量，即工艺气冷却器17的冷端采用来自汽包22的锅炉给水，锅炉给水在工艺气冷却器17中与来自第三床层165的工艺气换热后汽化返回至汽包22产生饱和蒸汽。通过第一余热收集回路和第二余热收集回路所副产的饱和蒸汽送至组合式反应器16内，通过与工艺气换热，回收催化反应的反应热，同时得到过热高压蒸汽。汽包22的压力在5.2MPag，使与高浓度三氧化硫气体接触的管壁温度在露点温度之上，避免装置发生露点腐蚀。本实施例中，以流量5th，H2SO4质量百分比浓度：80％为待处理的废硫酸，可产发烟酸22wt％1279kgh，液体SO32146kgh。正常操作时，装置尾气排放情况如下：SO2含量50mgm3,酸雾5mgm3。虽然以上描述了本发明的具体实施方式，但是本领域的技术人员应当理解，这仅是举例说明，本发明的保护范围是由所附权利要求书限定的。本领域的技术人员在不背离本发明的原理和实质的前提下，可以对这些实施方式做出多种变更或修改，但这些变更和修改均落入本发明的保护范围。

权利要求：1.一种废硫酸湿法处理系统，其特征在于，包括：一裂解装置、一净化装置、一组合式反应器、一发烟酸塔、一发烟酸贮槽、一尾气吸收塔、一发烟酸循环槽、一SO3蒸发器、一SO3冷凝器和一SO3贮槽；所述裂解装置用于将废硫酸进行裂解，制得裂解气，所述裂解装置的气体出口与所述净化装置的气体进口相连；所述净化装置用于除去裂解气中的固态杂质并对裂解气除湿增压，所述净化装置的气体出口与所述组合式反应器的进口相连；所述组合式反应器用于将裂解气中的SO2催化氧化生成SO3，所述组合式反应器的出口与所述发烟酸塔相连；所述发烟酸塔用于吸收所述组合式反应器出口气体中的SO3制得高浓度发烟酸，所述发烟酸塔的气体出口与所述尾气吸收塔相连，所述发烟酸塔的液体出口与所述发烟酸循环槽相连；所述发烟酸循环槽用于将来自所述发烟酸塔的高浓度发烟酸和来自所述SO3蒸发器的低浓度发烟酸混合，制得混合发烟酸；所述发烟酸循环槽的出口一方面与所述SO3蒸发器的液体进口相连，另一方面与所述发烟酸贮槽相连；所述SO3蒸发器用于使所述混合发烟酸中的SO3部分蒸发，制得SO3和所述低浓度发烟酸；所述SO3蒸发器的液体进口与所述发烟酸循环槽的出口相连，液体出口与所述发烟酸循环槽的进口相连，气体出口依次与所述SO3冷凝器和所述SO3贮槽相连。2.如权利要求1所述的废硫酸湿法处理系统，其特征在于，所述裂解装置的上游还连接有一浓缩装置，用于将废硫酸进行提浓；和或，所述裂解装置为一裂解炉；和或，所述尾气吸收塔为脱硫塔；和或，所述废硫酸湿法处理系统还包括一SO3蒸发预热器，所述SO3蒸发预热器的冷流体进口与所述发烟酸循环槽相连，冷流体出口与所述SO3蒸发器相连，热流体进口与所述SO3蒸发器相连，热流体出口与所述发烟酸循环槽相连，来自发烟酸循环槽的混合发烟硫酸与来自SO3蒸发器的低浓度发烟酸换热后进入SO3蒸发器；和或，所述发烟酸塔还设有一冷却水冷器，用于冷却所述发烟酸塔中的回流液；和或，所述废硫酸湿法处理系统还包括一高位槽，所述高位槽连接在所述发烟酸循环槽和所述SO3蒸发器之间；和或，所述废硫酸湿法处理系统还包括一发烟酸冷却器，所述发烟酸冷却器与所述发烟酸循环槽的出口相连。3.如权利要求1所述的废硫酸湿法处理系统，其特征在于，所述净化装置包括依次连接的洗涤急冷塔、电除雾器、冷却器、鼓风机和工艺气加热器。4.如权利要求3所述的废硫酸湿法处理系统，其特征在于，所述裂解装置还连接有一余热回收器，用于回收裂解装置中产生的高温裂解气的热量；所述余热回收器与所述裂解装置采用直连结构连接；所述余热换热器与所述净化装置之间还设有一工艺气换热器，用于进一步回收裂解气的热量；所述组合式反应器从上至下依次设有第一床层、第一段间换热器、第二床层、第二段间换热器和第三床层；所述组合式反应器还连接有一工艺气冷却器，用于回收组合式反应器中工艺气的热量，所述工艺气冷却器的出口与所述发烟酸塔相连。5.如权利要求4所述的废硫酸湿法处理系统，其特征在于，所述工艺气加热器采用所述工艺气换热器；所述冷却器的进口还与一空气风机相连，所述空气风机用于在净化后的裂解气中补入空气，以调节硫氧比。6.如权利要求4所述的废硫酸湿法处理系统，其特征在于，所述废硫酸湿法处理系统还包括一汽包，所述汽包与所述余热回收器连接形成一第一余热收集回路，所述汽包与所述工艺气冷却器连接形成一第二余热收集回路，所述汽包还依次与所述第二段间换热器、所述第一段间换热器连接。7.一种废硫酸湿法处理工艺，其特征在于，其采用如权利要求1～6任一项所述的废硫酸湿法处理系统进行，其包括如下步骤：1废硫酸通过介质雾化后进入裂解装置进行裂解反应，得裂解气；2所述裂解气经净化装置净化后进入组合式反应器进行催化氧化反应，得含SO3的工艺气；3含SO3的工艺气进入发烟酸塔得高浓度发烟酸，尾气经尾气吸收塔处理后排出；4所述高浓度发烟酸在发烟酸循环槽中与来自SO3蒸发器的低浓度发烟酸混合，得混合发烟酸，所述混合发烟酸一部分作为产品输出至发烟酸贮槽，另一部分进入SO3蒸发器；在所述SO3蒸发器中，所述混合发烟酸中部分SO3被蒸发后得低浓度发烟酸，蒸发得到的SO3经SO3冷凝器冷凝后进入SO3贮槽；所述低浓度发烟酸进入所述发烟酸循环槽与所述高浓度发烟酸混合。8.如权利要求7所述的废硫酸湿法处理工艺，其特征在于，步骤1中，所述废硫酸中H2SO4的质量百分比浓度≥80％；步骤1中，所述裂解装置内还通入燃料气和空气；步骤1中，所述裂解反应的温度为1050～1200℃；所述裂解气中SO2的体积百分比浓度为6％～10％；当所述裂解装置还连接有一余热回收器时，所述裂解气经过所述余热回收器后温度降至450～650℃；所述裂解气经所述净化装置净化后水的体积百分比含量为2％～3％；所述组合式反应器内催化剂为KSC-13和或KSV-13；当所述组合式反应器从上至下依次设有第一床层、第一段间换热器、第二床层、第二段间换热器和第三床层时，所述第一床层的工艺气进口温度为400～410℃，所述第二床层的工艺气进口温度为380～410℃，所述第三床层的工艺气进口温度为380～390℃；当所述组合式反应器还连接有一工艺气冷却器时，含SO3的工艺气经所述工艺气冷却器降温至240～250℃。9.如权利要求8所述的废硫酸湿法处理工艺，其特征在于，步骤1中，所述废硫酸中含有质量百分比含量为80％～98％的H2SO4、质量百分比含量为1％～5％的硫酸酯和质量百分比含量为1％～15％的水；所述燃料气为H2S或硫磺；步骤1中，所述裂解反应的温度为1050～1100℃；所述裂解气中SO2的体积百分比浓度为8％～10％；当所述裂解装置还连接有一余热回收器时，所述裂解气经过所述余热回收器后温度降至550～650℃；当所述净化装置包括依次连接的洗涤急冷塔、电除雾器、冷却器、鼓风机和工艺气加热器时，所述裂解气经所述洗涤急冷塔后水的体积百分比含量为8％～15％，经所述电除雾器后水的体积百分比含量为4％～7％，经所述冷却器后水的体积百分比含量为2％～3％；当所述组合式反应器从上至下依次设有第一床层、第一段间换热器、第二床层、第二段间换热器和第三床层时，工艺气以400～410℃进入所述组合式反应器的第一床层，反应后温度提高至560～580℃，后在第一段间换热器降温至380～410℃送入第二床层，反应后温度提高至430～450℃，后在第二段间换热器降温至380～390℃送入第三床层，反应后温度为395～405℃。10.如权利要求7所述的废硫酸湿法处理工艺，其特征在于，当所述废硫酸湿法处理系统还包括一汽包时，所述汽包的压力为4.8MPag～5.6MPag；所述高浓度发烟酸中游离SO3的质量百分比浓度为26％～30％；所述低浓度发烟酸中游离SO3的质量百分比浓度为16～20％；所述混合发烟酸中游离SO3的质量百分比浓度为22～25％。

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