本發(fā)明屬于廢棄物資源化的環(huán)保技術(shù)領(lǐng)域，涉及一種利用烷基化廢硫酸生產(chǎn)七水硫酸鎂的方法與系統(tǒng)。

背景技術(shù)：

硫酸是最基本的化學(xué)制品之一，享有“工業(yè)之母”的美譽(yù)，在化學(xué)肥料、合成纖維、鈦白粉、石油冶煉、染料、醫(yī)學(xué)藥品、農(nóng)藥生產(chǎn)等行業(yè)應(yīng)用廣泛。然而，在生產(chǎn)過程中，因各種雜質(zhì)的引入，濃度降低等原因，產(chǎn)生大量廢硫酸。烷基化是利用加成或置換反應(yīng)將烷基引入有機(jī)物分子中的反應(yīng)過程，石油煉制中烷基化用于增加辛烷值從而提高汽油品質(zhì)，硫酸法烷基化以89～98％的硫酸為催化劑，低溫下液相反應(yīng)生成高辛烷值汽油組分，該工藝因操作相對安全，生成的烷基化油質(zhì)量高，得到廣泛采用。但是，目前的硫酸法烷基化工藝每生產(chǎn)1噸烷基化油要排出80～100kg廢硫酸，其中含85～90％的硫酸，7～10％左右的有機(jī)物和3～5％的水，有機(jī)物含高分子烯烴、二烯烴、烷基磺酸、硫酸酯及硫化物等。烷基化廢硫酸顏色深、質(zhì)地粘稠、氣味刺激，有機(jī)物雜質(zhì)很難去除，烷基化廢硫酸的處理已成為行業(yè)難題。

目前，國內(nèi)外的廢硫酸處理方法可大致分為三大類，即回收再用，綜合利用及中和處理。眾多研究人員對廢硫酸處理技術(shù)進(jìn)行了系統(tǒng)介紹與闡述，針對烷基化廢硫酸的處理也提出了許多新方法、新技術(shù)與新系統(tǒng)。

(1)熱解法，闕鐵順、張振儒，呂天寶等對我國烷基化廢酸裂解爐及熱裂解處理廢硫酸的實(shí)踐進(jìn)行了闡述。專利cn100537416c介紹了一種烷基化廢硫酸經(jīng)高溫裂解生產(chǎn)硫酸處理工藝，該工藝以含量85～90％的單一烷基化廢硫酸在1000～1100℃，將廢硫酸裂解成so2，再轉(zhuǎn)化成so3，然后用水或稀硫酸吸收成濃硫酸。該方法廢硫酸回收率達(dá)到90％。但是，熱解法的投資大，運(yùn)行費(fèi)用高，硫酸產(chǎn)品成本高，設(shè)備要求苛刻，一般企業(yè)難以承受。

(2)轉(zhuǎn)化法，王鐵漢等介紹了利用烷基化裝置廢酸與廢氨水制硫酸銨。專利cn104628012a介紹了一種烷基化廢酸制備硫酸銨的生產(chǎn)方法。兩種方法都是利用烷基化廢酸與氨反應(yīng)生成硫酸銨，再經(jīng)脫油、脫色、母液結(jié)晶得到硫酸銨。該方法的優(yōu)點(diǎn)是設(shè)備簡單，工藝相對成熟；缺點(diǎn)是氨水的價(jià)格較高，廢水量大，硫酸銨的品質(zhì)難以得到保證，活性炭存在二次污染等問題。

(3)還原生產(chǎn)硫磺。專利cn104229746b介紹了一種烷基化廢酸制硫磺新方法。該方法仍以高溫裂解法為基礎(chǔ)，能以烷基化廢酸為原料生產(chǎn)硫磺。該方法的缺點(diǎn)是裂解溫度在1100℃甚至更高，設(shè)備要求較高，投資及運(yùn)行成本較大，且要有含硫化氫氣體配套，適應(yīng)性不強(qiáng)。

此外，還有采用濃縮、中和等方法處理烷基化廢硫酸，濃縮法能耗高，設(shè)備要求苛刻，投資運(yùn)行成本高；簡單石灰或輕燒粉中和，得到的副產(chǎn)品仍然存在有機(jī)質(zhì)超標(biāo)，廢水外排等缺點(diǎn)，沒有從根本上解決問題。

我國的烷基化油需求旺盛，導(dǎo)致了烷基化廢硫酸的逐年增加。截至2016年，我國的硫酸法烷基化裝置年產(chǎn)能超過2000萬噸，年產(chǎn)烷基化廢硫酸超過200萬噸，且呈逐年增加趨勢。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

針對上述現(xiàn)有烷基化廢硫酸處理技術(shù)中存在的問題，本發(fā)明提供了一種利用烷基化廢硫酸生產(chǎn)七水硫酸鎂的方法與系統(tǒng)。利用烷基化廢硫酸含有有機(jī)質(zhì)且具有氧化性，在高溫下發(fā)生熱化學(xué)還原反應(yīng)和熱解反應(yīng)的特點(diǎn)，本發(fā)明在500～600℃下，將烷基化廢硫酸以霧狀噴入高溫分解系統(tǒng)并熱分解成以三氧化硫?yàn)橹鞯乃嵝詺怏w，在此過程中，烷基化廢硫酸中的有機(jī)質(zhì)會(huì)發(fā)生高溫炭化形成炭黑，同時(shí)會(huì)有部分有機(jī)質(zhì)或炭黑與硫酸發(fā)生反應(yīng)產(chǎn)生二氧化硫。高溫酸性氣體經(jīng)過除塵、煙氣換熱、酸氣吸收、過濾分離、冷卻結(jié)晶及干燥等系統(tǒng)，在中和轉(zhuǎn)化介質(zhì)輕燒氧化鎂作用下，制得七水硫酸鎂產(chǎn)品。本發(fā)明無廢水產(chǎn)生，硅渣用于生產(chǎn)建材，尾氣達(dá)標(biāo)排放，實(shí)現(xiàn)烷基化廢硫酸的資源化利用，是一個(gè)典型的綠色化清潔新工藝。

本發(fā)明中主要的反應(yīng)式包括：

h2so4＝h2o+so3(1)

2h2so4+c＝2h2o+2so2+co2(2)

mgo+h2o＝mg(oh)2(3)

mg(oh)2+h2so4＝mgso4+2h2o(4)

mg(oh)2+so3＝mgso4+h2o(5)

mg(oh)2+so2＝mgso3+h2o(6)

2mgso3+o2＝2mgso4(7)

(1)和(2)屬于熱分級及氧化還原反應(yīng)，(3)為輕燒氧化鎂的水合反應(yīng)，(4)，(5)和(6)為中和吸收反應(yīng)，(7)為氧化反應(yīng)。

為達(dá)所述目的，本發(fā)明采用以下技術(shù)方案：

一方面，本發(fā)明提供了一種烷基化廢硫酸生產(chǎn)七水硫酸鎂的方法，其特征在于，所述方法包括以下步驟：

a.烷基化廢硫酸在高溫下發(fā)生分解，得到含有酸性氣體的高溫?zé)煔猓?/p>

b.步驟a中得到的含有酸性氣體的高溫?zé)煔膺M(jìn)行除塵，去除高溫?zé)煔庵袏A帶的炭黑；

c.步驟b中脫除炭黑后的高溫?zé)煔馀c潔凈空氣進(jìn)行熱量交換，煙氣降溫后進(jìn)行酸氣吸收，被加熱后的潔凈空氣作為硫酸鎂干燥的熱源；

d.用脫鹽水與輕燒氧化鎂配成輕燒氧化鎂漿料，作為吸收酸氣的中和劑；

e.步驟c中換熱后酸性氣體與中和劑反應(yīng)，尾氣達(dá)標(biāo)排放，吸收液進(jìn)行空氣氧化；

f.步驟e得到的含硫酸鎂漿料進(jìn)行高溫過濾分離，得到硫酸鎂溶液和硅渣，硅渣用于生產(chǎn)建材；

g.步驟f得到的硫酸鎂溶液先進(jìn)行冷卻結(jié)晶，再進(jìn)行離心分離得到硫酸鎂晶體；

h.步驟c換熱后的熱潔凈空氣對步驟g得到的硫酸鎂晶體進(jìn)行干燥，得到七水硫酸鎂產(chǎn)品。

本發(fā)明中，步驟a中烷基化廢硫酸的濃度為85～90wt％，例如85wt％、88wt％或90wt％等；烷基化廢硫酸中cod的濃度為50000～150000mg/l，例如50000mg/l、80000mg/l、100000mg/l，120000mg/l或150000mg/l等；

優(yōu)選地，步驟a中烷基化廢硫酸進(jìn)料溫度為20～40℃，例如20℃，30℃或40℃等；

優(yōu)選地，步驟a中高溫裂解爐熱解溫度為500～600℃，例如500℃，550或600℃等；

優(yōu)選地，步驟a中高溫分解的時(shí)間為6～12s，例如6s、8s、10s或12s等；

優(yōu)選地，步驟b中旋風(fēng)除塵器高溫?zé)煔膺M(jìn)口溫度為300～400℃，例如300℃，350℃或400℃等；

優(yōu)選地，步驟b中布袋除塵器高溫?zé)煔膺M(jìn)口溫度為200～300℃，例如200℃，250℃或300℃等；

優(yōu)選地，步驟c中換熱前潔凈空氣的溫度為10～30℃，例如10℃，20℃或30℃等。換熱后的潔凈空氣的溫度為60～80℃，例如60℃，70℃或80℃等。

優(yōu)選地，步驟d中輕燒氧化鎂漿料中氧化鎂的含量為20～30wt％，例如20wt％，25wt％或30wt％等；

優(yōu)選地，步驟e中吸收中和溫度為80～90℃，例如80℃，85℃或90℃等。尾氣中三氧化硫和二氧化硫濃度低于100ppm?？諝庋趸癁閷⒘蠞{中亞硫酸鎂轉(zhuǎn)化成硫酸鎂；

優(yōu)選地，步驟f中得到的含硫酸鎂漿料的過濾溫度為70～85℃，例如70℃，80℃或85℃等；

優(yōu)選地，步驟g中冷卻結(jié)晶溫度為15～30℃，例如15℃、20℃，25℃或30℃等。冷卻結(jié)晶時(shí)間為18～36h，例如18h、24h，30h或36h等；

優(yōu)選地，步驟h中干燥溫度為40～60℃，例如40℃，50℃或60℃等；干燥時(shí)間為30～60min，例如30min、40min，50min或60min等；得到的產(chǎn)品中七水硫酸鎂的含量為98.5～99.8wt％，例如98.5wt％、99.0wt％、99.5wt％或99.8wt％等。

另一方面，本發(fā)明提供了一種烷基化廢硫酸生產(chǎn)七水硫酸鎂的系統(tǒng)，所述系統(tǒng)包括高溫分解、除塵、煙氣換熱、中和劑配料、酸氣吸收、過濾分離，冷卻結(jié)晶以及干燥等系統(tǒng)。

其中，高溫分解系統(tǒng)的氣相出口與除塵系統(tǒng)相連；除塵系統(tǒng)的氣相出口與煙氣換熱系統(tǒng)相連；煙氣換熱系統(tǒng)的氣相出口，中和劑配料系統(tǒng)的漿料出口及壓縮空氣進(jìn)口分別與酸氣吸收系統(tǒng)相連；酸氣吸收系統(tǒng)的液相出口與過濾分離系統(tǒng)相連；過濾分離系統(tǒng)的液相出口與冷卻結(jié)晶系統(tǒng)相連；冷卻結(jié)晶系統(tǒng)的固相出口與干燥系統(tǒng)相連。

上述煙氣換熱系統(tǒng)一方面降低酸氣溫度，便于酸氣吸收系統(tǒng)的操作；一方面將高溫分解系統(tǒng)產(chǎn)生的熱量用于空氣加熱，進(jìn)而用于硫酸鎂的干燥，實(shí)現(xiàn)熱量的梯級利用，起到節(jié)約能耗，降低成本的作用。

優(yōu)選地，所述高溫分解系統(tǒng)為高溫裂解爐(1)，以清潔燃料為熱源，烷基化廢硫酸以霧狀自高溫裂解爐的側(cè)下部進(jìn)入。

優(yōu)選地，所述除塵系統(tǒng)包括旋風(fēng)除塵器(2)和布袋除塵器(3)，高溫?zé)煔庀冉?jīng)過旋風(fēng)除塵器，后經(jīng)過布袋除塵器。

優(yōu)選地，所述煙氣換熱系統(tǒng)為煙氣換熱器(4)，其中換熱介質(zhì)為潔凈空氣。

優(yōu)選地，所述酸氣吸收系統(tǒng)包括酸氣吸收塔(5)，循環(huán)槽(9)，吸收塔循環(huán)泵(6)和尾氣風(fēng)機(jī)(7)；其中酸氣自吸收塔側(cè)下部進(jìn)入；由吸收塔循環(huán)泵自循環(huán)槽中吸取中和劑，在吸收塔側(cè)上部噴淋對酸氣進(jìn)行中和吸收，中和吸收液自吸收塔底部返回循環(huán)槽，尾氣自吸收塔頂部由尾氣風(fēng)機(jī)引出；循環(huán)槽中漿料在壓縮空氣作用下氧化。

優(yōu)選地，所述中和劑配料系統(tǒng)為輕燒氧化鎂配料槽(8)，脫鹽水和輕燒氧化鎂在輕燒氧化鎂配料槽中配成漿料。

優(yōu)選地，所述過濾分離系統(tǒng)為硅渣壓濾機(jī)(10)。

優(yōu)選地，所述冷卻結(jié)晶系統(tǒng)包括冷卻結(jié)晶器(11)、空冷塔(12)，空冷泵(13)和離心機(jī)(14)；脫鹽水經(jīng)風(fēng)冷塔冷卻后作為冷卻結(jié)晶器的冷卻介質(zhì)，由空冷泵在空冷塔和冷卻結(jié)晶器之間進(jìn)行循環(huán)；冷卻結(jié)晶器出料進(jìn)入離心機(jī)，離心機(jī)固相出料進(jìn)入干燥系統(tǒng)。

優(yōu)選地，所述干燥系統(tǒng)為干燥器(15)，由來自煙氣換熱器的潔凈空氣作為干燥介質(zhì)。

本發(fā)明中，采用所述系統(tǒng)裝置進(jìn)行所述方法工藝流程時(shí)，包括以下步驟：

i.首先對高溫裂解爐(1)進(jìn)行預(yù)熱，待其底部升至所需溫度，將烷基化廢硫酸從高溫裂解爐(1)的側(cè)下部噴入并發(fā)生反應(yīng)，得到含有酸性氣體的高溫?zé)煔狻Ｆ渲?，高溫裂解爐熱解溫度為500～600℃，烷基化廢硫酸進(jìn)料溫度為20～40℃，烷基化廢硫酸的濃度為85～90wt％，烷基化廢硫酸中cod含量為50000～150000mg/l，高溫裂解爐中的熱解時(shí)間為6～12s；

ii.高溫?zé)煔鈴母邷亓呀鉅t(1)頂部出口離開后進(jìn)入旋風(fēng)除塵器(2)的進(jìn)口，然后從旋風(fēng)除塵器(2)的出口離開進(jìn)入布袋除塵器(3)的進(jìn)口，再從布袋除塵器(3)的出口離開。炭黑從旋風(fēng)除塵器(2)和布袋除塵器(3)的底部出口脫除。其中旋風(fēng)除塵器(2)的氣體進(jìn)口溫度為300～400℃，布袋除塵器(3)的氣體進(jìn)口溫度為200～300℃；

iii.從布袋除塵器(3)出口離開的高溫氣體進(jìn)入煙氣換熱器(4)的高溫氣體的進(jìn)口，與從低溫氣體進(jìn)口進(jìn)入煙氣化熱器(4)的潔凈空氣進(jìn)行熱量交換。其中，潔凈空氣換熱前溫度為10～30℃，換熱后溫度為60～80℃；

iv.輕燒氧化鎂和脫鹽水在輕燒氧化鎂配料槽(8)中配制成漿料，其中氧化鎂的含量為20～30wt％；

v.輕燒氧化鎂配料槽(8)中的漿料經(jīng)循環(huán)槽(9)頂部進(jìn)料口加入循環(huán)槽(9)，從循環(huán)槽(9)底部出料口離開后經(jīng)吸收塔循環(huán)泵(6)進(jìn)料口進(jìn)入，從吸收塔循環(huán)泵(6)的出料口離開，經(jīng)酸氣吸收塔(5)側(cè)上部漿料噴淋入口進(jìn)入酸氣吸收塔(5)。離開煙氣換熱器(4)含酸氣體從酸氣吸收塔(5)側(cè)下部入口進(jìn)入，與來自吸收塔循環(huán)泵(6)的噴淋漿料進(jìn)行中和吸收，尾氣由尾氣風(fēng)機(jī)(7)自酸氣吸收塔(5)頂部引出排放，漿料自酸氣吸收塔(5)底部出口離開進(jìn)入循環(huán)槽(9)，與通入循環(huán)槽(9)的壓縮空氣發(fā)生氧化反應(yīng)。其中，酸氣吸收塔(5)的中和吸收溫度為80～90℃，尾氣達(dá)標(biāo)排放，二氧化硫和三氧化硫濃度低于100ppm；

v.循環(huán)槽(9)中經(jīng)過中和吸收并氧化后的漿料經(jīng)吸收塔循環(huán)泵(6)送至硅渣壓濾機(jī)(10)進(jìn)行固液分離。其中，硅渣壓濾機(jī)(10)的過濾溫度為70～85℃；

vii.經(jīng)空冷塔(12)冷卻的脫鹽水由空冷泵(13)輸送至冷卻結(jié)晶器(11)，回水返回空冷塔(12)。硅渣壓濾機(jī)(10)壓濾得到的溶液進(jìn)入冷卻結(jié)晶器(11)降溫結(jié)晶，然后進(jìn)入離心機(jī)(14)進(jìn)行固液分離，得到硫酸鎂晶體。其中，冷卻結(jié)晶溫度為15～30℃，冷卻結(jié)晶時(shí)間為18～36h；

viii.離心機(jī)(14)得到的硫酸鎂晶體進(jìn)入干燥器(15)，利用來自煙氣換熱器(4)換熱后的潔凈空氣進(jìn)行干燥，得到七水硫酸鎂產(chǎn)品。其中，干燥器(15)中的干燥溫度為40～60℃，干燥時(shí)間為30～60min，在此條件下，得到的產(chǎn)品中七水硫酸鎂的含量為98.5～99.8wt％。

附圖說明

圖1是本發(fā)明所述一種烷基化廢硫酸生產(chǎn)七水硫酸鎂的方法的工藝流程圖；

圖2是本發(fā)明所述一種烷基化廢硫酸生產(chǎn)七水硫酸鎂系統(tǒng)的裝置示意圖；

其中：(1)高溫裂解爐；(2)旋風(fēng)除塵器；(3)布袋除塵器；(4)煙氣換熱器；(5)酸氣吸收塔；(6)吸收塔循環(huán)泵(7)尾氣風(fēng)機(jī)；(8)輕燒氧化鎂配料槽；(9)循環(huán)槽；(10)硅渣壓濾機(jī)；(11)冷卻結(jié)晶器；(12)空冷塔；(13)空冷泵；(14)離心機(jī)；(15)干燥器。

具體實(shí)施方式

為更好地說明本發(fā)明，便于理解本發(fā)明的技術(shù)方案，下面對本發(fā)明進(jìn)一步詳細(xì)說明。但下述的實(shí)施例僅僅是本發(fā)明的簡易例子，并不代表或限制本發(fā)明的權(quán)利保護(hù)范圍，本發(fā)明保護(hù)范圍以權(quán)利要求書為準(zhǔn)。

本發(fā)明具體實(shí)施例采用如圖1所示的工藝流程和如圖2所示的系統(tǒng)裝置。

輕燒氧化鎂來自遼寧營口大石橋，氧化鎂含量大于85％。烷基化廢硫酸來自山東青島。

實(shí)施例1：

裝置設(shè)計(jì)能力：年處理烷基化廢硫酸2萬噸，生產(chǎn)時(shí)間8000h。

將2.5t/h的烷基化廢硫酸(溫度為20℃，硫酸濃度為85％，cod含量為50000mg/l)從以天然氣為熱源的高溫裂解爐的側(cè)下部以霧狀噴入，其中，爐底溫度為600℃，廢硫酸在裂解爐內(nèi)的熱解時(shí)間為6s，裂解爐出口氣體溫度為400℃，高溫?zé)煔饨?jīng)由旋風(fēng)分離器和布袋除塵器后得到炭黑35kg/h；煙氣換熱器潔凈空氣通入量為5500m³/h，20℃，換熱后溫度為70℃，高溫?zé)煔饨?jīng)換熱后溫度降為180℃進(jìn)入酸氣吸收塔側(cè)下部。在輕燒氧化鎂配料槽中加入輕燒氧化鎂和水配制成漿料，輕燒氧化鎂的加入量為1030kg/h，水的加入量為2400kg/h，輕燒氧化鎂漿料的濃度為30wt％；輕燒氧化鎂漿料以3430kg/h進(jìn)入循環(huán)槽，并經(jīng)吸收塔循環(huán)泵在酸氣吸收塔的側(cè)上部噴入，與酸氣進(jìn)行中和吸收，得到中和吸收液回到循環(huán)槽，并通入空氣氧化，循環(huán)槽中硫酸鎂生成量為2600kg/h，溫度達(dá)到90℃；尾氣分析表明，二氧化硫和三氧化硫的總量為58ppm，小于100ppm，達(dá)標(biāo)排放。將循環(huán)槽中含硫酸鎂漿料用吸收塔循環(huán)泵送入硅渣壓濾機(jī)進(jìn)行固液分離，過濾溫度為85℃，得到的硅渣量為330kg/h，其中含水為160kg/h，得到濾液為5600kg/h進(jìn)入到冷卻結(jié)晶器進(jìn)行冷卻結(jié)晶，來自空冷塔進(jìn)入冷卻結(jié)晶器的脫鹽水的溫度為15℃，返回空冷塔的溫度為40℃；冷卻結(jié)晶時(shí)間為24h，結(jié)晶后進(jìn)入離心機(jī)分離，得到硫酸鎂晶體量為5420kg/h，進(jìn)入干燥器中干燥；干燥器中干燥溫度為50℃，干燥時(shí)間為40min，得到硫酸鎂產(chǎn)品為5200kg/h，經(jīng)計(jì)算，七水硫酸鎂的收率為97.69％，產(chǎn)品質(zhì)量分析如下表所示：

實(shí)施例2：

裝置設(shè)計(jì)能力：年處理烷基化廢硫酸2萬噸，生產(chǎn)時(shí)間8000h。

將2.5t/h的烷基化廢硫酸(溫度為30℃，硫酸濃度為90％，cod含量為100000mg/l)從以天然氣為熱源的高溫裂解爐的側(cè)下部以霧狀噴入，其中，爐底溫度為550℃，廢硫酸在裂解爐內(nèi)的熱解時(shí)間為8s，裂解爐出口氣體溫度為380℃，高溫?zé)煔饨?jīng)由旋風(fēng)分離器和布袋除塵器后得到炭黑50kg/h；煙氣換熱器潔凈空氣通入量為5000m³/h，10℃，換熱后溫度為60℃，高溫?zé)煔饨?jīng)換熱后溫度降為145℃進(jìn)入酸氣吸收塔側(cè)下部。在輕燒氧化鎂配料槽中加入輕燒氧化鎂和水配制成漿料，輕燒氧化鎂的加入量為1100kg/h，水的加入量為3300kg/h，輕燒氧化鎂漿料的濃度為25wt％；輕燒氧化鎂漿料以4400kg/h進(jìn)入循環(huán)槽，并經(jīng)吸收塔循環(huán)泵在酸氣吸收塔的側(cè)上部噴入，與酸氣進(jìn)行中和吸收，得到中和吸收液回到循環(huán)槽，并通入空氣氧化，循環(huán)槽中硫酸鎂生成量為2760kg/h，溫度達(dá)到80℃；尾氣分析表明，二氧化硫和三氧化硫的總量為55ppm，小于100ppm，達(dá)標(biāo)排放。將循環(huán)槽中含硫酸鎂漿料用吸收塔循環(huán)泵送入硅渣壓濾機(jī)進(jìn)行固液分離，過濾溫度為70℃，得到的硅渣量為370kg/h，其中含水為180kg/h，得到濾液為6530kg/h進(jìn)入到冷卻結(jié)晶器進(jìn)行冷卻結(jié)晶，來自空冷塔進(jìn)入冷卻結(jié)晶器的脫鹽水的溫度為25℃，返回空冷塔的溫度為48℃；冷卻結(jié)晶時(shí)間為18h，結(jié)晶后進(jìn)入離心機(jī)分離，得到硫酸鎂晶體量為5550kg/h，進(jìn)入干燥器中干燥；干燥器中干燥溫度為40℃，干燥時(shí)間為60min，得到硫酸鎂產(chǎn)品為5320kg/h，經(jīng)計(jì)算，七水硫酸鎂的收率為95.38％，產(chǎn)品質(zhì)量分析如下表所示：

實(shí)施例3：

裝置設(shè)計(jì)能力：年處理烷基化廢硫酸2萬噸，生產(chǎn)時(shí)間8000h。

將2.5t/h的烷基化廢硫酸(溫度為40℃，硫酸濃度為88％，cod含量為150000mg/l)從以天然氣為熱源的高溫裂解爐的側(cè)下部以霧狀噴入，其中，爐底溫度為500℃，廢硫酸在裂解爐內(nèi)的熱解時(shí)間為12s，裂解爐出口氣體溫度為390℃，高溫?zé)煔饨?jīng)由旋風(fēng)分離器和布袋除塵器后得到炭黑75kg/h；煙氣換熱器潔凈空氣通入量為5300m³/h，30℃，換熱后溫度為80℃，高溫?zé)煔饨?jīng)換熱后溫度降為165℃進(jìn)入酸氣吸收塔側(cè)下部。在輕燒氧化鎂配料槽中加入輕燒氧化鎂和水配制成漿料，輕燒氧化鎂的加入量為1060kg/h，水的加入量為4200kg/h，輕燒氧化鎂漿料的濃度為20wt％；輕燒氧化鎂漿料以5260kg/h進(jìn)入循環(huán)槽，并經(jīng)吸收塔循環(huán)泵在酸氣吸收塔的側(cè)上部噴入，與酸氣進(jìn)行中和吸收，得到中和吸收液回到循環(huán)槽，并通入空氣氧化，循環(huán)槽中硫酸鎂生成量為2700kg/h，溫度達(dá)到85℃；尾氣分析表明，二氧化硫和三氧化硫的總量為50ppm，小于100ppm，達(dá)標(biāo)排放。將循環(huán)槽中含硫酸鎂漿料用吸收塔循環(huán)泵送入硅渣壓濾機(jī)進(jìn)行固液分離，過濾溫度為75℃，得到的硅渣量為350kg/h，其中含水為170kg/h，得到濾液為7410kg/h進(jìn)入到冷卻結(jié)晶器進(jìn)行冷卻結(jié)晶，來自空冷塔進(jìn)入冷卻結(jié)晶器的脫鹽水的溫度為30℃，返回空冷塔的溫度為52℃；冷卻結(jié)晶時(shí)間為36h，結(jié)晶后進(jìn)入離心機(jī)分離，得到硫酸鎂晶體量為5500kg/h，進(jìn)入干燥器中干燥；干燥器中干燥溫度為60℃，干燥時(shí)間為30min，得到硫酸鎂產(chǎn)品為5380kg/h，經(jīng)計(jì)算，七水硫酸鎂的收率為97.29％，產(chǎn)品質(zhì)量分析如下表所示：

申請人聲明，本發(fā)明通過上述實(shí)施例來說明本發(fā)明的詳細(xì)方法，但本發(fā)明并不局限于上述詳細(xì)方法，即不意味著本發(fā)明必須依賴上述詳細(xì)方法才能實(shí)施。所屬技術(shù)領(lǐng)域的技術(shù)人員應(yīng)該明了，對本發(fā)明的任何改進(jìn)，對本發(fā)明產(chǎn)品各原料的等效替換及輔助成分的添加、具體方式的選擇等，均落在本發(fā)明的保護(hù)范圍和公開范圍之內(nèi)。