CN109516442A - 将含硫烟气转化为硫酸的工艺系统和工艺方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种将含硫烟气转化为硫酸的工艺系统和工艺方法，工艺系统包括：烟气预热器，用于将含硫烟气预热至高于露点15～30℃，其换热管为玻璃管；烟气风机，用于将预热后的酸性工艺气升压，并将一部分输送至燃烧炉，另一部分输送至工艺气蒸汽加热器；燃烧炉和工艺气蒸汽加热器并线后与组合式反应器连接，组合式反应器用于将酸性工艺气中的SO2经催化氧化生成SO3；硫酸蒸汽冷凝器，用于将组合式反应器生成的SO3冷凝为硫酸；硫酸蒸汽冷凝器的冷端还与烟气预热器连接，用于向烟气预热器提供热空气。本发明的装置可抗原料气中SO2浓度波动，并能实现装置可观的经济效益和能量的合理利用。

Description

将含硫烟气转化为硫酸的工艺系统和工艺方法
技术领域
本发明涉及冶炼含硫烟气处理技术领域，具体涉及一种将含硫烟气转化为硫酸的工艺系统和工艺方法。
背景技术
SO2是大气主要污染物之一，是衡量大气是否遭受污染的重要标志。二氧化硫对健康有较为严重的危害，并且还是酸雨的重要来源，损坏生态环境。SO2进料气有各种来源，大部分来自含硫燃料的燃烧。脱硫前端处理，就是含硫燃料的脱硫，后端处理就是含硫烟气的脱硫。目前来讲，冶炼含硫烟气无法满足现有的相关标准排放。
冶炼含硫烟气脱硫比较常见的技术为湿法、干法和半干法。干法和半干法脱硫反应速度慢、脱硫效率低，设备维护难度大，有较多的使用限制。干法和半干法还有流程复杂，能量利用率低，操作复杂，占地大，还会产生少量废酸等劣势。目前国外湿法制酸在冶炼烟气处理时，采用了熔盐换热的手段。由于熔盐对设备的腐蚀性很大，并且熔盐也属于危废品。同时国外技术还存在能耗高、费用高的缺陷。
发明内容
本发明所要解决的技术问题在于克服现有技术中的低浓度冶炼含硫烟气处理装置能耗高，设备腐蚀大的缺陷，而提供了一种将含硫烟气转化为硫酸的生产系统和生产工艺。本发明的工艺方法可抗原料气中SO2浓度波动，并能实现装置可观的经济效益和能量的合理利用。并且该流程简单，设备简单，装置投资低，运行成本低。
本发明提供了一种将含硫烟气转化为硫酸的工艺系统，该工艺系统包括：
一烟气预热器，用于将含硫烟气预热至高于露点15～30℃，所述烟气预热器的换热管为玻璃管；
一烟气风机，用于将来自所述烟气预热器的预热后的酸性工艺气升压，并将一部分输送至一燃烧炉，另一部分输送至一工艺气蒸汽加热器，所述燃烧炉和所述工艺气蒸汽加热器用于将预热后的酸性工艺气升温至SO2的催化氧化温度；
所述燃烧炉和所述工艺气蒸汽加热器并线后与一组合式反应器连接，所述组合式反应器用于将酸性工艺气中的SO2经催化氧化生成SO3；
一硫酸蒸汽冷凝器，用于将所述组合式反应器生成的SO3冷凝为硫酸；所述硫酸蒸汽冷凝器的冷端还与所述烟气预热器连接，用于向所述烟气预热器提供热空气。
下面，对本发明的工艺系统作进一步说明：
本发明的方案中，通过设置烟气预热器，将低浓度冶炼含硫烟气进行升温。经过前端激冷除尘、降温和净化后的低浓度冶炼含硫烟气一般夹带有腐蚀性较强的稀硫酸。露点一般在120～150℃左右，为了避免对后续装置的腐蚀并且减小后续装置的投资。设置烟气预热器将酸性工艺气预热至高于露点15～30℃。
本发明的方案中，设置烟气预热器的换热器管采用玻璃管材质，可以有效避免酸性气体对设备的腐蚀。
本发明的方案中，设置烟气预热器采用来自硫酸蒸汽冷凝器冷端的出口热空气作为热源，提高了热量利用率。降低了装置的能耗。
本发明的方案中，在烟气预热器后设置烟气风机。由于经过所述烟气预热器预热后的酸性工艺气已经高于露点温度15～30℃。因此，此处酸性工艺气的腐蚀性已经最小，可以有效的保护烟气风机不受酸性工艺气的腐蚀。保证其长周期运行。
本发明的方案中，升压后的酸性工艺气采用分流措施，分别利用燃料气和自身副产的蒸汽加热酸性工艺气至SO2催化剂的最佳反应温度。当酸性工艺气中SO2浓度低时，系统反应的热量不能满足自热平衡时，那么分流去燃烧炉流股的流量就多一点。这样可以通过燃烧外部燃料气来获得热量。当酸性工艺气中SO2浓度高时，系统反应的热量能满足自热平衡时，那么分流去燃烧炉流股的流量就少一点。这样可以保证无论酸性工艺气中SO2浓度如何波动都可以使得进入催化剂的酸性工艺气温度达到最佳的反应温度。酸性工艺气采用分流措施后，进入燃烧炉流路流量减少，因此可以减少燃烧炉的尺寸，节省投资。在原料气含硫浓度比较低时需补充燃烧燃料气，以维持系统热量平衡，当含硫浓度较高时，所需要补充的燃料气就减少。
本发明的方案中，还特别设置了燃烧炉。酸性工艺气、燃料气和热空气一并进入燃烧炉中燃烧升温至900～1200℃不仅可以在酸性工艺气中SO2浓度低的情况下提供足够的热量，同时也可作为开工加热炉使用。
较佳地，所述燃烧炉上还设置有一余热回收器，用于将燃烧炉中高温烟气的热量转换为饱和蒸汽。余热回收器采用管壳式换热器，换热管全部浸没在锅炉给水中，换热管外产生5.0～5.8MPag中压饱和蒸汽。
在此基础上，较佳地，所述组合式反应器从上至下设有第一床层、段间蒸汽过热器、第二床层和工艺气冷却器，所述余热回收器和所述工艺气蒸汽加热器并线后，再与所述第一床层连接。所述段间蒸汽过热器的出口还与所述工艺气蒸汽加热器的热端连接，将过热蒸汽用于酸性工艺气的升温过程。经过段间蒸汽过热器升温后的过热蒸汽分为两股：一股作为最终蒸汽产品送出界区；另外一股送至工艺气蒸汽加热器作为热源使酸性工艺气升温，自身冷凝为饱和凝水送出界区。
此过程具体说明如下：来自余热回收器和工艺气蒸汽加热器混合后的酸性工艺气进入到组合式反应器第一床层入口，在催化剂的作用下SO2转化反应生成SO3。此反应过程为强放热反应，因此离开组合式反应器第一床层的酸性工艺气温度有所升高。来自组合式反应器第一床层出口的酸性工艺气进入到段间蒸汽过热器壳侧进行降温回收热量。
较佳地，所述工艺系统还包括一汽包，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第二余热收集回路，所述汽包还与所述段间蒸汽过热器连接，使来自汽包的饱和蒸汽进入到所述段间蒸汽过热器的冷端从而回收酸性工艺气反应产生的热量。
经过段间蒸汽过热器降温回收热量的酸性工艺气在进入组合式反应器第二床层入口。酸性工艺气中的SO2进一步转化。经过组合式反应器第二床层反应后的酸性工艺气进入到工艺气冷却器中进行冷却。工艺气冷却器的冷端采用来自汽包的循环锅炉给水。循环锅炉给水与酸性工艺气换热后汽化返回至汽包闪蒸产生5.0～5.8MPag中压饱和蒸汽。
经过工艺气冷却器的酸性工艺气送至硫酸蒸汽冷凝器中进行冷凝成酸。在此过程中气态的SO3与水结合生成硫酸并冷凝生成93～98％的浓硫酸。
较佳地，所述硫酸蒸汽冷凝器包括一壳体，所述壳体的顶部设有一尾气排放口，所述壳体底部设有一出液口，在所述壳体内沿所述壳体的长轴方向设有用于流通冷却介质的若干玻璃管，所设玻璃管均跨设与所述壳体的两侧壁之间，所述玻璃管位于该冷却介质上游的一端为首端，位于该冷却介质下游的一端为尾端，在该冷却介质的上游和下游之间相邻的所述玻璃管首尾相连通从而形成至少一条单向导流的冷却介质流道。由玻璃管形成的单向导流的冷却介质通道能够耐受高温和强腐蚀，从而确保长时间使用中冷却介质的流畅性，以及热交换器的安全。上述玻璃管可以采用硼硅酸盐玻璃管、石英玻璃或其他耐高温强腐蚀玻璃。
较佳地，所述硫酸蒸汽冷凝器的中上部还通过一风机与所述燃烧炉连接，用于为所述燃烧炉提供热空气。
较佳地，所述硫酸蒸汽冷凝器的顶部尾气出口还依次与一酸雾捕集器和一尾气深度处理系统(例如一尾气洗涤塔，其中设有一循环冷却器、一循环泵形成的外循环回路)连接。未冷凝还含有少量的SO2并且夹带少量硫酸的酸性工艺气送至酸雾捕集器中，经过酸雾捕集器除去微小雾滴后的尾气进入到尾气深度处理系统。尾气深度处理系统可以采用多种成熟的烟气湿法脱硫工艺，例如：氨法脱硫、钙法脱硫、双碱法脱硫和其他新形式的脱硫方式。以上提到的尾气深度处理系统中提到的脱硫方式都可以使最终的尾气达到排放标准。
本发明还提供了一种将含硫烟气转化为硫酸的工艺方法，其在上述工艺系统中进行，所述工艺方法包括如下步骤：含硫烟气经预热、升压、升温后，再经催化氧化得SO3，然后冷凝即可；所述含硫烟气中SO2的浓度为≥0.1mol％，所述催化氧化的温度为390℃以上。
本发明中，原料气为经过前端激冷除尘、降温和净化后得到的低浓度冶炼含硫烟气(以下也称为酸性工艺气)。在本申请一较佳实施方式中，含硫烟气的组成为：2％SO2，15.5％O2，3.6％CO2，77.5％N2，1.4％H2O，所述百分比为摩尔百分比。
本发明中，进入所述烟气预热器的含硫烟气的露点一般为120～150℃。经过所述烟气预热器后的含硫烟气被预热至高于露点15～30℃，优选地被预热至140～170℃。
本发明中，较佳地，经过所述烟气预热器预热后的酸性工艺气再经过烟气风机升压至115～125kPa。
本发明中，所述燃烧炉中发生的是酸性工艺气、燃料气和热空气的燃烧反应，一般将酸性工艺气燃烧升温至900～1200℃。此处使用的热空气可来自硫酸蒸汽冷凝器。
本发明中，在所述组合式反应器中，为了使SO2至SO3的转化反应较为完全，在导入催化床层之前，含有SO2的工艺气必须加热到390℃以上，较佳地为进入所述组合式反应器的酸性工艺气的温度为390～430℃。催化剂床层中发生的氧化催化反应所使用的催化剂是一种钒基催化剂，例如V2O5。两床催化反应可以使SO2的转化率达到99％以上。催化反应级数较佳为2级，但可根据实际需要调整。多个催化剂床层可以实现更优的平衡转化率。
本发明中，催化反应后的工艺气送入所述硫酸蒸汽冷凝器进行冷凝，所得产物冷却至温度为≥H2SO4露点温度以上10℃，然后再进一步冷却至60℃～120℃，并收集H2SO4产品，冷却后得到的气体经过聚结分离，即可直接排空；进一步冷却的温度较佳的为105℃～120℃。催化反应后的工艺气冷却至温度为≥H2SO4露点温度以上10℃，可用本领域常规所用的换热器进行冷却，还可使用冷的工艺气或中低压饱和蒸汽作为冷却介质用于生产高压饱和蒸汽或过热蒸汽，另作他用以节约能耗。其中，中低压饱和蒸汽是指一般压力为0.5MpaG～7.8MpaG的饱和蒸汽。
本发明中，所得的H2SO4产品中H2SO4浓度可达质量百分比93％～98％，可根据具体需要进一步调整为恒定浓度的工业级浓硫酸方便使用。
在符合本领域常识的基础上，上述各优选条件，可任意组合，即得本发明各较佳实例。
本发明所用试剂和原料均市售可得。
本发明的积极进步效果在于：本发明提供的基于湿法制酸技术的将冶炼含硫烟气SO2转化为H2SO4的工艺系统，通过将不能达标排放的低浓度冶炼含硫烟气中的SO2转化为硫酸，来解决低浓度冶炼含硫烟气无法处理或无法满足相关标准排放的问题；同时也解决了低浓度冶炼含硫烟气处理装置能耗高，设备腐蚀大的问题；脱硫效率高，反应速度快，工艺流程简单，能耗低，无二次污染，同时能副产高品位的中压蒸汽且能实现一定的经济效益，是可广泛使用的脱硫技术。
本发明利用系统自身SO2转化的反应产生的热量来实现热量自热平衡。实现能量的有效利用，节省装置投资。同时还可以根据具体需求，通过燃烧可燃气体，不仅可以为其他装置提供蒸汽。也可以起到稳定SO2转化反应的作用。
附图说明
图1为实施例1的含硫烟气转化为硫酸的工艺系统的流程图。
图2为对比实施例1的含硫烟气转化为硫酸的工艺系统的流程图。
图1和图2中，附图标记说明如下：
烟气预热器1
烟气风机201
风机202
燃烧炉3
余热回收器301
工艺气蒸汽加热器4
组合式反应器5
第一床层501
段间蒸汽过热器502
第二床层503
工艺气冷却器504
硫酸蒸汽冷凝器6
酸雾捕集器7
尾气洗涤塔8
循环冷却器801
循环泵802
汽包9
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。下列实施例中未注明具体条件的实验方法，按照常规方法和条件，或按照商品说明书选择。
实施例1
烟气组成：2％SO2，15.5％O2，3.6％CO2，77.5％N2，1.4％H2O，所述百分比为摩尔百分比。
如图1所示，SO2转化SO3的催化剂的有效成分大都为V2O5。因为含硫烟气进入催化剂之前需要达到一定的反应温度。前段的烟气预热，烟气预热的热量首先来自硫酸冷凝产生的热量，后续还可利用废锅产生的热量和每级反应床层放出的热量。具体流程见附图。
经过前端激冷除尘、降温和净化后低浓度冶炼含硫烟气(以下统称为酸性工艺气)进入烟气预热器1冷端入口，将酸性工艺气体预热至165℃。该烟气预热器1的热端为来自硫酸蒸汽冷凝器6冷端出口的热空气。经过所述烟气预热器1预热后的酸性工艺气再经过烟气风机201升压至118kPa。
升压后的酸性工艺气采用分流的方式分成两路分别进入燃烧炉3和工艺气蒸汽加热器4进行升温。一路酸性工艺气与燃料气、热空气进入燃烧炉3进行燃烧升温至1050℃。然后进入到余热回收器301管侧进行降温回收热量。余热回收器301采用管壳式换热器，换热管全部浸没在锅炉给水中。换热管外产生5.6MPag中压饱和蒸汽；另外一路酸性工艺气进入工艺气蒸汽加热器4进行升温。工艺气蒸汽加热器4热端采用来自组合式反应器5的段间蒸汽过热器502出口的过热蒸汽对酸性工艺气升温。分别经过余热回收器301和工艺气蒸汽加热器4升温后的酸性工艺气混合，温度达到最佳的反应温度420℃后送至组合式反应器5第一床层501入口。
来自余热回收器301和工艺气蒸汽加热器4混合后的酸性工艺气进入到组合式反应器5第一床层501入口，在催化剂的作用下SO2转化反应生成SO3。此反应过程为强放热反应，因此离开组合式反应器5第一床层501的酸性工艺气温度有所升高。来自组合式反应器5第一床层501出口的酸性工艺气进入到段间蒸汽过热器502壳侧进行降温回收热量。来自中压汽包9产生的饱和蒸汽进入到段间蒸汽过热器502冷端回收酸性工艺气反应产生的热量。经过段间蒸汽过热器502升温后的过热蒸汽分为两股：一股作为最终蒸汽产品送出界区；另外一股送至工艺气蒸汽加热器4作为热源使酸性工艺气升温，自身冷凝为饱和凝水送出界区。
经过段间蒸汽过热器502降温回收热量的酸性工艺气在进入组合式反应器5第二床层503入口。酸性工艺气中的SO2进一步转化。经过组合式反应器5第二床层503反应后的酸性工艺气进入到工艺气冷却器504中进行冷却。工艺气冷却器504的冷端采用来自汽包9的循环锅炉给水。循环锅炉给水与酸性工艺气换热后汽化返回至汽包9闪蒸产生5.6MPag中压饱和蒸汽。
经过工艺气冷却器504的酸性工艺气送至硫酸蒸汽冷凝器6中进行冷凝成酸所得产物冷却至H2SO4露点温度以上10℃，然后再进一步冷却至110℃，并收集H2SO4产品，冷却后得到的气体经过聚结分离，直接排空。在此过程中气态的SO3与水结合生成硫酸并冷凝生成98％的浓硫酸。所述硫酸蒸汽冷凝器6的中上部还通过一风机202与所述燃烧炉3连接，用于为所述燃烧炉3提供热空气。
未冷凝含有少量的SO2并且夹带少量硫酸的酸性工艺气送至酸雾捕集器7中，经过酸雾捕集器7除去微小雾滴后的尾气进入到尾气深度处理系统(例如一尾气洗涤塔8，其中设有一循环冷却器801、一循环泵802形成的外循环回路)。尾气深度处理系统可以采用多种成熟的烟气湿法脱硫工艺，例如：氨法脱硫、钙法脱硫、双碱法脱硫和其他新形式的脱硫方式。
本实施例换热网络较为复杂，但是可以完全实现自热平衡，燃料气消耗较少。酸性工艺气采用分流措施，分别利用燃料气和自身副产的蒸汽加热酸性工艺气至SO2催化剂的最佳反应温度。抵抗含硫烟气SO2波动，稳定装置运行。
对比实施例1
烟气组成：1％SO2，16.12％O2，3.3％CO2，78.07％N2，1.2％H2O，其他0.31％，所述百分比为摩尔百分比。
如图2所示，SO2转化SO3的催化剂的有效成分大都为V2O5。因为含硫烟气进入催化剂之前需要达到一定的反应温度。前段工艺气通过配烧燃料气和热空气升温，燃烧的热量还可以通过余热回收器301来回收。具体流程见附图。
经过前端激冷除尘、降温和净化、提浓后的低浓度冶炼含硫烟气(以下统称为酸性工艺气)和燃烧风机202过来的热空气还有燃料气进入燃烧炉3进行燃烧，燃烧温度能达到1025℃。然后进入到余热回收器301管侧进行降温回收热量。余热回收器301采用管壳式换热器，换热管全部浸没在锅炉给水中。换热管外产生5.6MPag中压饱和蒸汽。经过余热回收器301热量回收后的酸性工艺温度达到最佳的反应温度423℃后送至组合式反应器5第一床层501入口。
来自余热回收器301的酸性工艺气进入到组合式反应器5第一床层501入口，在催化剂的作用下SO2转化反应生成SO3。此反应过程为强放热反应，因此离开组合式反应器5第一床层501的酸性工艺气温度有所升高。来自组合式反应器5第一床层501出口的酸性工艺气进入到段间蒸汽过热器502壳侧进行降温回收热量。来自中压汽包9产生的饱和蒸汽进入到段间蒸汽过热器502冷端回收酸性工艺气反应产生的热量。经过段间蒸汽过热器502升温后的过热蒸汽作为蒸汽产品送出界区。
经过段间蒸汽过热器502降温回收热量的酸性工艺气在进入组合式反应器5第二床层503入口。酸性工艺气中的SO2进一步转化。经过组合式反应器5第二床层503反应后的酸性工艺气进入到工艺气冷却器504中进行冷却。工艺气冷却器504的冷端采用来自汽包9的循环锅炉给水。循环锅炉给水与酸性工艺气换热后汽化返回至汽包9闪蒸产生5.6MPag中压饱和蒸汽。
经过工艺气冷却器504的酸性工艺气送至硫酸蒸汽冷凝器6中进行冷凝成酸。在此过程中气态的SO3与水结合生成硫酸并冷凝生成98％的浓硫酸。
未冷凝含有少量的SO2并且夹带少量硫酸的酸性工艺气送至酸雾捕集器7中，经过酸雾捕集器7除去微小雾滴后的尾气进入到尾气深度处理系统(例如一尾气洗涤塔8，其中设有一循环冷却器801、一循环泵802形成的外循环回路)。尾气深度处理系统可以采用多种成熟的烟气湿法脱硫工艺，例如：氨法脱硫、钙法脱硫、双碱法脱硫和其他新形式的脱硫方式。
本对比实施例换热网络简单，但会消耗较多的燃料气用于补充热量，相应的燃烧炉3和余热回收器301的尺寸更大。
由上述分析可知，本发明针对低浓度冶炼含硫烟气和各种化工装置中含SO2的烟气经净化后进入所描述的工艺系统和装置。来解决目前低浓度烟气抗波动能力差，无法达标排放含SO2烟气的问题，并且同时生产硫酸产品和高品位过热蒸汽。本发明不仅解决了环保问题还产生一定的经济效益。

Claims (10)

1.一种将含硫烟气转化为硫酸的工艺系统，其特征在于，所述工艺系统包括：
一烟气预热器，用于将含硫烟气预热至高于露点15～30℃，所述烟气预热器的换热管为玻璃管；
一烟气风机，用于将来自所述烟气预热器的预热后的酸性工艺气升压，并将一部分输送至一燃烧炉，另一部分输送至一工艺气蒸汽加热器，所述燃烧炉和所述工艺气蒸汽加热器用于将预热后的酸性工艺气升温至SO2的催化氧化温度；
所述燃烧炉和所述工艺气蒸汽加热器并线后与一组合式反应器连接，所述组合式反应器用于将酸性工艺气中的SO2经催化氧化生成SO3；
一硫酸蒸汽冷凝器，用于将所述组合式反应器生成的SO3冷凝为硫酸；所述硫酸蒸汽冷凝器的冷端还与所述烟气预热器连接，用于向所述烟气预热器提供热空气。
2.如权利要求1所述的工艺系统，其特征在于，所述燃烧炉上还设置有一余热回收器，用于将燃烧炉中高温烟气的热量转换为饱和蒸汽。
3.如权利要求2所述的工艺系统，其特征在于，所述组合式反应器从上至下设有第一床层、段间蒸汽过热器、第二床层和工艺气冷却器，所述余热回收器和所述工艺气蒸汽加热器并线后，再与所述第一床层连接；所述段间蒸汽过热器的出口还与所述工艺气蒸汽加热器的热端连接，将过热蒸汽用于酸性工艺气的升温过程。
4.如权利要求3所述的工艺系统，其特征在于，所述工艺系统还包括一汽包，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第二余热收集回路，所述汽包还与所述段间蒸汽过热器连接，使来自汽包的饱和蒸汽进入到所述段间蒸汽过热器的冷端从而回收酸性工艺气反应产生的热量。
5.如权利要求1所述的工艺系统，其特征在于，所述硫酸蒸汽冷凝器的中上部还通过一风机与所述燃烧炉连接，用于为所述燃烧炉提供热空气。
6.如权利要求1所述的工艺系统，其特征在于，所述硫酸蒸汽冷凝器的顶部尾气出口还依次与一酸雾捕集器和一尾气深度处理系统连接。
7.一种将含硫烟气转化为硫酸的工艺方法，其特征在于，所述工艺方法在如权利要求1～6任意一项所述的工艺系统中进行，所述工艺方法包括如下步骤：含硫烟气经预热、升压、升温后，再经催化氧化得SO3，然后冷凝即可；所述含硫烟气中SO2的浓度为≥0.1mol％，所述催化氧化的温度为390℃以上。
8.如权利要求7所述的工艺方法，其特征在于，所述含硫烟气的组成为：2％SO2，15.5％O2，3.6％CO2，77.5％N2，1.4％H2O，所述百分比为摩尔百分比；
进入所述烟气预热器的含硫烟气的露点为120～150℃；经过所述烟气预热器后的含硫烟气被预热至高于露点15～30℃，优选地被预热至140～170℃；
经过所述烟气预热器预热后的酸性工艺气再经过所述烟气风机升压至115～125kPa；
所述燃烧炉中发生的是酸性工艺气、燃料气和热空气的燃烧反应，所述燃烧炉中将酸性工艺气燃烧升温至900～1200℃。
9.如权利要求7所述的工艺方法，其特征在于，进入所述组合式反应器的酸性工艺气的温度为390～430℃；催化氧化反应的级数为2级；
催化氧化反应后的工艺气送入所述硫酸蒸汽冷凝器进行冷凝，所得产物冷却至H2SO4露点温度以上10℃，然后再进一步冷却至60℃～120℃，并收集H2SO4产品，冷却后得到的气体经过聚结分离，直接排空；进一步冷却的温度较佳地为105℃～120℃。
10.如权利要求7所述的工艺方法，其特征在于，所得的H2SO4产品中H2SO4浓度为93％～98％，所述百分比为质量百分比。
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