CN109734630B - 一种以硫铁矿为磺化起始剂生产磺酸盐类表面活性剂或硫酸盐类表面活性剂的方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种以硫铁矿为磺化起始剂生产磺酸盐类表面活性剂或硫酸盐类表面活性剂的方法，将硫铁矿作为磺化起始剂来源，以在硫酸厂建设磺化生产线，生产磺酸盐类表面活性剂/硫酸盐类表面活性剂，包括以下步骤：（1）制备SO₃‑Air混合气体；（2）分离出SO₃，并形成液态SO₃；（3）实现液态SO₃精准进料；（4）形成稳定浓度和流量的SO₃‑Air混合气体；（5）SO₃‑Air混合气体用于磺化生产。本发明工艺简单；降低了危险系数；工艺可靠性高；节约人力物力、时间和能耗；拓宽生产磺酸盐表面活性剂/硫酸盐类表面活性剂的磺化起始剂的原料范围；可实现制酸工业向磺化/硫酸化制取表面活性剂的精细化工领域拓展。

Description

一种以硫铁矿为磺化起始剂生产磺酸盐类表面活性剂或硫酸 盐类表面活性剂的方法

技术领域

本发明属于表面活性剂生产领域，具体涉及一种以硫铁矿为磺化起始剂生产磺酸盐类表面活性剂或硫酸盐类表面活性剂的方法。

背景技术

目前，硫铁矿等硫化物燃烧转化后的气体是三氧化硫-空气混合气体（SO₃-Air），但是受原料批次及同批次的含硫量波动的影响，气体中三氧化硫（SO₃）浓度不稳定、不确定，故而用于制酸工业生产硫酸，而不能用于需要稳定SO₃气体浓度的表面活性剂磺化/硫酸化生产领域。

磺酸盐类表面活性剂/硫酸盐类表面活性剂是整个表活剂领域用量最大的一类，因此硫元素用量同样巨大。该类表活剂工业生产绝大部分为气相SO₃磺化，以硫磺作为磺化起始剂。工艺过程为硫磺-熔化-燃烧-转化得SO₃-Air，要求为SO₃气体浓度稳定可调。所需设备为熔硫槽、燃硫炉、转化塔、冷却器、过滤器等。传统硫磺作为SO₃来源的情况，为保证硫磺的稳定进料，需要将硫磺熔化后，由齿轮泵保证液体硫磺平稳进料，熔硫温度严格控制为145±3℃，一旦温度超出这个范围，将造成液硫粘度陡增，管道堵塞，影响连续化生产；熔硫多为蒸气或者热油加热，温度高易伤人；熔硫温度接近硫磺的闪电和自燃点，虽然严格监控，但夏季自燃现象仍时有发生，自燃时产生有毒强刺激性的二氧化硫（SO₂）气体，给灭火带来很大困难；平时高温的液体硫磺不断有大量硫蒸气和硫化氢等有毒气体逸出，对人体有伤害；设备开停车费时费力且能耗高。

我国硫铁矿分布广泛且储量大，但是自然硫磺很少。以往大量的硫铁矿往往只用于生产硫酸，磺酸盐类表面活性剂/硫酸盐类表活剂生产使用的硫磺却需要大量进口。

制酸工业所需设备同样为燃烧设备、转化塔、冷却器、过滤器等，与生产磺酸盐类表面活性剂/硫酸盐类表活剂产生SO₃的设备基本一致，虽然坐拥设备和原料（SO₃）优势，却难以向磺化/硫酸化的精细化工行业跨越。

发明内容

本发明的目的在于提供一种以硫铁矿为原料，能产生SO₃-Air稳定气浓混合气体的，生产磺酸盐类表面活性剂或硫酸盐类表面活性剂的方法。

本发明的工艺流程如下：

（1）制备SO₃-Air混合气体

硫铁矿进入燃烧炉，与干燥空气氧化反应生成SO₂-Air混合气体，SO₂-Air混合气体经SO₂冷却器冷却，经SO₂过滤器过滤烟灰，进入转化塔催化转化生成SO₃-Air混合气体，经第一SO₃冷却器、SO₃过滤器后进入SO₃吸收塔，燃烧炉燃烧时的铁元素生成氧化铁；

该过程中燃烧和转化过程中会产生大量的热量，进入SO₂冷却器和第一SO₃冷却器的冷却空气吸收这些热量后形成270－350℃的高温热空气，这部分高温热空气进入第一余热回收装置加热软水形成饱和蒸汽，给完全可以满足后段工序所有加热之用；余热回收装置出口的热风温度仍然在150℃以上，这部分热量再次被第二余热回收装置吸收，形成热水用于液体SO₃的管道伴热，同时为厂区诸如洗浴及供暖提供热水；

（2）分离出SO₃，并形成液态SO₃

SO₃-Air混合气体进入SO₃吸收塔中，SO₃被浓硫酸吸收，含SO₃的浓硫酸进入SO₃蒸发器加热，使SO₃气体从浓硫酸中释放出来，进入第二SO₃冷却器冷却后进入SO₃冷凝收集器中冷凝成液体SO₃，加热释放SO₃后的浓硫酸经硫酸冷却器冷却作为浓硫酸吸收液循环使用；余下空气从吸收塔顶部排出，进入尾气处理部分，SO₃蒸发器的热源来自余热回收装置形成的饱和蒸汽；进入硫酸冷却器的冷却水与SO₃后的浓硫酸进换热后进入第二余热回收装置；

（3）实现液态SO₃精准进料

SO₃冷凝收集器中液体SO₃经齿轮泵输送至蒸发釜内气化，齿轮泵使用变频电机，并与质量流量计连锁，通过设定流量控制齿轮泵频率，蒸发釜使用余热回收装置产生的饱和蒸汽作为热源，保证进来的液体SO₃能立即气化，蒸发釜同时起缓冲罐作用，蒸发釜出口调节阀与蒸发釜内的压力变送器连锁，使得蒸发釜内压力高于磺化反应器进口压力50－100kPa，保证稳定出气且不受外界压力波动干扰；SO₃冷凝收集器与蒸发釜之间液体SO₃管道全程使用来自第二余热回收装置的热水和来自第二SO₃冷却器的热水进行保温；

（4）形成稳定浓度和流量的SO₃-Air混合气体

来自蒸发釜的气体SO₃与定量干燥空气经静态混合器混合即形成稳定、均匀的SO₃-Air（体积浓度3－5%）混合气体；

（5）SO₃-Air混合气体用于磺化生产；

稳定浓度和流量的SO₃-Air混合气体经过滤器过滤酸雾后进入磺化器与有机物反应，经中和反应釜中和，得到相应磺酸盐类表面活性剂或硫酸盐类表面活性剂。

生产磺酸盐的有机物可以是十二烷基苯或α-烯烃。

生产硫酸盐类表面活性剂的有机物可以是月桂醇或脂肪醇醚。

本发明将硫铁矿作为磺化起始剂来源，以在硫酸厂建设磺化生产线，生产磺酸盐类表面活性剂/硫酸盐类表面活性剂，其优势如下：

(1) 可以实现设备共用，节约用地和成本；SO₃吸收塔，硫酸蒸发器，硫酸冷却器加上附属的循环泵，制酸工厂都已具备；又节约了传统磺化生产线所必须的熔硫槽，燃硫炉，转化塔，冷却器及其附属的冷却风机等设备，可实现硫铁矿制酸设备的共用。

(2) 工艺更简单；熔硫槽，燃硫炉，转化塔都是高温设备，熔硫槽内部温度需要控制在145±3℃；燃硫炉需保证硫磺完全燃烧，不能有硫蒸气残存，同时出口温度需要夹套冷却至420－460℃之间；转化塔有多个床层，需要保证进入每个床层进口温度在420－460℃之间。以上工艺繁琐，需经验丰富的操作人员严格控制温度和其它工艺参数才能保证正常生产的进行。牵扯大量人员精力，本发明可以直接引制酸系统的SO₃-Air气体用于磺化/硫酸化生产，没有上述设备，因此可以避免相应带来的技术困扰，降低技术门槛。

(3) 降低危险系数；熔硫槽内硫磺液体高温易伤人，液硫蒸发冷却后结晶附着在设备保温层附近，这些微小颗粒由于颗粒极小，比表面积更大，因此极易自燃；自燃后的SO₂有毒、强刺激性，也为灭火带来了不少麻烦；同时设备高温且不断散发硫蒸气和硫化氢等有毒气体，给设备维护和检修带来极大困难。本发明可以避免上述弊端。

一般磺化生产表面活性剂厂家需要大量购买、运输和囤积硫磺，运输和囤积都有火灾隐患，但是硫化矿如硫铁矿，分布广泛，可以短距离运输，安全且成本低。

(4) 工艺可靠性高；液体SO₃全程夹套水保温，又通过连锁质量流量计的齿轮泵恒温输送，这就可以保证SO₃的进料量稳定，流量可掌控。

由于SO₃蒸发釜形成一个小型“锅炉”，可作为压力缓冲罐保证出口气化SO₃压力稳定，并明显高过磺化器空气进口压力50－100kPa压力，这样可以保证少量的SO₃可稳定、持续混入到大量的空气中。

(5) 节约人力物力、时间和能耗

传统磺化生产线设备开停车费时费力，①开车需要事先预热燃硫炉和转化塔，预热的方法为前端加柴油加热器或者电加热器，由干燥风将热量带至燃硫炉和转化塔，由于燃硫炉需要预热到260℃左右，转化塔需要到380℃以上，通常最少需要4－6h的时间。然后进硫磺点炉，利用硫磺燃烧热量将转化塔加热到420－460℃，这过程又需要0.5h左右；温度达到后再持续稳定0.5－1h以上，方可产生合格转化率的SO₃。上述过程非常浪费时间，能耗巨大，通常需要6－8h的时间，费时费力且能耗高。在这期间产生的SO₂，SO₃都不能用于生产使用，只能由尾气系统处理，这样给尾气处理带来了很大的压力，同时产生很多的工业废气。②设备停车后，转化塔内部仍处于高温状态，有大量的残留SO₃需要较长时间的吹扫，这又在尾气系统生成大量的工业硫酸和硫酸钠废液。

如果使用本发明工艺进行生产，燃烧炉和转化塔归制酸系统主要用来制酸，产生气体只需要引入一部分够磺化生产使用的气体即可。因此燃烧炉和转化塔可以长期用于制酸生产，而SO₃随意可以切入磺化生产系统使用，停车时关闭进气口，即可切断SO₃来源。也就是说开停车是即开即停，省时省力，又降低能耗，同时不会产生工业废料。

(6) 拓宽生产磺酸盐表面活性剂/硫酸盐类表面活性剂的磺化起始剂的原料范围。

传统生产磺酸盐/硫酸盐类表面活性剂都是用纯硫磺为原料，我国自然硫矿不多，但是硫化矿如硫铁矿，分布广泛，本发明可实现硫铁矿替代纯硫磺生产磺酸盐/硫酸盐类阴离子表面活性剂。

(7) 可实现制酸工业向磺化/硫酸化制取表面活性剂的精细化工领域拓展。

附图说明

图1为本发明的工艺流程图。

如图所示，1-硫铁矿；2-干燥空气；3-燃烧炉；4-冷却空气；5-高温热空气；6-SO₂冷却器；7-过滤器；8-转化塔；9-冷却空气；10-第一SO₃冷却器；11-高温热空气；12-第一余热回收装置；13-冷软水；14-饱和蒸汽；15-过滤器；16-SO₃吸收塔；17-尾气；18-冷却水；19-第一硫酸循环泵；20-硫酸冷却器；21-冷却水回水；22-热水；23-第二余热回收装置；24-流出热水；25-排空；26-SO₃蒸发器；27-冷却水进；28-第二硫酸循环泵；29-冷却水；30-SO₃冷凝收集器；31-保温出水；32-冷却水回水；33--齿轮泵；34-质量流量计；35-定量干燥空气；36-保温进水；37-SO₃蒸发釜；38-蒸气；39-静态混合器；40-热水去厂区；41-过滤器；42-冷却水进水；43-磺化反应器；44-有机物；45-冷却水出水；46-磺化产物去中和；47-碱水；48-中和反应釜，49－第二SO₃冷却器。

具体实施方式

实施例一（烷基苯磺化）

将该专利工艺应用到1.0吨/小时磺化装置上进行工业生产实验，其流程如图1所示。

本发明的工艺流程如下：

（1）制备SO₃-Air混合气体

硫铁矿1进入燃烧炉3，与干燥空气2氧化反应生成SO₂-Air混合气体，SO₂-Air混合气体经SO2冷却器6冷却，经SO₂过滤器7过滤烟灰，进入转化塔8催化转化生成SO₃-Air混合气体，经第一SO₃冷却器10、SO₃过滤器15后进入SO₃吸收塔16，燃烧炉燃烧时的铁元素生成氧化铁；

该过程中燃烧和转化过程中会产生大量的热量，进入SO₂冷却器6和第一SO₃冷却器10的冷却空气（4和9）吸收这些热量后形成270－350℃的高温热空气（5、11），这部分高温热空气进入第一余热回收装置12加热软水13形成饱和蒸汽14，给完全可以满足后段工序所有加热之用；余热回收装置12出口的热风温度仍然在150℃以上，这部分热量再次被第二余热回收装置23吸收，形成热水24用于液体SO₃的管道伴热，同时可以为厂区诸如洗浴及供暖提供热水；

（2）分离出SO₃，并形成液态SO₃

SO₃-Air混合气体进入SO₃吸收塔16中，SO₃被浓硫酸吸收，含SO₃的浓硫酸进入SO₃蒸发器26加热，使SO₃气体从浓硫酸中释放出来，进入第二SO₃冷却器49冷却后进入SO₃冷凝收集器30中冷凝成液体SO₃，加热释放SO₃后的浓硫酸经硫酸冷却器20冷却作为浓硫酸吸收液循环使用；余下空气17从吸收塔16顶部排出，进入尾气处理部分，SO₃蒸发器26的热源来自余热回收装置12形成的饱和蒸汽；进入硫酸冷却器20的冷却水18与SO₃后的浓硫酸进换热后进入第二余热回收装置23；

（3）实现液态SO₃精准进料

SO₃冷凝收集器30中液体SO₃经齿轮泵33输送至蒸发釜37内气化，齿轮泵33使用变频电机，并与质量流量计34连锁，通过设定流量控制齿轮泵频率，蒸发釜37使用余热回收装置12产生的饱和蒸汽作为热源，保证进来的液体SO₃能立即气化，蒸发釜37同时起缓冲罐作用，蒸发釜37出口调节阀与蒸发釜37内的压力变送器连锁，使得蒸发釜37内压力高于磺化反应器43进口压力50－100kPa，保证稳定出气且不受外界压力波动干扰；SO3冷凝收集器30与蒸发釜37之间液体SO₃管道全程使用来自第二余热回收装置23的热水24和来自第二SO₃冷却器49的热水36进行保温；

（4）形成稳定浓度和流量的SO₃-Air混合气体

来自蒸发釜37的气体SO₃与定量干燥空气35经静态混合器39混合即形成稳定、均匀的SO₃-Air（体积浓度3－5%）混合气体；

（5）SO₃-Air混合气体用于磺化生产；

稳定浓度和流量的SO₃-Air混合气体经过滤器41过滤酸雾后进入磺化器43与有机物44反应，经中和反应釜48中和，得到相应磺酸盐类表面活性剂或硫酸盐类表面活性剂。

具体工艺参数如下：

（1）硫铁矿平均含硫量18wt%，进料量为667kg/h。干燥空气为1372kg/h，形成SO₃浓度约为8%（体积浓度）的混合气体。该气体SO₃摩尔比约过量20%，以保证硫铁矿品位降低时SO₃供应量充足。这样可造成SO₃冷凝收集器30液位上升，当液位高过80%时选择将第一硫酸循环泵19、第二硫酸循环泵28循环量降低，来减少SO₃吸收量。

控制转化塔8三层催化剂每一层进口温度在420－440℃之间。混合气体经过第一SO₃冷却器10冷却后，控制温度在46－57℃之间；

（2）由SO₃和空气组成的不稳定气体浓度的混合气体，进入SO₃吸收塔16中，SO₃被吸收液浓硫酸吸收形成发烟硫酸；发烟硫酸被第二硫酸输送泵28送至SO₃蒸发器26中进行加热至130℃，使SO₃气体又从浓硫酸中释放出来，成为纯净的气体SO₃；气体SO₃进入第二SO₃冷却器49中冷凝后成液体SO₃进入SO₃冷凝收集器30中；加热释放SO₃后的硫酸经过硫酸冷却器20冷却至53℃后又进入SO₃吸收塔16继续作为吸收液使用；多余的尾气17被送至尾气系统处理。

（3）液体SO₃由齿轮泵33输送至SO₃蒸发釜37内气化，齿轮泵33使用变频电机，并与计量SO₃的质量流量计34连锁，流量设定为236.5 kg/h；

（4）气化后的气体SO₃与设定为1628.8 kg/h的干燥空气35经静态混合器39混合即形成气体体积浓度为5%稳定浓度的SO₃-Air混合均匀气体，经过滤器41过滤酸雾后进入磺化器43。

（5）烷基苯40平均分子量246，设定进料量为706 kg/h进料，磺化反应器43温度控制在30℃反应。反应稳定10 min后取样测定磺酸中和值141.2（NaOH中和值）为，后续每30min取样测定，中和值为均在140.9±2之间，产品合格（烷基苯磺酸通常不中和）。

实施例二（α-烯烃磺化）

将该专利工艺应用到1.0吨/小时磺化装置上进行工业生产实验，其流程如图1所示。具体工艺参数如下，其余同实施例1：

（1）硫铁矿平均含硫量18wt%，进料量为530 kg/h。干燥空气为1090 kg/h，形成SO₃浓度约为8%（体积浓度）的混合气体。该气体SO₃摩尔比约过量20%左右，以保证硫铁矿品位降低时SO₃供应量充足。这样可造成SO₃冷凝收集器30液位上升，当液位高过80%时选择将第一硫酸循环泵19、第二硫酸循环泵28循环量降低，来减少SO₃吸收量。

控制转化塔8三层催化剂每一层进口温度在420-440℃之间。混合气体经过第一SO₃冷却器10后，控制温度在45-49℃之间；

（2）由SO₃和空气组成的不稳定气体浓度的混合气体，进入SO₃吸收塔16中，SO₃被吸收液浓硫酸吸收形成发烟硫酸；发烟硫酸被第二硫酸输送泵28送至SO₃蒸发器26中进行加热至130℃，使SO₃气体又从浓硫酸中释放出来，成为纯净的气体SO₃；气体SO₃进入SO₃冷却器49中冷凝后成液体SO₃存于SO₃冷凝器30中；加热释放SO₃后的硫酸经过硫酸冷却器20冷却至50℃后又进入SO₃吸收塔16继续作为吸收液使用；多余的尾气17被送至尾气系统处理。

（3）液体SO₃由齿轮泵33输送至SO₃蒸发釜37内气化，齿轮泵33使用变频电机，并与计量SO₃的质量流量计34连锁，流量设定为188 kg/h；

（4）气化后的气体SO₃与设定为2204 kg/h的干燥空气35经静态混合器混39合即形成气体体积浓度为3%稳定浓度的SO₃-Air混合均匀气体，经过滤器41过滤酸雾后进入磺化器43。

（5）α-烯烃40平均分子量239，设定进料量为525 kg/h进料，磺化器温度控制在12-16℃之间反应。反应完成后经氢氧化钠中和得到α-烯烃磺酸钠。测定得到磺化率为96.2%，产品合格。

实施例三（月桂醇的硫酸化）

将该专利工艺应用到1.0吨/小时磺化装置上进行工业生产实验，其流程如图1所示。具体工艺参数如下，其余同实施例1：

（1）硫铁矿平均含硫量18wt%，进料量为665 kg/h。干燥空气为1368 kg/h，形成SO₃浓度约为8%（体积浓度）的混合气体。该气体SO₃摩尔比约过量20%左右，以保证硫铁矿品位降低时SO₃供应量充足。这样可造成SO₃冷凝收集器30液位上升，当液位高过80%时选择将第一硫酸循环泵19、第二硫酸循环泵28循环量降低，来减少SO₃吸收量。

控制转化塔8三层催化剂每一层进口温度在420－440℃之间。混合气体经过第一SO₃冷却器10后，控制温度在46－57℃之间；

（2）由SO₃和空气组成的不稳定气体浓度的混合气体，进入SO₃吸收塔16中，SO₃被吸收液浓硫酸吸收形成发烟硫酸；发烟硫酸被第二硫酸输送泵28送至SO₃蒸发器26中进行加热至130℃，使SO₃气体又从浓硫酸中释放出来，成为纯净的气体SO₃；气体SO₃进入SO₃冷却器49中冷凝后成液体SO₃存于SO₃冷凝器30中；加热释放SO₃后的硫酸经过硫酸冷却器20冷却至53℃后又进入SO₃吸收塔16继续作为吸收液使用；多余的尾气17被送至尾气系统处理。

（3）液体SO₃由齿轮泵33输送至SO₃蒸发釜37内气化，齿轮泵33使用变频电机，并与计量SO₃的质量流量计34连锁，流量设定为235.8 kg/h；

（4）气化后的气体SO₃与设定为2051 kg/h的干燥空气35经静态混合器39混合即形成气体体积浓度为4%稳定浓度的SO₃-Air混合均匀气体，经过滤器41过滤酸雾后进入磺化器43。

（5）月桂醇44平均分子量195，设定进料量为558 kg/h进料，磺化器温度控制在30℃之间反应。反应完成后经氢氧化钠中和得到十二烷基硫酸钠。测定得到磺化率为96.8%，产品合格。

实施例四（脂肪醇醚的硫酸化）

将该专利工艺应用到1.0吨/小时磺化装置上进行工业生产实验，其流程如图1所示。具体工艺参数如下，其余同实施例1：

（1）硫铁矿平均含硫量18wt%，进料量为511kg/h。干燥空气为1052 kg/h，形成体积浓度约为8%的SO₃混合气体。该气体SO₃摩尔比约过量20%左右，以保证硫铁矿品位降低时SO₃供应量充足。这样可造成SO₃冷凝收集器30液位上升，当液位高过80%时选择将第一硫酸循环泵19、第二硫酸循环泵28循环量降低，来减少SO₃吸收量。

控制转化塔8三层催化剂每一层进口温度在420-440℃之间。混合气体经过第一SO₃冷却器10后，控制温度在46-57℃之间；

（2）由SO₃和空气组成的不稳定气体浓度的混合气体，进入SO₃吸收塔16中，SO₃被吸收液浓硫酸吸收形成发烟硫酸；发烟硫酸被第二硫酸输送泵28送至SO₃蒸发器26中进行加热至130℃，使SO₃气体又从浓硫酸中释放出来，成为纯净的气体SO₃；气体SO₃进入SO₃冷却器49中冷凝后成液体SO₃存于SO₃冷凝器30中；加热释放SO₃后的硫酸经过硫酸冷却器20冷却至53℃后又进入SO₃吸收塔16继续作为吸收液使用；多余的尾气17被送至尾气系统处理。

（3）液体SO₃由齿轮泵33输送至SO₃蒸发釜37内气化，齿轮泵33使用变频电机，并与计量SO₃的质量流量计34连锁，流量设定为181.3 kg/h；

（4）气化后的气体SO₃与设定为1812.4 kg/h的干燥空气35经静态混合器39混合即形成体积浓度为3.5%稳定浓度的SO₃-Air混合均匀气体，经过滤器41过滤酸雾后进入磺化器43。

（5）脂肪醇醚44平均分子量284，设定进料量为625 kg/h进料，磺化器温度控制在28℃反应。反应完成后经氢氧化钠中和得到脂肪醇醚硫酸钠。测定得到磺化率为97.3%，产品合格。

以上实施例验证了工艺可行性，不同规模的磺化装置所不同之处仅仅在于SO₃的进料量的不同，也就是齿轮泵的出料量的区别，因此理论上没有最大和最小的极限值，本实施例作为代表性实施例。本专利的涵盖范围不仅包含实施例内容范围，所有依照本专利内涵实现的工艺皆包含在本专利的保护范围之内。

Claims (4)

1.一种以硫铁矿为磺化起始剂生产磺酸盐类表面活性剂或硫酸盐类表面活性剂的方法，其特征在于包括如下步骤：

(1)制备SO₃-Air混合气体

硫铁矿进入燃烧炉，与干燥空气氧化反应生成SO₂-Air混合气体，SO₂-Air混合气体经SO₂冷却器冷却，经SO₂过滤器过滤烟灰，进入转化塔催化转化生成SO₃-Air混合气体，经第一SO₃冷却器、SO₃过滤器后进入SO₃吸收塔，燃烧炉燃烧时的铁元素生成氧化铁；

该过程中燃烧和转化过程中会产生大量的热量，进入SO₂冷却器和第一SO₃冷却器的冷却空气吸收这些热量后形成270－350℃的高温热空气，这部分高温热空气进入第一余热回收装置加热软水形成饱和蒸汽，能满足后段工序所有加热之用；余热回收装置出口的热风温度仍然在150℃以上，这部分热量再次被第二余热回收装置吸收，形成热水用于液体SO₃的管道伴热，同时为厂区洗浴及供暖提供热水；

(2)分离出SO₃，并形成液态SO₃

SO₃-Air混合气体进入SO₃吸收塔中，SO₃被浓硫酸吸收，含SO₃的浓硫酸进入SO₃蒸发器加热，使SO₃气体从浓硫酸中释放出来，进入第二SO₃冷却器冷却后进入SO₃冷凝收集器中冷凝成液体SO₃，加热释放SO₃后的浓硫酸经硫酸冷却器冷却作为浓硫酸吸收液循环使用；余下空气从吸收塔顶部排出，进入尾气处理部分，SO₃蒸发器的热源来自余热回收装置形成的饱和蒸汽；进入硫酸冷却器的冷却水与释放SO₃后的浓硫酸经换热后进入第二余热回收装置；

(3)实现液态SO₃精准进料

SO₃冷凝收集器中液体SO₃经齿轮泵输送至蒸发釜内气化，齿轮泵使用变频电机，并与质量流量计连锁，通过设定流量控制齿轮泵频率，蒸发釜使用余热回收装置产生的饱和蒸汽作为热源，保证进来的液体SO₃能立即气化，蒸发釜同时起缓冲罐作用，蒸发釜出口调节阀与蒸发釜内的压力变送器连锁，使得蒸发釜内压力高于磺化反应器进口压力50－100kPa，保证稳定出气且不受外界压力波动干扰；SO₃冷凝收集器与蒸发釜之间液体SO₃管道全程使用来自第二余热回收装置的热水和来自第二SO₃冷却器的热水进行保温；

(4)形成稳定浓度和流量的SO₃-Air混合气体

来自蒸发釜的气体SO₃与定量干燥空气经静态混合器混合即形成稳定、均匀的SO₃-Air混合气体；

(5)SO₃-Air混合气体用于磺化生产；

稳定浓度和流量的SO₃-Air混合气体经过滤器过滤酸雾后进入磺化器与有机物反应，经中和反应釜中和，得到磺酸盐类表面活性剂或硫酸盐类表面活性剂。

2.如权利要求1所述的一种以硫铁矿为磺化起始剂生产磺酸盐类表面活性剂或硫酸盐类表面活性剂的方法，其特征在于步骤（4）的SO₃-Air混合气体中SO₃体积浓度3－5%。

3.如权利要求1所述的一种以硫铁矿为磺化起始剂生产磺酸盐类表面活性剂或硫酸盐类表面活性剂的方法，其特征在于生产磺酸盐的有机物是十二烷基苯或α-烯烃。

4.如权利要求1所述的一种以硫铁矿为磺化起始剂生产磺酸盐类表面活性剂或硫酸盐类表面活性剂的方法，其特征在于生产硫酸盐类表面活性剂的有机物是月桂醇或脂肪醇醚。

Images