CN111747382B - 一种利用烷基化废酸回收装置进行稀酸提浓回收利用的方法及系统 - Google Patents

一种利用烷基化废酸回收装置进行稀酸提浓回收利用的方法及系统 Download PDF

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Abstract

本发明公开了一种利用烷基化废酸回收装置进行稀酸提浓回收利用的方法，包括以下步骤：裂解炉气进行余热回收后送入动力波洗涤塔净化，炉气中SO3经动力波循环液吸收后形成稀酸、部分水蒸气经动力波洗涤塔降温冷凝，未冷凝部分水蒸气随气体进入除雾装置去除气体中夹带液沫和硫酸酸雾后再送入填料塔进一步降温；气体中的水蒸气在填料塔中冷凝成液态水，填料塔中冷凝出的液态水排至脱气塔；将经脱气塔脱除SO2后的液态水排放至尾气洗涤塔；脱除后的SO2气体排至干燥塔回收利用；将除雾装置底部的稀硫酸排放至动力波洗涤塔。本发明的方法具有工艺流程简单、无需额外能耗、充分利用现有废酸回收装置的工艺设备流程即可实现稀酸提浓并彻底回收等优点。

Description

一种利用烷基化废酸回收装置进行稀酸提浓回收利用的方法 及系统
技术领域
本发明涉及化工废酸处理技术领域，尤其涉及一种利用烷基化废酸回收装置进行稀酸提浓回收利用的方法及系统。
背景技术
烷基化装置排放废酸中含有大量烃类和水，废酸在废酸回收装置裂解炉中裂解成SO3和水蒸汽，高温下SO3不稳定进一步分解成SO2和O2；其中SO3分解反应为可逆平衡反应，废酸裂解后仍含部分SO3(最理想情况即为平衡状态：98％为SO2,2％为SO3)，最终达到平衡后进入后续净化系统。由于废酸中烃类和裂解炉燃气经裂解炉燃烧后产生大量水并在净化系统冷凝并吸收裂解气中的SO3，导致净化系统产生大量浓度很低的稀酸。
净化系统产生的稀酸浓度较低(酸浓为1～5％，水含量为95～99％)，其中一部分用于 SO3吸收塔补水用，由于SO3吸收塔需水量有限而净化稀酸产出量大，富余稀酸由于浓度低无法回收利用，只能加碱中和后排放。稀酸中和耗费大量碱并产生高浓度含盐污水，同时导致废酸回收率低、硫酸损耗较高。在造成了资源的浪费同时产生大量污水排放处理费用，不符合节能减排清洁生产要求。
现有稀酸提浓方法主要为稀酸加热蒸发和利用硫酸装置绝干尾气混合蒸发两种工艺，其中利用绝干尾气工艺主要是利用硫酸装置绝干尾气或工业余热尾气通过动力波/文丘里塔与稀酸接触，通过使稀酸中的水分部分绝热蒸发而得到一定程度提浓，但受制于烷基化废酸再生装置的绝干尾气量有限、绝干尾气和稀酸带SO2影响，一是稀酸提浓处理程度有限，二是会导致排放尾气中酸雾及SO2含量超标。稀酸加热蒸发工艺主要是通过换热器加热稀酸，通过蒸发水分使得稀酸得到浓缩后回收利用，由于稀硫酸加热浓缩过程对设备腐蚀性极强，对设备抗腐蚀性能、投资和日常检修维护要求较高，且需要增加能耗。
综上所述，现有的对烷基化废酸再生装置稀酸提浓工艺技术，存在设备腐蚀严重、投资及运行能耗高、日常维护设备投资大，或是浓缩有限且对排放尾气造成影响等问题。对于烷基化废酸再生装置的稀酸提浓，亟需简化工艺流程、节约投资成本、降低运行能耗，开发出更符合废酸再生装置的稀酸提浓方法。
发明内容
本发明的目的在于提供一种利用烷基化废酸回收装置进行稀酸提浓回收利用的方法，本发明的方法具有工艺流程简单、无需额外能耗、充分利用现有废酸回收装置的工艺设备流程即可实现稀酸提浓并彻底回收等优点。
为解决以上技术问题，本发明采用的技术方案是：一种利用烷基化废酸回收装置进行稀酸提浓回收利用的方法，包括以下步骤：
(1)、将烷基化废酸回收装置裂解炉出口炉气进行余热回收后送入动力波洗涤塔净化，炉气中SO3经动力波循环液吸收后形成稀酸、部分水蒸气经动力波洗涤塔降温冷凝，未冷凝部分水蒸气随气体进入除雾装置去除气体中夹带液沫和硫酸酸雾后再送入填料塔进一步降温；
(2)、气体中的水蒸气在填料塔中冷凝成液态水，冷却后的气体经除雾装置后进入下游干燥塔干燥，填料塔中冷凝出的液态水排至脱气塔；
(3)、将经脱气塔脱除SO2后的液态水排放至尾气洗涤塔，补充尾气洗涤塔中随尾气蒸发后的水分；脱除后的SO2气体排至干燥塔回收利用；
(4)、将步骤(1)、步骤(2)中除雾装置底部的稀硫酸排放至动力波洗涤塔。
步骤(1)中还包括将动力波洗涤塔产生的稀酸送至吸收塔作为吸收SO3补水用。
所述的动力波洗涤塔操作条件为：压力-6～-0.5KPa，进气温度为250～320℃，排气温度为58～68℃，动力波循环液温度56～66℃，动力波循环液硫酸浓度10～25％。
所述的填料塔操作条件为：压力-6.5～-0.5KPa，进气温度为58～68℃，排气温度为32～ 40℃，填料塔循环液温度30～38℃，外排硫酸浓度为≤0.05％。
步骤(1)中还包括通过调整动力波洗涤塔的循环水量，控制炉气中水蒸气在动力波洗涤塔内冷凝量，实现动力波洗涤塔产生的稀酸浓度和产生量。
所述除雾装置包括纤维除雾器、金属丝网除雾器、电除雾器。
所述的炉气包括SO2、H2O、N2、O2、CO2、SO3、H2SO4。
本发明还提供了一种净化单元稀酸浓缩系统，所述系统包括：
动力波洗涤塔，所述动力波洗涤塔用于吸收炉气中SO3并形成稀酸以及冷凝炉气中的水蒸汽，动力波洗涤塔产生的稀酸送至吸收塔作为吸收SO3补水用；
第一除雾装置，所述第一除雾器进料口与动力波洗涤塔气体出口连接，用于去除来自动力波洗涤塔中气体中夹带液沫和硫酸酸雾，沉积于所述第一除雾器底部的稀硫酸排放至动力波洗涤塔；
填料塔，所述填料塔的进料口与第一除雾器的出料口连接，用于冷凝来自第一除雾器气体中的水蒸汽；
脱气塔，所述脱气塔与填料塔连接，所述填料塔中冷凝出的液态水排至脱气塔；
尾气洗涤塔，所述尾气洗涤塔与脱气塔连接，将经脱气塔脱除SO2后的液态水排放至尾气洗涤塔，补充尾气洗涤塔中随尾气蒸发后的水分；脱除后的SO2气体排至干燥塔回收利用；
第二除雾装置，所述第二除雾器的进气口与所述填料塔的出气口连接，用于去除气体中的硫酸酸雾；沉积于所述第二除雾器底部的稀硫酸排放至动力波洗涤塔。
还包括一烷基化废酸回收装置裂解炉，所述烷基化废酸回收装置裂解炉与所述动力波洗涤塔连接，用于向动力波洗涤塔输出裂解炉气。
所述第一除雾装置、第二除雾装置可以为串联的多个除雾器构成。
综上所述，运用本发明的技术方案，具有如下有益效果：
(1)对动力波洗涤塔出口气体进行除酸雾和酸液处理，再进入填料塔降温，使得填料塔冷凝出的液态水几乎不含酸硫(酸硫酸含量≤0.05％)。
(2)动力波洗涤塔产生稀酸单独外排至干吸工段作为SO3吸收补充水用，具有排放量小、硫酸浓高特点。
(3)填料塔冷凝产生的水经脱除SO2后代替新鲜水作为尾气洗涤塔蒸发补水用。
(4)可解决烷基化废酸再生装置过剩稀酸加碱排放问题，平均每年回收稀酸1.58万吨，烷基化装置每年减少外购补充98％硫酸725.5吨(以5万吨/年烷基化废酸再生装置为例)。
(5)烷基化废酸再生装置平均每年减少30％浓度液碱消耗1937吨(以5万吨/年烷基化废酸再生装置为例)。
(6)平均每年减少含盐污水排放35.5万吨(以5万吨/年烷基化废酸再生装置为例)。
(7)填料塔内水蒸气冷凝液COD和含酸量极低，可作为装置高COD污水调和用，每年减少稀释装置污水用的新鲜水1.47万吨(以5万吨/年烷基化废酸再生装置为例)。
(8)本方法充分利用现有烷基化废酸再生装置现有流程和设备，且运行过程中稀酸浓缩不增加能耗成本。
附图说明
图1为本发明的装置结构及工艺流程示意图。
附图说明：10、动力波洗涤塔，20、第一除雾装置，30、填料塔，40、第二除雾装置，50、脱气塔，60、尾气洗涤塔。
具体实施方式
下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，但不构成对本发明保护范围的限制。
参见图1，本发明提供利用烷基化废酸回收装置进行稀酸提浓回收利用的方法，包括
(1)将烷基化废酸回收装置裂解炉出口炉气进行余热回收后送入动力波洗涤塔净化，将经动力波洗涤塔净化后炉气送入除雾器去除气体中夹带液沫和硫酸酸雾，其中，炉气主要包括 SO2、H2O、N2、O2、CO2、SO3、H2SO4等，优选的，除雾器包括纤维除雾器、金属丝网除雾器、电除雾器等具备除酸雾和除液沫功能等设备，炉气中SO3经动力波循环液吸收后形成稀酸、部分水蒸气经动力波降温冷凝，未冷凝部分水蒸气随气体进入填料塔进一步降温；动力波洗涤塔产生的稀酸送至吸收塔作为吸收SO3补水用；
(2)将经动力波洗涤塔净化和除雾器除酸雾、液沫后气体送至填料塔进行进一步冷却，气体中水蒸气在填料塔冷凝成液态水，冷却后气体经除雾器后进入下游干燥塔干燥；填料塔中冷凝出的液态水排至脱气塔；
(3)将经脱气塔脱除SO2后的液态水排放至尾气洗涤塔，补充尾气洗涤塔中随尾气蒸发后的水分；脱除后的SO2气体排至干燥塔回收利用；
(4)将步骤(1)、步骤(2)中除雾器底部稀硫酸排放至动力波洗涤塔。
优选的，动力波洗涤塔操作条件为：压力-6～-0.5KPa，进气温度为250～320℃，排气温度为58～68℃，动力波循环液温度56～66℃，动力波循环液硫酸浓度10～25％。
优选的，填料塔操作条件为：压力-6.5～-0.5KPa，进气温度为58～68℃，排气温度为32～ 40℃，填料塔循环液温度30～38℃，外排硫酸浓度为≤0.05％。
调节动力波循环洗涤液冷却器循环水量，控制炉气中水蒸气在动力波洗涤塔内冷凝量，实现控制动力波循环液硫酸浓度和产生量，其中硫酸浓度可根据实际需要进行调整(关小循环水量即提高循环洗涤液温度，则在动力波洗涤塔内冷凝水量变少，稀酸产生量变小，产生的稀酸浓度提高，由于干吸工段吸收SO3需水量一定，因此稀酸产量越小，富余稀酸量越少；开大循环水量即降低循环洗涤液温度，则在动力波洗涤塔内冷凝水量变多，稀酸产生量变大，产生的稀酸浓度降低，由于干吸工段吸收SO3需水量一定，因此稀酸产量越小，富余稀酸量越少)。
调节填料塔循环液冷却器循环水量，控制填料塔排气温度≤40℃，使废酸回收装置过剩水从气体中冷凝为液态水，填料塔排放液态水硫酸浓度≤0.05％。
本发明还提供了一种净化单元稀酸浓缩系统，该系统包括：
动力波洗涤塔10，动力波洗涤塔用于吸收炉气中SO3并形成稀酸以及冷凝炉气中的水蒸汽，动力波洗涤塔产生的稀酸送至吸收塔作为吸收SO3补水用；
第一除雾装置20，第一除雾器进料口与动力波洗涤塔气体出口连接，用于去除来自动力波洗涤塔中气体中夹带液沫和硫酸酸雾，同时，将沉积于第一除雾器底部的稀硫酸排放至动力波洗涤塔；
填料塔30，填料塔的进料口与第一除雾器的出料口连接，用于冷凝来自第一除雾器气体中的水蒸汽；
脱气塔50，脱气塔与填料塔连接，填料塔中冷凝出的液态水排至脱气塔，脱除SO2后排放；
尾气洗涤塔60，尾气洗涤塔与脱气塔连接，将经脱气塔脱除SO2后的液态水排放至尾气洗涤塔，补充尾气洗涤塔中随尾气蒸发后的水分；脱除液态水后的SO2气体排至干燥塔回收利用；
第二除雾装置40，第二除雾器的进气口与填料塔的出气口连接，用于去除气体中的硫酸酸雾；去除酸雾后的气体排入干燥塔干燥，沉积于第二除雾器底部的稀硫酸排放至动力波洗涤塔，进一步降低填料塔的酸含量。
具体的，第一除雾装置20、第二除雾装置40可以为串联的多个除雾器构成；动力波冼涤塔 10、填料塔30均连接有循环泵和冷却器。
具体的，动力波洗涤塔10、填料塔30均设有冷却器。
实施例1(以5万吨/年烷基化废酸再生装置为例)
充分利用现有烷基化再生装置净化单元现有流程和设备，裂解炉气进入动力波洗涤塔降温除尘，随后经新增除雾器去除酸雾和液沫，再经填料塔使大部分水蒸气冷凝为液态水，最后经电除雾器后进入干燥塔。同时将电除雾器底部硫酸由原返回进填料塔改至动力波洗涤塔，同时新增填料塔冷凝水采出脱气排放流程。动力波洗涤塔入口温度为250-320℃，通过调节动力波洗涤塔循环液温度为62℃，控制动力波排气温度值64℃，降低炉气中气态水在动力波内冷凝量，从而将动力波洗涤塔循环稀酸浓度控制在15.6％，动力波洗涤塔富余稀酸排至吸收塔作为吸收 SO3补水用；系统过剩水随动力波出口气体经除雾器后进入填料塔冷凝，最后经脱气塔脱出溶解的SO2后采出用于尾气洗涤塔补水，控制填料塔出口温度为35℃。本实施例稀酸提浓后实现全部回收利用，未增加额外能耗，无富余稀酸加碱中和。稀酸提浓回收效果显著。
运行参数指标如下：
Figure RE-RE-GDA0002645019260000051
Figure RE-RE-GDA0002645019260000061
实施例2(以5万吨/年烷基化废酸再生装置为例)
充分利用现有烷基化再生装置净化单元现有流程和设备，裂解炉气进入动力波洗涤塔降温除尘，随后经新增除雾器去除酸雾和液沫，再经填料塔使大部分水蒸气冷凝为液态水，最后经电除雾器后进入干燥塔。同时将电除雾器底部硫酸由原返回进填料塔改至动力波洗涤塔，同时新增填料塔冷凝水采出脱气排放流程。动力波洗涤塔入口温度为250-320℃，通过调节动力波洗涤塔循环液温度为66℃，控制动力波排气温度值68℃，降低炉气中气态水在动力波内冷凝量，从而将动力波洗涤塔循环稀酸浓度控制在25％，动力波洗涤塔富余稀酸排至吸收塔作为吸收SO3补水用；系统过剩水随动力波出口气体经除雾器后进入填料塔冷凝，最后经脱气塔脱出溶解的 SO2后采出用于尾气洗涤塔补水，控制填料塔出口温度为38℃。本实施例稀酸提浓后实现全部回收利用，未增加额外能耗，无富余稀酸加碱中和。稀酸提浓回收效果显著。
实施例3(以5万吨/年烷基化废酸再生装置为例)
充分利用现有烷基化再生装置净化单元现有流程和设备，裂解炉气进入动力波洗涤塔降温除尘，随后经新增除雾器去除酸雾和液沫，再经填料塔使大部分水蒸气冷凝为液态水，最后经电除雾器后进入干燥塔。同时将电除雾器底部硫酸由原返回进填料塔改至动力波洗涤塔，同时新增填料塔冷凝水采出脱气排放流程。动力波洗涤塔入口温度为250-320℃，通过调节动力波洗涤塔循环液温度为60℃，控制动力波排气温度值62℃，降低炉气中气态水在动力波内冷凝量，从而将动力波洗涤塔循环稀酸浓度控制在13.2％，动力波洗涤塔富余稀酸排至吸收塔作为吸收 SO3补水用；系统过剩水随动力波出口气体经除雾器后进入填料塔冷凝，最后经脱气塔脱出溶解的SO2后采出用于尾气洗涤塔补水，控制填料塔出口温度为33℃。本实施例稀酸提浓后实现全部回收利用，未增加额外能耗，无富余稀酸加碱中和。稀酸提浓回收效果显著。
实施例4(以5万吨/年烷基化废酸再生装置为例)
充分利用现有烷基化再生装置净化单元现有流程和设备，裂解炉气进入动力波洗涤塔降温除尘，随后经新增除雾器去除酸雾和液沫，再经填料塔使大部分水蒸气冷凝为液态水，最后经电除雾器后进入干燥塔。同时将电除雾器底部硫酸由原返回进填料塔改至动力波洗涤塔，同时新增填料塔冷凝水采出脱气排放流程。动力波洗涤塔入口温度为250-320℃，通过调节动力波洗涤塔循环液温度为58℃，控制动力波排气温度值60℃，降低炉气中气态水在动力波内冷凝量，从而将动力波洗涤塔循环稀酸浓度控制在11.7％，动力波洗涤塔富余稀酸排至吸收塔作为吸收 SO3补水用；系统过剩水随动力波出口气体经除雾器后进入填料塔冷凝，最后经脱气塔脱出溶解的SO2后采出用于尾气洗涤塔补水，控制填料塔出口温度为32℃。本实施例稀酸提浓后，有 338KG/h的稀酸富余，需加碱中和后外排，稀酸提浓回收效果较好。
实施例5(以5万吨/年烷基化废酸再生装置为例)
充分利用现有烷基化再生装置净化单元现有流程和设备，裂解炉气进入动力波洗涤塔降温除尘，随后经新增除雾器去除酸雾和液沫，再经填料塔使大部分水蒸气冷凝为液态水，最后经电除雾器后进入干燥塔。同时将电除雾器底部硫酸由原返回进填料塔改至动力波洗涤塔，同时新增填料塔冷凝水采出脱气排放流程。动力波洗涤塔入口温度为250-320℃，通过调节动力波洗涤塔循环液温度为56℃，控制动力波排气温度值58℃，降低炉气中气态水在动力波内冷凝量，从而将动力波洗涤塔循环稀酸浓度控制在10％，动力波洗涤塔富余稀酸排至吸收塔作为吸收SO3补水用；系统过剩水随动力波出口气体经除雾器后进入填料塔冷凝，最后经脱气塔脱出溶解的 SO2后采出用于尾气洗涤塔补水，控制填料塔出口温度为30℃。本实施例稀酸提浓后，有959KG/h 的稀酸富余，需加碱中和后外排，有一定稀酸提浓回收效果。
实施例6(以5万吨/年烷基化废酸再生装置为例)
充分利用现有烷基化再生装置净化单元现有流程和设备，裂解炉气进入动力波洗涤塔降温除尘，随后经新增除雾器去除酸雾和液沫，再经填料塔使大部分水蒸气冷凝为液态水，最后经电除雾器后进入干燥塔。同时将电除雾器底部硫酸由原返回进填料塔改至动力波洗涤塔，同时新增填料塔冷凝水采出脱气排放流程。动力波洗涤塔入口温度为250-320℃，通过调节动力波洗涤塔循环液温度为50℃，控制动力波排气温度值52℃，降低炉气中气态水在动力波内冷凝量，从而将动力波洗涤塔循环稀酸浓度控制在6.5％，动力波洗涤塔富余稀酸排至吸收塔作为吸收 SO3补水用；系统过剩水随动力波出口气体经除雾器后进入填料塔冷凝，最后经脱气塔脱出溶解的SO2后采出用于尾气洗涤塔补水，控制填料塔出口温度为28℃。本实施例稀酸提浓后，有 1563KG/h的稀酸富余，需加碱中和后外排，稀酸提浓回收效果不明显。
以上所述是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也视为本发明的保护范围。

Claims (9)

1.一种利用烷基化废酸回收装置进行稀酸提浓回收利用的方法，其特征在于，包括以下步骤：
（1）、将烷基化废酸回收装置裂解炉出口炉气进行余热回收后送入动力波洗涤塔净化，炉气中SO3经动力波循环液吸收后形成稀酸、部分水蒸气经动力波洗涤塔降温冷凝，未冷凝部分水蒸气随气体进入除雾装置去除气体中夹带液沫和硫酸酸雾后再送入填料塔进一步降温；
（2）、气体中的水蒸气在填料塔中冷凝成液态水，冷却后的气体经除雾装置后进入下游干燥塔干燥，填料塔中冷凝出的液态水排至脱气塔；
（3）、将经脱气塔脱除SO2后的液态水排放至尾气洗涤塔，补充尾气洗涤塔中随尾气蒸发后的水分；脱除后的SO2气体排至干燥塔回收利用；
（4）、将步骤（1）、步骤（2）中除雾装置底部的稀硫酸排放至动力波洗涤塔；
步骤（1）中还包括将动力波洗涤塔产生的稀酸送至吸收塔作为吸收SO3补水用。
2.根据权利要求1所述的利用烷基化废酸回收装置进行稀酸提浓回收利用的方法，其特征在于：所述的动力波洗涤塔操作条件为：压力-6～-0.5KPa，进气温度为250～320℃，排气温度为58～68℃，动力波循环液温度56～76℃，动力波循环液硫酸浓度10～25%。
3.根据权利要求1所述的利用烷基化废酸回收装置进行稀酸提浓回收利用的方法，其特征在于：所述的填料塔操作条件为：压力-6.5～-0.5KPa，进气温度为58～68℃，排气温度为32～40℃，填料塔循环液温度30～38℃，外排硫酸浓度为≤0.05%。
4.根据权利要求1所述的利用烷基化废酸回收装置进行稀酸提浓回收利用的方法，其特征在于：步骤（1）中还包括通过调整动力波洗涤塔的循环水量，控制炉气中水蒸气在动力波洗涤塔内冷凝量，实现控制动力波洗涤塔产生的稀酸浓度和产生量。
5.根据权利要求1所述的利用烷基化废酸回收装置进行稀酸提浓回收利用的方法，其特征在于：所述除雾装置包括纤维除雾器、金属丝网除雾器、电除雾器。
6.根据权利要求1所述的利用烷基化废酸回收装置进行稀酸提浓回收利用的方法，其特征在于：所述的炉气包括SO2、H2O、N2、O2、CO2、SO3、H2SO4。
7.一种净化单元稀酸浓缩系统，其特征在于，包括：
动力波洗涤塔，所述动力波洗涤塔用于吸收炉气中SO3并形成稀酸以及冷凝炉气中的水蒸气，动力波洗涤塔产生的稀酸送至吸收塔作为吸收SO3补水用；通过调节动力波洗涤塔循环液温度控制动力波排气温度和循环稀酸浓度；
第一除雾装置，包括第一除雾器，所述第一除雾器的进料口与动力波洗涤塔气体出口连接，用于去除来自动力波洗涤塔中气体中夹带液沫和硫酸酸雾，沉积于所述第一除雾器底部的稀硫酸排放至动力波洗涤塔；
填料塔，所述填料塔的进料口与第一除雾器的出料口连接，用于冷凝来自第一除雾器气体中的水蒸气；
脱气塔，所述脱气塔与填料塔连接，所述填料塔中冷凝出的液态水排至脱气塔,脱除液态水后的SO2气体排至干燥塔回收利用；
尾气洗涤塔，所述尾气洗涤塔与脱气塔连接，将经脱气塔脱除SO2后的液态水排放至尾气洗涤塔，补充尾气洗涤塔中随尾气蒸发后的水分；
第二除雾装置，包括第二除雾器，所述第二除雾器的进气口与所述填料塔的出气口连接，用于去除气体中的硫酸酸雾；沉积于所述第二除雾器底部的稀硫酸排放至动力波洗涤塔。
8.根据权利要求7所述的一种净化单元稀酸浓缩系统，其特征在于：还包括一烷基化废酸回收装置裂解炉，所述烷基化废酸回收装置裂解炉与所述动力波洗涤塔连接，用于向动力波洗涤塔输出裂解炉气。
9.根据权利要求7所述的一种净化单元稀酸浓缩系统，其特征在于：所述第一除雾装置、第二除雾装置可以为串联的多个除雾器构成。
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