CN105502308A

CN105502308A - 一种废硫酸的处理方法

Info

Publication number: CN105502308A
Application number: CN201510962067.8A
Authority: CN
Inventors: 胡先念; 罗庆金; 湛明; 梁超勤; 周红亮; 马瑞玮
Original assignee: Yussen Chemical Co Ltd
Current assignee: Yussen Chemical Co Ltd
Priority date: 2015-12-17
Filing date: 2015-12-17
Publication date: 2016-04-20
Anticipated expiration: 2035-12-17
Also published as: CN105502308B

Abstract

本发明公开了一种废硫酸的处理方法，该方法包括：a、裂解步骤：使所述废硫酸在裂解炉内裂解，其中，该裂解所需的热量由硫磺与含氧气体在该裂解炉内燃烧而提供；b、净化干燥步骤：将步骤a得到的裂解炉炉气降温后，用硫酸洗涤并干燥，得到降低了水含量的含SO₂净化气；c、转化步骤：将步骤b得到的含SO₂净化气中的SO₂氧化为SO₃；d、吸收步骤：将步骤c得到的SO₃用浓度为98.0～98.3重量％的硫酸吸收，得到浓度为98.3～98.6重量％的硫酸，再将得到的浓度为98.3～98.6重量％的硫酸稀释成浓度为98.0～98.3重量％的硫酸。该方法能从反应的角度平衡掉废酸处理过程产生的大量稀硫酸，从而能够大幅降低含酸污水处理量和排放量，且废硫酸回收率高。

Description

一种废硫酸的处理方法

技术领域

本发明涉及一种工业废酸的处理方法，具体地，涉及一种废硫酸回收率高、能够大幅降低含酸污水量的废硫酸的处理方法。

背景技术

浓硫酸作为一种化工原料，在工业上有着极其广泛的应用。然而，在工业硫酸的使用过程中，会不可避免地产生大量的废硫酸。例如，在烷基化油的生产工业中，目前，以液体酸催化工艺为主，国内绝大部分采用硫酸作催化剂。

烷基化油具有辛烷值高、蒸汽压低、不含烯烃和芳烃、硫含量低等优点，是理想的高辛烷值清洁汽油调和组分。在硫酸催化法生产烷基化油的生产过程中，常会伴随产生大量的含有油、水等杂质的废硫酸，直接排放，将给生态环境造成严重污染，通常将其经过工艺处理后回收利用。烷基化废硫酸的处理主要有以下几种工艺：

1、生产白碳黑和石油除锈剂工艺

首先用水稀释废硫酸，其酸渣与水之间的体积比约为1:5-15，达到静止分离出聚合油的目的，分将聚合油分离后的稀硫酸浓度为7重量％～18重量％，然后用硅酸钠溶液中和，接着从生成物硫酸钠溶液中析出水合二氧化硅，经老化、洗涤、过滤、干燥、粉碎得到产品。

将废硫酸中分离出的聚合油进行水洗，除去大部分硫酸，再用碱溶液进行一次皂化，静止后分为轻质聚合油层和重质聚合油层，将分出的轻、重聚合油分别用碱土金属氢氧化物溶液，在温度30-70℃下过滤，得到轻质防锈剂和重质防锈剂。

该工艺具有工艺成熟、废硫酸处理彻底、利用率高等优点，但也存在产品市场需求量小、工艺路线复杂、原料硅酸钠不易得到、生产过程中产生的稀硫酸和废液无法满足直接排放标准等不足。

2、生产硫酸铵和防锈剂工艺

利用氨水与废硫酸反应生成硫酸铵溶液(含油棕色)，硫酸铵浓度以35重量％～38重量％为宜，对硫酸铵溶液进行沉降除油、脱色、脱臭处理，得到硫酸铵母液，再经过蒸发、离心、干燥后得到可用作化肥的硫酸铵产品。从硫酸铵溶液分出的聚合油经过碱液皂化、精制即可得到防锈剂产品。

利用烷基化废硫酸生产硫酸铵和防锈剂的生产工艺，具有工艺较成熟，设备选型容易等优点，但目前国内的氮肥市场已经饱和，而且由废硫酸制成的硫酸铵肥的市场竞争力受氨水影响较大，且硫酸铵含量只有27重量％，其余为难分解的硫酸根SO₄ ^2-，肥效较低，产品进入市场困难较大。同时，脱色、脱臭剂的使用寿命和再生还需进一步改进。

3、高温裂解制工业硫酸工艺

烷基化废硫酸中的硫酸在1000～1100℃的高温下裂解生成SO₂裂解气，其中的有机物同时燃烧生成CO₂，高温裂解气冷却后，经过酸洗净化，再送入转化系统，在铁触媒催化剂作用下将SO₂转化生成SO₃，再用98.3重量％的浓硫酸吸收，生产的浓硫酸产品则供烷基化装置再次使用，实现废硫酸的再生回收利用，废硫酸回收率约为90％。而有机物焚烧产生的高温尾气还可以用来生产蒸汽；与此同时，焚烧产生的尾气只需经简单吸收处理，即可达到排放指标后排入大气，达到保护环境的目的。

该工艺技术成熟、废硫酸处理较彻底，目前，已被广泛采用，但大多数废硫酸经高温裂解制硫酸工艺，在裂解步骤主要采用的是天然气燃料与空气混合燃烧来提供热能的方法，该方法天然气燃料消耗费用较大，同时，天然气和废酸中的有机物燃烧会生产大量的水，致使裂解过程产生大量的硫酸含量在2％-10％左右的稀硫酸，将严重影响废酸回收系统的水平衡，现有技术是将过量的稀硫酸中和处理后排放污水池，造成污水处理费用和排污量显著增加，造成在解决废酸污染问题的同时又带来了废水污染的问题，因此并没有从根本上解决。另外，因引入大量空气来支撑天然气和废酸中的有机物燃烧，致使裂解气中SO₂气体浓度被稀释，在转化步骤中放热量低，为了维持反应转化率，需采用电热炉加热，致使装置能耗增加。

发明内容

本发明为了解决现有的工业废硫酸处理过程中，尤其是采用高温裂解处理烷基化废硫酸来制备工业硫酸的过程中，会产生大量稀硫酸，造成污水处理量和排放量大幅增加，并且废硫酸回收率低的问题，目的在于提供一种废硫酸的处理方法，特别是处理烷基化油制备过程中产生的废硫酸的方法。该方法不会产生大量稀硫酸，能够大幅降低含酸污水处理量和排放量，且废硫酸回收率高。

为了实现上述目的，本发明提供一种废硫酸的处理方法，该方法包括：

a、裂解步骤：使所述废硫酸在裂解炉内裂解，其中，该裂解所需的热量由硫磺与含氧气体在该裂解炉内燃烧而提供；

b、净化干燥步骤：将步骤a得到的裂解炉炉气降温后，用硫酸洗涤并干燥，得到降低了水含量的含SO₂净化气；

c、转化步骤：将步骤b得到的含SO₂净化气中的SO₂氧化为SO₃；

d、吸收步骤：将步骤c得到的SO₃用浓度为98.0～98.3重量％的硫酸吸收，得到浓度为98.3～98.6重量％的硫酸，再将得到的浓度为98.3～98.6重量％的硫酸稀释成浓度为98.0～98.3重量％的硫酸。

优选地，所述废硫酸含有87重量％～90重量％的H₂SO₄，所述含氧气体为空气。

优选地，所述硫磺与所述废硫酸的重量比为(1.5-2.0)：1。

优选地，在所述裂解步骤中，预先将硫磺加热到140℃～180℃、并将含氧气体加热到190℃～210℃后，通入到所述裂解炉中。

优选地，步骤a中所述裂解在1000℃～1200℃的温度和-100Pa～-500Pa的压力下进行。

优选地，在所述净化干燥步骤中，所述将步骤a得到的裂解炉炉气降温包括使用余热锅炉移热和/或与进入裂解炉之前的所述含氧气体的热交换移热。

优选地，所得到的所述降低了水含量的含SO₂净化气的水分含量为小于0.1g/m³。

优选地，在所述净化干燥步骤中，所述用硫酸洗涤并干燥包括先用浓度为2-10重量％的硫酸洗涤，再用浓度为92-95重量％的硫酸干燥。

优选地，使所述净化干燥步骤中经过所述洗涤后得到的硫酸流入到洗涤酸槽(14)，使所述经过所述干燥后的硫酸流入到干燥酸槽(15)中，将该洗涤酸槽(14)和干燥酸槽(15)中的硫酸的一部分循环用于裂解炉炉气的洗涤和干燥，另一部分串用于所述吸收步骤中所述浓度为98.3～98.6重量％的硫酸的稀释，并将稀释后得到的浓度为98.0～98.3重量％的硫酸按照与用于所述浓度为98.3～98.6重量％的硫酸的稀释的硫酸重量相等的量补充到所述洗涤酸槽(14)和干燥酸槽(15)中。

优选地，所述吸收步骤中所述浓度为98.3～98.6重量％的硫酸的稀释所需要的水一部分来自于从所述洗涤酸槽(14)和干燥酸槽(15)串用的硫酸，另一部分来自于补充水。

本发明人通过反复深入研究，意外地发现，在现有的采用高温裂解处理烷基化废硫酸来制备工业硫酸的过程中，之所以产生大量的稀硫酸，是由于使用天然气为燃料时，天然气燃烧后会产生大量水蒸气，因而在废硫酸处理过程中产生大量稀硫酸，并最终造成污水处理量和排放量大幅增加，使得废硫酸回收率降低。本发明人基于上述意外发现，通过在废硫酸裂解步骤中，以硫磺与含氧气体在裂解炉内燃烧提供的热量使废硫酸中的硫酸裂解，从而避免了水蒸气的产生，进而避免了大量稀硫酸的产生，大大降低了含酸污水的处理量和排放量，从而大大提高了废硫酸的回收率。另外，由于硫磺燃烧后产生二氧化硫，使得裂解炉炉气中的二氧化硫含量升高，进而能够提高浓硫酸的产率。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1是用于说明本发明的废硫酸的处理方法的流程图。

附图标记说明

1裂解炉、2余热锅炉、3空气预热器、4动力波洗涤器、5脱吸塔、6填料器、7电除雾器、8转化器、9干燥器、10第一吸收塔、11第二吸收塔、12省煤器、13尾气吸收塔、14洗涤酸槽、15干燥酸槽、16、一吸循环槽、17二吸循环槽、18～20泵、21鼓风机

具体实施方式

以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

根据本发明的废硫酸的处理方法，该方法包括：

本发明中通过在裂解步骤中，以硫磺与含氧气体在裂解炉内燃烧提供的热量使废硫酸中的硫酸裂解，与现有技术中使用天然气作为燃料，燃烧后会产生水和二氧化碳的情况相比，硫磺燃烧后生成二氧化硫，不会产生水，从而避免了燃料燃烧而引入水蒸气，进而避免了大量稀硫酸的产生，大大降低了含酸污水的处理量和排放量，从而大大提高了废硫酸的回收率。另外，由于硫磺燃烧后产生二氧化硫，使得裂解炉炉气中的二氧化硫含量升高，进而能够提高浓硫酸的产率。

根据本发明的废硫酸的处理方法，其中，所述废硫酸可以为工业上所产生的各种工业废硫酸，例如，可以为烷基化油制备过程中产生的废硫酸，优选所述废硫酸含有87～90重量％的硫酸。该废硫酸中还会含有烷基化油生产过程中所残留的物质，通常主要含有硫酸酯及烃类聚合物等物质。所述含氧气体只要能够满足硫磺燃烧就没有特别的要求，例如可以是空气、氧气等气体。

根据本发明的废硫酸的处理方法，其中，为了保证硫磺与含氧气体在裂解炉内燃烧所提供的热量使废硫酸中的硫酸充分裂解，优选所使用的硫磺与废硫酸的重量比为(1.5-2.0)：1。

根据本发明的废硫酸的处理方法，其中，优选在所述裂解步骤中，预先将硫磺加热到140℃～180℃、并将含氧气体加热到190℃～210℃后通入到所述裂解炉中。在废硫酸裂解过程中，为了便于将硫磺加入到裂解炉内以及便于使硫磺燃烧，可以将硫磺和含氧气体预先加热，使硫磺熔化为液态，再通入到所述裂解炉中。将硫磺加热到上述温度范围内，能够保证液体硫磺的粘度，确保液体硫磺的流动性。

根据本发明的废硫酸的处理方法，其中，步骤a中所述裂解通常可以在800～1500℃的温度下进行，优选步骤a中所述裂解在1000℃～1200℃的温度和-100Pa～-500Pa的压力下进行。通过在上述条件下使废硫酸裂解，能够保证废硫酸中的硫酸充分裂解成水蒸气和SO₂。

根据本发明的废硫酸的处理方法，在优选的情况下，所述将步骤a得到的裂解炉炉气降温可以通过换热的方式进行降温，例如可以使用余热锅炉移热和/或与进入裂解炉之前的所述含氧气体的热交换移热。通过换热，一方面可以将步骤a得到的裂解炉炉气降温，另一方面可以将热量回收，进行再次利用，由此，可以充分将裂解炉炉气的热量回收利用。

根据本发明的废硫酸的处理方法，其中，在净化干燥步骤中，在将步骤a得到的裂解炉炉气降温后，可以通过用硫酸洗涤并干燥，来降低裂解炉气中的水含量，得到降低了水含量的含SO₂净化气。通过使用用硫酸洗涤并干燥一方面能够将裂解炉炉气中的杂质除去，另一方面能够使裂解炉炉气中的水含量降低。在优选的情况下，所得到的所述降低了水含量的含SO₂净化气的水分含量为小于0.1g/m³。在优选的情况下，所述用硫酸洗涤并干燥可以包括先用浓度为2-10重量％的硫酸洗涤，再用浓度为92-95重量％的硫酸干燥。

根据本发明的废硫酸的处理方法，其中，在转化步骤中，将步骤b得到的含SO₂净化气中的SO₂氧化为SO₃。将SO₂氧化为SO₃的方法可以为本领域中公知的方法，例如，可以在催化剂的存在下，将裂解气中的SO₂氧化为SO₃，使用浓硫酸将SO₃吸收。将SO₂氧化为SO₃的方法例如可以在转化器中，在催化剂如钒的存在下，采用多级氧化的方式，使SO₂被充分氧化成SO₃。

根据本发明的废硫酸的处理方法，其中，在吸收步骤中，将步骤c得到的SO₃用浓度为98.0～98.3重量％的硫酸吸收，得到浓度为98.3～98.6重量％的硫酸，再稀释成浓度为98.0～98.3重量％的硫酸，这样，获得浓度为98.0～98.3重量％的硫酸，实现了将废硫酸处理回收的目的。将得到的浓度为98.3～98.6重量％的硫酸，稀释成98.0重量％～98.3重量％的硫酸，可以使用净化干燥步骤中经过所述洗涤和所述干燥以后得到的硫酸。通过使用上述浓度范围的浓硫酸进行吸收，能够进一步提高SO₃的吸收率。

在优选的情况下，在吸收步骤中，使所述净化干燥步骤中经过所述洗涤后得到的硫酸流入到洗涤酸槽14，使所述经过所述干燥后的硫酸流入到干燥酸槽15中，将该洗涤酸槽14和干燥酸槽15中的硫酸的一部分循环用于裂解炉炉气的洗涤和干燥，另一部分串用于所述吸收步骤中所述浓度为98.3～98.6重量％的硫酸的稀释，并将稀释后得到的浓度为98.0～98.3重量％的硫酸按照与用于所述浓度为98.3～98.6重量％的硫酸的稀释的硫酸重量相等的量补充到所述洗涤酸槽14和干燥酸槽15中。通过将净化干燥步骤中用于裂解炉炉气的洗涤和干燥的洗涤酸槽14和干燥酸槽15中的硫酸串用于所述吸收步骤中所述浓度为98.3～98.6重量％的硫酸的稀释，能够实现将用于裂解炉炉气的洗涤和干燥的洗涤酸槽14和干燥酸槽15中的硫酸再次利用。同时，将稀释后得到的浓度为98.0～98.3重量％的硫酸按照与用于所述浓度为98.3～98.6重量％的硫酸的稀释的硫酸重量相等的量补充到所述洗涤酸槽14和干燥酸槽15中可以确保洗涤酸槽14和干燥酸槽15中的硫酸的浓度稳定。

根据本发明的废硫酸的处理方法，其中，所述吸收步骤中所述浓度为98.3～98.6重量％的硫酸的稀释所需要的水一部分来自于从所述洗涤酸槽14和干燥酸槽15串用的硫酸，另一部分来自于补充水。通过从述洗涤酸槽14和干燥酸槽15串用硫酸和/或补充水，能够有效地将吸收了SO₃的浓度为98.0～98.3重量％的硫酸稀释得到浓度为98.3～98.6重量％的硫酸，由此能够维持体系内硫酸浓度的稳定。

根据本发明的废硫酸的处理方法，在优选的情况下，在吸收步骤之后，可以将吸收了三氧化硫之后的尾气使用10重量％氢氧化钠溶液进行吸收处理后通过烟囱排放。通过这样处理后，最终通过烟囱排放到大气中的尾气中SO₂浓度能够被降低至50ppm以下。

实施例

以下通过列举实施例和对比例对本发明的废硫酸的处理方法进一步说明，但本发明并不限于以下所列举的实施例。

图1是用于说明本发明的废硫酸的处理方法的流程图。以下通过参照图1对实施例和对比例进行详细说明。

实施例1

a、废硫酸裂解步骤

将硫磺储罐的温度加热至150℃，使储罐中的硫磺全部熔化成液态，然后通过液硫泵将液硫燃料以2306Kg/h输送至裂解炉1内，与温度为205℃的空气8740m³/h一起喷入裂解炉1燃烧，液硫燃烧后主要生成SO₂，将废硫酸(组成如表1所示)以1250Kg/h喷入裂解炉1内，通过调节液硫和空气燃料量，控制炉内温度为1200℃，使废硫酸中的硫酸裂解生成SO₂和H₂O，裂解炉1内裂解气中的SO₂含量约为18.9体积％、出口裂解气中含氧气体含量约为3体积％，通过转化步骤主鼓风机21运行，使裂解炉1内为负压操作，使裂解炉内气压力维持在-200Pa。

从裂解炉出来的含SO₂裂解气，通过余热锅炉2和空气预热器3移热后，温度降到280℃，再进入净化干燥步骤。入炉空气经空气预热器3后，温度升至205℃。

b、净化干燥步骤

在净化干燥步骤，280℃的裂解气首先进入动力波洗涤器4，通过与喷淋的2-10重量％的稀硫酸(温度为52℃，喷淋量为200m³/h)相接触，稀硫酸中的水分被迅速蒸发，同时裂解气温度也随之降低，裂解气中大部分的灰尘等杂质被除去，经除尘后的55℃的裂解气再进入填料塔6进行硫酸洗涤(硫酸浓度为2-10重量％、温度36℃、喷淋量120m³/h)冷却，进一步除去裂解气中的水分，裂解气温度降至40℃以下后，通入电除雾器7，使裂解气中硫酸雾量在0.005g/m³以下。由动力波洗涤器4出来的稀硫酸经过稀硫酸循环泵19一部分返回净化步骤循环使用，一部分送至稀酸槽14，再由稀硫酸泵18送至吸收步骤。部分稀硫酸(2-10重量％、温度为55℃、流量3m³/h)进入脱吸塔5，向脱吸塔5内通入大量的25℃的空气，将稀硫酸中溶解的大部分SO₂带出，再与动力波洗涤器4出来的裂解气一同进入填料塔6。

经过净化后的裂解气(39℃)在干燥塔9内用93重量％硫酸(49℃)以25m³/m²·h淋洒，使裂解气中水分降低到0.1g/m³以下。

c、转化和吸收步骤

在转化步骤，控制转化器8一段进口SO₂浓度约为9.0重量％，采用ⅤⅣⅠ-ⅢⅡ“3+2”转化工艺流程，其中换热器Ⅳ和换热器Ⅴ并联操作，经过净化、干燥后的含SO₂裂解气，并联通入换热器Ⅴ、Ⅳ的壳程，再合并进入换热器I的壳程，分别与来自转化器8第五段、四段及一段出口的转化气进行换热，使换热器I壳程出口裂解气温度为425℃，然后进入转化器8第一段，在钒催化剂作用下将SO₂氧化成SO₃，并放出大量的热，一段出口的高温转化气经过换热器I的管程温度降至460℃，再进入转化器8第二段，二段出口的高温转化气经过换热器Ⅱ的管程温度降至440℃，再进入转化器8第三段继续反应，三段出口转化气进入换热器Ⅲ的管程降温至220℃左右，再经省煤器12降温至170℃后，进入第一吸收塔10进行第一次吸收，被吸收了SO₃后的气体依次进入换热器Ⅲ、Ⅱ的壳程，换热器Ⅱ壳程出口气温为425℃，再进入转化器8第四段开始第二次转化，反应后的高温转化气经过换热器Ⅳ的管程降温至425℃，再进入转化器8第五段继续反应，转化气经换热器Ⅴ的管程降温至170℃左右，然后进入第二吸收塔11进行第二次吸收。尾气经10％氢氧化钠溶液吸收处理后通过烟囱排放，第二次吸收后的尾气中SO₂浓度在50ppm以下。

经过转化生成的SO₃气体(温度为168℃)在吸收塔内用浓度为98.0～98.3重量％的硫酸(温度为53℃、喷淋量为24m³/m²·h)吸收，得到浓度为98.3～98.6重量％的硫酸，SO₃吸收率可达99.95％以上，通过使用洗涤酸槽14和干燥酸槽15中的硫酸和补充水，在将浓度为98.3～98.6重量％的硫酸稀释成浓度为98.0～98.3重量％的硫酸。剩余尾气(63℃)进入尾气吸收塔13，尾气经10％氢氧化钠溶液吸收处理后通过烟囱排放，尾气中SO₂浓度在50ppm以下。SO₂的转化率、SO₃的吸收率以及产品纯度如表3所示。

实施例2和3

除了使用表1所示成分组成的烷基化废硫酸、按照表2改变裂解条件以外，与实施例1同样地操作。SO₂的转化率和SO₃的吸收率如表3所示。

对比例1

除了在废硫酸裂解步骤中，使用天然气替代硫磺作为燃料以外，与实施例1同样地操作。SO₂的转化率和SO₃的吸收率如表3所示。另外，由于天然气燃烧后产生大量水蒸气，在净化干燥步骤中产生了大量稀硫酸。

表1

表2

表3

	SO₂转化率(％)	SO₃吸收率(％)
			实施例1	99.93	99.97％
实施例2	99.93	99.95
			实施例3	99.92	99.97
对比例1	98	99.91

含酸废水排放量测定

通过采用实施例1和对比例1的废硫酸的处理方法，分别对10500吨废硫酸进行处理，实施例1中所产生的含酸废水的量545吨，对比例1中所产生含酸废水的量4009吨。

本发明中通过使用硫磺作为燃料进行燃烧，使废硫酸中的硫酸裂解，与现有技术中使用天然气作为燃料，燃烧后会产生水和二氧化碳的情况相比，硫磺燃烧后生成二氧化硫，不会产生水，从而避免了燃料燃烧而引入水蒸气，进而避免了大量稀硫酸的产生，大大降低了含酸污水的处理量和排放量，从而大大提高了废硫酸的回收率。另外，由于硫磺燃烧后产生二氧化硫，使得裂解气中的二氧化硫含量升高，进而能够提高浓硫酸的产率。

另外，通过对系统中能量的回收利用，可以减少燃料气的用量，降低装置的运行成本。

以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims

1.一种废硫酸的处理方法，该方法包括：

2.根据权利要求1的方法，其中，所述废硫酸含有87重量％～90重量％的H₂SO₄，所述含氧气体为空气。

3.根据权利要求1的方法，其中，所述硫磺与所述废硫酸的重量比为(1.5-2.0)：1。

4.根据权利要求1的方法，其中，在所述裂解步骤中，预先将硫磺加热到140℃～180℃、并将含氧气体加热到190℃～210℃后，通入到所述裂解炉中。

5.根据权利要求1的方法，其中，步骤a中所述裂解在1000℃～1200℃的温度和-100Pa～-500Pa的压力下进行。

6.根据权利要求1的方法，其中，在所述净化干燥步骤中，所述将步骤a得到的裂解炉炉气降温包括使用余热锅炉移热和/或与进入裂解炉之前的所述含氧气体的热交换移热。

7.根据权利要求1的方法，其中，所得到的所述降低了水含量的含SO₂净化气的水分含量为小于0.1g/m³。

8.根据权利要求1的方法，其中，在所述净化干燥步骤中，所述用硫酸洗涤并干燥包括先用浓度为2-10重量％的硫酸洗涤，再用浓度为92-95重量％的硫酸干燥。

9.根据权利要求8的方法，其中，使所述净化干燥步骤中经过所述洗涤后得到的硫酸流入到洗涤酸槽(14)，使所述经过所述干燥后的硫酸流入到干燥酸槽(15)中，将该洗涤酸槽(14)和干燥酸槽(15)中的硫酸的一部分循环用于裂解炉炉气的洗涤和干燥，另一部分串用于所述吸收步骤中所述浓度为98.3～98.6重量％的硫酸的稀释，并将稀释后得到的浓度为98.0～98.3重量％的硫酸按照与用于所述浓度为98.3～98.6重量％的硫酸的稀释的硫酸重量相等的量补充到所述洗涤酸槽(14)和干燥酸槽(15)中。

10.根据权利要求9的方法，其中，所述吸收步骤中所述浓度为98.3～98.6重量％的硫酸的稀释所需要的水一部分来自于从所述洗涤酸槽(14)和干燥酸槽(15)串用的硫酸，另一部分来自于补充水。