CN114804036A - 一种生产g1-g5电子级硫酸的方法及*** - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种生产G1‑G5电子级硫酸的方法，包括：采用SO3精馏***对工业级SO3进行精馏脱杂，得到超高纯度SO3；超高纯度SO3进入SO3吸收装置，与吸收液逆流吸收或静态混合得到硫酸浓度为95～97％wt的电子级硫酸粗品；电子级硫酸粗品经过G1级过滤器得到G1级电子级硫酸，或进入精馏脱轻装置进行精馏脱轻处理脱除，得到高纯电子级硫酸；高纯电子级硫酸经过G2级或G3级过滤器得到G2级或G3级电子级硫酸，或进入精馏脱重装置进行精馏脱重处理得到超高纯电子级硫酸，采用G4级或G5级过滤器得到G4级或G5级电子级硫酸。本发明投资小、能耗低、环境污染少，能够高效率、高产品灵活性地制备电子级硫酸。

Description

一种生产G1-G5电子级硫酸的方法及***
技术领域
本发明属于电子级化学品生产行业，细化为电子级硫酸生产领域，涉及一种生产G1-G5电子级硫酸的方法及***。
背景技术
硫酸，化学式H2SO4，无水硫酸为无色油状液体。硫酸是一种最活泼的二元无机强酸。它是一种重要的工业原料，可用于肥料、***、颜料、洗涤剂、蓄电池、金属冶炼、染料等行业中。
电子级硫酸又称高纯度硫酸、超纯硫酸，属于超净高纯试剂，是一种微电子技术发展过程中不可缺少的关键基础化学试剂。电子级硫酸广泛应用于半导体、超大规模集成电路的装配和加工过程中，主要用于硅晶片的清洗与刻蚀，可有效去除晶片上的杂质颗粒、无机残留物和碳沉积物。
近年来，随着中国半导体产业的崛起，国产化率不断提升，迫切需要上下游产业链布局的完善性，对电子级硫酸的需求量呈现快速增长的态势。
电子级硫酸按照超净高纯试剂SEMI国际标准等级划分，可分为G1、G2、G3、G4、G5五个类别，其中，G1属于低档产品，G2属于中低档产品，G3属于中高档产品，G4和G5属于高档产品。
近几年，虽然国内电子级硫酸产能扩张较为迅速，但由于投产时间短，导致短期内仍存在产量不足的问题，并且现有产能多以低档及中低档、中高档的G1、G2、G3等级产能为主，而G4和G5高档产品产能较低，尤其是国内量产G5等级产品企业极少，主要依赖进口。而未来下游半导体市场对电子级硫酸产品需求标准将会不断提高，G5等级电子级硫酸市场缺口较大，产品附加值也较高，发展前景看好。
中国专利CN 103407972A提出了一种电子级硫酸的生产方法，其原料只能使用液态SO3，局限性大；采用蒸发的方法将液态SO3变为气态用于吸收反应，外购的SO3含有N2、O2、HF、SO2等轻组分，必定会随着气态SO3一起进入超纯水吸收***，从而导致生成的电子级硫酸含有SO2、N2、O2等杂质；虽然后续用压缩空气脱气，但并不能完全除去硫酸中溶解的SO2、SO3，同时会导致硫酸中溶解更多的N2、O2，导致最终的电子级硫酸产品档次较低。而且该方法需要消耗高纯压缩空气，生产成本高。
中国专利CN 112320768A提出了一种电子级硫酸的生产方法，用浓硫酸先吸收气相SO3生成发烟硫酸，再用双氧水氧化发烟硫酸中的SO2为SO3，再蒸馏出SO3气体。该过程需要消耗高纯试剂，且为保证电子级硫酸产品的纯净度，该过程用的双氧水必须也为电子级，导致生产成本高昂。且双氧水氧化过程中会生成O2，随着气态SO3一同进入下道工序溶于产品中，简单的脱气手段并不能完全脱除O2，影响最终产品档次。
发明内容
本发明的目的是提供一种生产电子级硫酸的方法，该方法投资小、能耗低、环境污染少，同时能够高效率、宽适应度、高产品灵活性的制备电子级硫酸。
本发明的目的是通过以下技术方案实现的：
一种生产G1-G5电子级硫酸的方法，包括以下步骤：
步骤(1)、精馏脱杂：采用SO3精馏***对工业级SO3进行精馏脱杂，得到纯度≥99.999％wt的超高纯度SO3；
步骤(2)、超纯水吸收：超高纯度SO3进入SO3吸收装置，与吸收液逆流吸收或静态混合得到硫酸浓度为95～97％wt的电子级硫酸粗品；
步骤(3)、电子级硫酸粗品经过G1级过滤器除去颗粒物，得到G1级电子级硫酸；
或电子级硫酸粗品进入精馏脱轻装置，进行精馏脱轻处理脱除少量轻组分杂质，得到高纯电子级硫酸；
高纯电子级硫酸经过G2级过滤器或G3级过滤器除去颗粒物，得到G2级或G3级电子级硫酸；或高纯电子级硫酸进入精馏脱重装置，进行精馏脱重处理得到超高纯电子级硫酸，采用G4级过滤器或G5级过滤器除去颗粒物，得到G4级或G5级电子级硫酸。
步骤(1)中，工业级SO3为工业级液态SO3、发烟硫酸、工业级气态SO3。工业级SO3含有N2、O2、SO2、HF等轻组分杂质，H2O、H2SO4等重组分杂质。
当工业级SO3为工业级液态SO3时，所述的精馏脱杂具体为：工业级SO3先由SO3吸收装置产生的热量预热至20～50℃，再进入一号精馏塔1，一号精馏塔1塔顶气相经过压缩机加压后送入二号精馏塔再沸器5作为热源换热，再进入二号精馏塔冷凝器6冷凝，气相送至尾气处理装置，冷凝得到的液相回流至一号精馏塔1；一号精馏塔1塔底物料泵入二号精馏塔4，一号精馏塔1塔顶气相经过压缩机加压后送入一号精馏塔再沸器2作为热源换热，再进入一号精馏塔冷凝器3冷凝，气相为超高纯度SO3，送至SO3吸收装置，冷凝得到的液相回流至二号精馏塔4。
一号精馏塔1的板数为10～40块，优选为15～30块；操作温度为30～100℃，优选为40～70℃；操作压力为0.05～0.5MPa，优选为0.1～0.3MPa；回流比为0.2～15，优选为0.5～8。
一号精馏塔1塔顶气相经压缩机加压至压力为0.4～2MPa，优选为0.6～1.5MPa。
二号精馏塔4的板数为10～50块，优选为20～35块；操作温度为20～120℃，优选为40～80℃；操作压力为0.05～0.5MPa，优选为0.1～0.3MPa；回流比为2～80，优选为5～60。
二号精馏塔4塔顶气相经过压缩机加压至压力0.5～1.5MPa，优选为0.6～1.0MPa。
当工业级SO3为工业级气态SO3或发烟硫酸时，所述的精馏脱杂具体为：由蒸发器蒸出发烟硫酸中的SO3再进入一号精馏塔1，或工业级气态SO3直接进入一号精馏塔1，一号精馏塔1塔顶气相经过压缩机加压后送入二号精馏塔再沸器5作为热源换热，再进入二号精馏塔冷凝器6冷凝，冷凝得到的液相回流至一号精馏塔1顶部，冷凝处理后的气相送至二号精馏塔4，一号精馏塔1塔底部物料为重组分外送处理；二号精馏塔4塔顶气相经过压缩机加压后送入一号精馏塔再沸器2作为热源换热，再进入一号精馏塔冷凝器3冷凝，冷凝处理后的气相送至尾气处理装置，冷凝得到的液相回流至二号精馏塔4，在二号精馏塔4下部侧线采出高纯气相SO3，或在二号精馏塔4塔釜采出高纯液相SO3；高纯气相SO3和/或高纯液相SO3送至SO3吸收装置。
一号精馏塔1板数为10～40块，优选为15～30块；操作温度为35～110℃，优选为45～75℃；操作压力为0.05～0.5MPa，优选为0.1～0.3MPa；回流比为0.1～10，优选为0.2～5。
一号精馏塔1塔顶气相经压缩机加压至压力为0.5～1.5MPa，优选为0.6～1.0MPa。
二号精馏塔4的板数为10～50块，优选为20～35块；操作温度为25～110℃，优选为50～90℃；操作压力为0.05～0.5MPa，优选为0.1～0.3MPa；回流比为1～100，优选为10～80。
二号精馏塔2塔顶气相经压缩机加压至压力为0.4～2MPa，优选为0.6～1.5MPa。
步骤(2)中，所述的吸收液为超纯水或超高纯度SO3与超纯水在SO3吸收装置中形成的硫酸溶液。
所述的超纯水为EW-Ⅰ级超纯水。
SO3吸收装置包括1～9个依次串联的SO3吸收塔，优选包括2～5个依次串联的SO3吸收塔，每个SO3吸收塔配备有冷却器，在冷却器内，由冷却水或待进入SO3精馏***的工业级液态SO3移除反应热，冷却水加热后用于***中SO3管道及设备的伴热防止SO3凝固。
每个吸收塔的操作温度为10～60℃，优选为20～50℃，操作压力为0.05～0.5MPa，优选为0.1～0.3MPa。
超高纯度SO3为气态SO3时，自SO3吸收塔底部通入气态SO3，从SO3吸收塔塔顶喷淋吸收液，气态SO3和吸收液逆流吸收生成硫酸溶液，SO3吸收塔塔釜硫酸溶液塔外循环至SO3吸收塔塔顶继续喷淋，与超高纯度SO3逆流吸收，并在塔外循环时在冷却器内与冷却水或待进入SO3精馏装置的工业级液态SO3换热移除反应热；当SO3吸收塔塔釜硫酸浓度达到95～97％wt时，采出电子级硫酸粗品。
进一步优选的，当所述的SO3吸收塔的数量至少为2个时，自首级SO3吸收塔底部连续通入气态SO3，自最末级SO3吸收塔连续通入超纯水，从SO3吸收塔塔顶喷淋超纯水或硫酸溶液，气态SO3和超纯水或硫酸溶液逆流吸收生成硫酸溶液，每个SO3吸收塔塔釜液部分塔外循环回流至SO3吸收塔并在冷却器内与冷却水或进入SO3精馏***的工业级液态SO3换热移除反应热，余下部分输送至上一级SO3吸收塔作为吸收液；当首级SO3吸收塔塔釜硫酸浓度达到95～97％wt，采出电子级硫酸粗品；自最末级SO3吸收塔塔顶排出剩余气相组分，进入尾气处理装置。
超高纯度SO3为液态SO3时，超高纯度SO3与超纯水在静态混合器28内充分混合，再经冷却器29冷却移除反应热，得到电子级硫酸粗品。
步骤(3)中，所述的精馏脱轻处理为：电子级硫酸粗品经预热后进入硫酸脱轻塔19，硫酸脱轻塔塔顶物料经冷凝后，气相进入真空***，液相自塔顶回流至硫酸脱轻塔19，自硫酸脱轻塔19测线采出高纯电子级硫酸，再经G2或G3级过滤器过滤，得到G2级或G3级电子硫酸；硫酸脱轻塔19塔釜物料与待进入硫酸脱轻塔19的电子级硫酸粗品换热，进入精馏脱重装置进行脱重处理。
优选的，所述的电子级硫酸粗品由硫酸脱轻塔塔釜物料预热至50～120℃，优选为70～100℃。
所述的硫酸脱轻塔19的板数为10～40块，优选为10～30块；塔顶操作温度为30～90℃，优选为40～70℃；塔釜操作温度为150～310℃，优选为200～260℃；操作压力为0.005～0.1MPa，优选为0.01～0.1MPa；回流比为0.1～2，优选为0.2～1。
所述的精馏脱重处理为：高纯电子级硫酸(即硫酸脱轻塔塔釜物料)经预热后进入硫酸脱重塔23，硫酸脱重塔塔顶物料经冷凝后，气相进入真空***，控制一定回流比，部分液相自塔顶回流至硫酸脱重塔，余下部分采出，经过G4或G5级过滤器得到G4级或G5级电子级硫酸，硫酸脱重塔塔釜重组分用于预热待进入硫酸脱重塔的高纯电子级硫酸。
所述的硫酸脱重塔23的板数为15～50块，优选为20～35块；塔顶操作温度为100～220℃，优选为150～190℃；塔釜操作温度为150～250℃，优选为180～220℃；操作压力为0.0001～0.1MPa，优选为0.001～0.05MPa；回流比为0.2～20，优选为0.5～15。
所述的电子级硫酸粗品中硫酸浓度为95～97％wt，金属杂质含量为0.2～0.3ppm。
所述的高纯电子级硫酸中硫酸浓度为95～97％wt，金属杂质的含量为0.1～1ppb。
所述的超高纯电子级硫酸中硫酸浓度为95～97％wt，金属杂质的含量0.01～0.1ppb。
所述的超高纯电子级硫酸中硫酸浓度为95～97％wt，金属杂质的含量为0.01～0.1ppb。
本发明的另一个目的是提供一种生产G1-G5电子级硫酸的***，包括：SO3精馏***，用于对工业级SO3进行精馏脱杂；SO3吸收装置，用于SO3与超纯水或硫酸溶液吸收反应生成电子级硫酸粗品；精馏脱轻装置、精馏脱重装置，用于电子级硫酸粗品的提纯处理；超滤装置，用于除去电子级硫酸颗粒物。
本发明所述的生产G1-G5电子级硫酸的***还包括尾气处理装置，用于对尾气进行处理。
当工业级SO3为工业级液态SO3时，所述的SO3精馏***包括一号精馏塔1、二号精馏塔4，所述的一号精馏塔1进料口与原料输送管路连接，原料输送管路与SO3吸收装置中首个SO3吸收塔的冷却器连接由SO3吸收装置产生的热量对工业级液态SO3进行预热；一号精馏塔1塔底配备有一号精馏塔再沸器2，一号精馏塔1塔底出料口与二号精馏塔4进料口连接，一号精馏塔1塔顶出气口经第一压缩机7与二号精馏塔4塔底配备的二号精馏塔再沸器5连接为二号精馏塔再沸器提供热源，二号精馏塔再沸器5与二号精馏塔冷凝器6连接，二号精馏塔冷凝器6的出气口与尾气处理装置连接将不凝气送至尾气处理装置进行处理，二号精馏塔冷凝器6的出液口与一号精馏塔1上部回流口连接；二号精馏塔4塔底设有重组分出料口，二号精馏塔4塔顶出气口经第二压缩机8与一号精馏塔再沸器2连接为一号精馏塔再沸器提供热源，一号精馏塔再沸器2与一号精馏塔冷凝器3连接，一号精馏塔冷凝器3的出液口与二号精馏塔4上部进液口连接，一号精馏塔冷凝器3的出气口与SO3吸收装置的进气口连接。
当工业级SO3为工业级气态SO3时，所述的SO3精馏***包括一号精馏塔1、二号精馏塔4，所述的一号精馏塔1进料口与原料输送管路连接，一号精馏塔1塔底配备有一号精馏塔再沸器2，一号精馏塔1塔底设有重组分出料口，一号精馏塔1塔顶出气口经第一压缩机7与二号精馏塔4塔底配备的二号精馏塔再沸器5连接为二号精馏塔再沸器提供热源，二号精馏塔再沸器5与二号精馏塔冷凝器6连接，二号精馏塔冷凝器6的出气口与二号精馏塔4的进气口连接，二号精馏塔冷凝器6的出液口与一号精馏塔1上部回流口连接；二号精馏塔4塔顶出气口经第二压缩机8与一号精馏塔再沸器2连接为一号精馏塔再沸器提供热源，一号精馏塔再沸器2与一号精馏塔冷凝器3连接，一号精馏塔冷凝器3的出液口与二号精馏塔4上部进液口连接，一号精馏塔冷凝器3的出气口与尾气处理装置连接将不凝气送至尾气处理装置进行处理；二号精馏塔4塔底出液口及侧线出气口与SO3吸收装置连接。
当工业级SO3为发烟硫酸时，在适用工业级气态SO3的SO3精馏***的上增加发烟硫酸蒸发器30，发烟硫酸蒸发器30的出气口与一号精馏塔1的进料口连接，发烟硫酸蒸发器30设有夹套，夹套的进口与精馏脱重装置中硫酸脱重塔23的塔顶出气口连接由硫酸脱重塔顶气相作为热源，夹套出口与精馏脱重装置中硫酸脱重塔顶冷凝器25连接。具体的，所述的SO3精馏***包括发烟硫酸蒸发器30、一号精馏塔1、二号精馏塔4，所述的发烟硫酸蒸发器30出气口与一号精馏塔1的进料口连接；一号精馏塔1塔底配备有一号精馏塔再沸器2，一号精馏塔1塔底设有重组分出料口，一号精馏塔1塔顶出气口经第一压缩机7与二号精馏塔4塔底配备的二号精馏塔再沸器5连接为二号精馏塔再沸器提供热源，二号精馏塔再沸器5与二号精馏塔冷凝器6连接，二号精馏塔冷凝器6的出气口与二号精馏塔4的进气口连接，二号精馏塔冷凝器6的出液口与一号精馏塔1上部回流口连接；二号精馏塔4塔顶出气口经第二压缩机8与一号精馏塔再沸器2连接为一号精馏塔再沸器提供热源，一号精馏塔再沸器2与一号精馏塔冷凝器3连接，一号精馏塔冷凝器3的出液口与二号精馏塔4上部进液口连接，一号精馏塔冷凝器3的出气口与尾气处理装置连接将不凝气送至尾气处理装置进行处理；二号精馏塔4塔底出液口及侧线出气口与SO3吸收装置连接。
所述的第一压缩机7、第二压缩机8均为热泵。
所述的精馏脱轻装置包括硫酸脱轻塔19、硫酸脱轻塔再沸器20、硫酸脱轻塔顶冷凝器21、硫酸脱轻塔回流罐22；所述的硫酸脱轻塔19的进料口经第一进料预热器16与SO3吸收装置的出料口；所述的硫酸脱轻塔19塔顶出气口与硫酸脱轻塔顶冷凝器21连接，硫酸脱轻塔顶冷凝器21的出气口经真空***与尾气处理装置连接，硫酸脱轻塔顶冷凝器21的出液口经硫酸脱轻塔回流罐22与硫酸脱轻塔19的塔顶回流口连接；所述的硫酸脱轻塔19塔底出料口与第一进料预热器16的供热介质入口连接，第一进料预热器16的供热介质出口经第二进料预热器18与所述的精馏脱重装置的进料口连接；硫酸脱轻塔19侧线采出口与G2或G3级过滤器17连接。
所述的精馏脱重装置包括硫酸脱重塔23、硫酸脱重塔再沸器24、硫酸脱重塔顶冷凝器25、硫酸脱重塔回流罐26；所述的硫酸脱重塔23的进料口经第二进料预热器与硫酸脱轻塔19的塔底出料口连接；所述的硫酸脱重塔23塔顶出气口与硫酸脱重塔顶冷凝器25连接，硫酸脱重塔顶冷凝器25的出气口与真空***连接，硫酸脱重塔顶冷凝器25的出液口与硫酸脱重塔回流罐26连接，硫酸脱重塔回流罐26的出液口分别设有与硫酸脱重塔23的塔顶回流口的连接管路和产品采出管路。
本发明具有以下有益效果：
(1)、本发明原料可以选自液相SO3、气相SO3和发烟硫酸等，来源广泛。
(2)、本发明方法具有较高的经济效益和产业价值，本发明电子级硫酸的产品等级从G1-G5灵活可调，根据实时市场情况制定相应的生产计划，保证最大经济效益。
(3)、SO3的凝固点为16.8℃，秋冬天容易凝固堵塞管路，SO3与超纯水或硫酸溶液吸收过程中放出大量反应热，本发明充分利用自身放热，用于液相SO3进料的预热及SO3相关管道及设备的伴热防止SO3凝固，无需消耗额外能耗；
SO3精馏***与硫酸精馏装置均有热耦合设计，SO3吸收装置中超纯水或硫酸溶液与高纯度气相SO3逆流吸收放出热量，用于和SO3液相进料进行耦合换热，降低装置能耗；进一步降低能耗；发烟硫酸蒸发器采用硫酸脱重塔顶气相出料做热源，同时减少热量与冷量消耗；
SO3精馏***可以采用双塔热泵精馏技术，节约装置整体能耗；也可以不考虑节能，不采用热耦合，用直接精馏也可获得相同纯度效果；
SO3精馏***采用热泵精馏设计，相比传统精馏***节约大量能耗。
附图说明
图1是以液体SO3或发烟硫酸为原料生产电子级硫酸的流程示意图。
图2是以气态SO3为原料生产电子级硫酸的流程示意图。
1-一号精馏塔，2-一号精馏塔再沸器，3-一号精馏塔冷凝器，4-二号精馏塔，5-二号精馏塔再沸器，6-二号精馏塔冷凝器，7-第一压缩机，8-第二压缩机，9-第一冷却器，10-第二冷却器，11-第三冷却器，12-第一SO3吸收塔，13-第二SO3吸收塔，14-第三SO3吸收塔，15-G1或G2级过滤器，16-第一进料预热器，17-G3或G4级过滤器，18-第二进料预热器，19-硫酸脱轻塔，20-硫酸脱轻塔再沸器，21-硫酸脱轻塔顶冷凝器，22-硫酸脱轻塔回流罐，23-硫酸脱重塔，24-硫酸脱重塔再沸器，25-硫酸脱重塔顶冷凝器，26-硫酸脱重塔回流罐，27-G5级过滤器，28-静态混合器，29-第四冷却器，30-发烟硫酸蒸发器。
具体实施方式
以下结合附图和实施例对本发明的技术方案作进一步详细说明。
实施例1
如图1所示，一种以液体SO3为原料生产电子级硫酸的***，包括：SO3精馏***，用于对工业级SO3进行精馏脱杂；SO3吸收装置，用于SO3与超纯水或硫酸溶液吸收反应生成电子级硫酸粗品；精馏脱轻装置、精馏脱重装置，用于电子级硫酸粗品的提纯处理；超滤装置，用于除去电子级硫酸颗粒物；尾气处理装置，用于对尾气进行处理。
所述的SO3精馏***包括一号精馏塔1、二号精馏塔4，所述的一号精馏塔1进料口与原料输送管路连接，一号精馏塔1塔底配备有一号精馏塔再沸器2，一号精馏塔1塔底出料口与二号精馏塔4进料口连接，一号精馏塔1塔顶出气口经第一压缩机7与二号精馏塔4塔底配备的二号精馏塔再沸器5连接为二号精馏塔再沸器提供热源，二号精馏塔再沸器5与二号精馏塔冷凝器6连接，二号精馏塔冷凝器6的出气口与尾气处理装置连接将不凝气送至尾气处理装置进行处理，二号精馏塔冷凝器6的出液口与一号精馏塔1上部回流口连接；二号精馏塔4塔底设有重组分出料口，二号精馏塔4塔顶出气口经第二压缩机8与一号精馏塔再沸器2连接为一号精馏塔再沸器提供热源，一号精馏塔再沸器2与一号精馏塔冷凝器3连接，一号精馏塔冷凝器3的出液口与二号精馏塔4上部进液口连接，一号精馏塔冷凝器3的出气口与SO3吸收装置的进气口连接将精馏脱杂得到的超高纯度SO3送至SO3吸收装置。
所述的第一压缩机7、第二压缩机8均为热泵。
SO3吸收装置包括第一SO3吸收塔12、第二SO3吸收塔13、第三SO3吸收塔14，第一SO3吸收塔12、第二SO3吸收塔13、第三SO3吸收塔14分别配备第一冷却器9、第二冷却器10、第三冷却器11，第一冷却器9与原料输送管路连接由SO3吸收装置产生的热量预热待进入SO3精馏***的工业级液态SO3；第一SO3吸收塔12的进气口与一号精馏塔冷凝器3的出气口连接，前一个SO3吸收塔的塔顶出气口与下一个SO3吸收塔的进气口连接，第三SO3吸收塔14的塔顶出气口与尾气处理装置连接；第二SO3吸收塔13、第三SO3吸收塔14的塔底出液口均分别设有两条管路，一个管路经各自配备的冷却器返回SO3吸收塔塔顶，另一条管路与前一SO3吸收塔的进液口连接，将超纯水或者硫酸溶液输入上一级SO3吸收塔作为吸收液；第一SO3吸收塔12的塔底出液口设有两条管路，一个管路经第一冷却器9返回SO3吸收塔塔顶，另一条管路经第一进料预热器16与精馏脱轻装置的硫酸脱轻塔19进料口连接；所述的第一SO3吸收塔12的塔底出液口还与G1级过滤器15连接；第二冷却器10、第三冷却器11的冷却水进口与冷却水管道连接，冷却器的冷却水出口与循环管路相连将热水用于***中SO3管道及设备(包括SO3进料缓冲罐，一号精馏塔1、二号精馏塔4，输送SO3的机泵等)的伴热防止SO3凝固。
所述的精馏脱轻装置包括硫酸脱轻塔19、硫酸脱轻塔再沸器20、硫酸脱轻塔顶冷凝器21、硫酸脱轻塔回流罐22；所述的硫酸脱轻塔19的进料口经第一进料预热器16与SO3吸收装置的第一SO3吸收塔12的塔底出液口连接；所述的硫酸脱轻塔19塔顶出气口与硫酸脱轻塔顶冷凝器21连接，硫酸脱轻塔顶冷凝器21的出气口与真空***连接，硫酸脱轻塔顶冷凝器21的出液口经硫酸脱轻塔回流罐22与硫酸脱轻塔19的塔顶回流口连接；硫酸脱轻塔19侧线采出口与G2或G3级过滤器17连接；所述的硫酸脱轻塔19塔底出料口与第一进料预热器16热侧入口连接用于预热待进入硫酸脱轻塔19的电子级硫酸粗品，第一进料预热器16的热侧出口与第二进料预热器18的冷侧入口连接，第二进料预热器18的冷侧出口与精馏脱重装置的进料口连接。
所述的精馏脱重装置包括硫酸脱重塔23、硫酸脱重塔再沸器24、硫酸脱重塔顶冷凝器25、硫酸脱重塔回流罐26；所述的硫酸脱重塔23的进料口经第二进料预热器18与硫酸脱轻塔19的塔底出料口连接；所述的硫酸脱重塔23塔顶出气口与硫酸脱重塔顶冷凝器25连接，硫酸脱重塔顶冷凝器25的出气口与真空***连接，硫酸脱重塔顶冷凝器25的出液口与硫酸脱重塔回流罐26连接，硫酸脱重塔回流罐26的出液口分别设有与硫酸脱重塔23的塔顶回流口的回流管路和产品采出管路，产品采出管路与G4或G5级过滤器27连接；所述的硫酸脱重塔23的塔底出料口与第二进料预热器18热侧入口连接用于预热待进入硫酸脱重塔23的高纯电子级硫酸。
以99.55％wt液态SO3为原料，液态SO3还含有SO2 0.2％、H2SO4 0.25％、H2O0.0001％、O2 0.0002％、N2 0.0003％、HF 0.0002％。基于本实施例***生产G1-G5电子级硫酸的方法，步骤如下：
步骤(1)、工业级SO3深度脱杂：液态SO3经过第一冷却器9由SO3吸收装置产生的热量预热至35℃，进入一号精馏塔1(塔板数为24块，操作温度为52℃，操作压力为0.15MPa，回流比为1.2)，一号精馏塔塔顶气相经热泵压缩至0.9MPa，送至二号精馏塔再沸器5作为热源，再进入二号精馏塔冷凝器6冷凝，气相送至尾气处理装置，冷凝得到的液相回流至一号精馏塔1，控制回流比为1.2；一号精馏塔1塔釜物料泵入二号精馏塔4(塔板数为25块，操作温度为61℃，操作压力为0.18MPa，回流比为10)，二号精馏塔塔顶气相经过热泵压缩至0.8MPa，送至一号精馏塔再沸器2作为热源，再进入一号精馏塔冷凝器3冷凝，气相为超高纯度SO3(纯度为99.9999％wt)，送至SO3吸收装置，冷凝得到的液相回流至二号精馏塔4。
步骤(2)、超纯水吸收：将超高纯度SO3连续输送至第一SO3吸收塔12，自第三SO3吸收塔14连续通入EW-Ⅰ级超纯水，控制每个SO3吸收塔的操作温度为40℃，操作压力为0.15MPa；SO3吸收塔塔顶喷淋超纯水或硫酸溶液，气态SO3和超纯水或硫酸溶液逆流吸收生成硫酸溶液，生成的硫酸溶液在塔釜汇集，每个SO3吸收塔塔釜液部分用泵塔外循环回流至SO3吸收塔并在冷却器内与冷却水(第二冷却器10，第三冷却器11)或进入SO3精馏***的工业级液态SO3(第一冷却器9)换热移除反应热，余下部分输送至上一级SO3吸收塔作为吸收液；检测到第一SO3吸收塔12塔釜硫酸浓度达到95.8％wt、金属杂质含量为0.1～0.3ppm，采出电子级硫酸粗品；自第三SO3吸收塔14塔顶排出剩余气相组分，进入尾气处理装置；
电子级硫酸粗品经过G1级过滤器(内部装填有孔径0.5μm的微滤膜)，将颗粒物(粒径≤1μm)个数降低至19个/mL，得到G1电子级硫酸；
步骤(3)、硫酸脱轻：来自第一SO3吸收塔12的电子级硫酸粗品由硫酸脱轻塔塔底出料口采出的高纯电子级硫酸预热至80℃，送入硫酸脱轻塔19(塔板数30块，塔顶操作温度65℃，塔釜操作温度235℃，操作压力0.05MPa，回流比为0.5)，塔顶气相经冷凝后，气相接真空***后送至尾气处理装置，液相自塔顶回流至硫酸脱轻塔19，在硫酸脱轻塔第24块板处测线采出高纯电子级硫酸(硫酸浓度96.2％wt，金属杂质含量≤10ppb)，经G2级过滤器(内部装填有孔径0.1μm的微滤膜和0.5nm的纳滤膜)过滤，将颗粒物(粒径≤0.5μm)个数降低至13个/mL，得到G2电子级硫酸；或在硫酸脱轻塔第6块板处侧线采出高纯电子级硫酸(硫酸浓度为95.9％wt，金属杂质含量≤1ppb)，经过G3级过滤器(内部装填有孔径0.5nm的纳滤膜和0.2nm的纳滤膜)，将颗粒物(粒径≤0.5μm)个数降低至3个/mL，得到G3电子级硫酸；
步骤(4)、高纯硫酸脱重：硫酸脱轻塔19塔釜物料由硫酸脱重塔23塔釜重组分预热后打入硫酸脱重塔23(塔板数25块，塔顶操作温度180℃，塔釜操作温度211℃，操作压力0.002MPa)，硫酸脱重塔塔顶物料经冷凝后，气相接真空***后送至尾气处理装置，控制回流比为1.5，液相为硫酸浓度为96.7％wt、金属杂质含量≤0.1ppb的超高纯硫酸；控制回流比10，液相为硫酸浓度为96.9％、金属杂质含量≤0.01ppb的超高纯硫酸；塔釜为含重组分(主要是金属杂质)的硫酸，用于预热待进入硫酸脱重塔的硫酸脱轻塔塔釜物料；
硫酸脱重塔23塔顶采出金属杂质含量≤0.1ppb的96.7％wt超高纯硫酸，经过G4级微滤装置(内部装填有孔径0.5nm的纳滤膜和0.2nm的纳滤膜)，颗粒物粒径指标控制为≤0.2μm，得到G4电子级硫酸；控制更高的回流比，脱重塔顶采出金属杂质含量≤0.01ppb的96.9％wt超高纯硫酸，经过G5级超滤装置(内部装填有孔径0.2nm的纳滤膜)，得到G5电子级硫酸。
实施例2
如图2所示，一种以气态SO3为原料生产电子级硫酸的***，包括：SO3精馏***，用于对工业级SO3进行精馏脱杂；SO3吸收装置，用于SO3与超纯水或硫酸溶液吸收反应生成电子级硫酸粗品；精馏脱轻装置、精馏脱重装置，用于电子级硫酸粗品的提纯处理；超滤装置，用于除去电子级硫酸颗粒物；尾气处理装置，用于对尾气进行处理。
所述的SO3精馏***包括一号精馏塔1、二号精馏塔4，所述的一号精馏塔1进料口与原料输送管路连接，一号精馏塔1塔底配备有一号精馏塔再沸器2，一号精馏塔1塔底设有重组分出料口，一号精馏塔1塔顶出气口经第一压缩机7与二号精馏塔4塔底配备的二号精馏塔再沸器5连接为二号精馏塔再沸器提供热源，二号精馏塔再沸器5与二号精馏塔冷凝器6连接，二号精馏塔冷凝器6的出气口与二号精馏塔4的进气口连接，二号精馏塔冷凝器6的出液口与一号精馏塔1上部回流口连接；二号精馏塔4塔顶出气口经第二压缩机8与一号精馏塔再沸器2连接为一号精馏塔再沸器提供热源，一号精馏塔再沸器2与一号精馏塔冷凝器3连接，一号精馏塔冷凝器3的出液口与二号精馏塔4上部进液口连接，一号精馏塔冷凝器3的出气口与尾气处理装置连接将不凝气送至尾气处理装置进行处理；二号精馏塔4塔底出液口及侧线出气口与SO3吸收装置连接。
所述的第一压缩机7、第二压缩机8均为热泵。
SO3吸收装置包括第一SO3吸收塔12、第二SO3吸收塔13、第三SO3吸收塔14、静态混合器28，第一SO3吸收塔12、第二SO3吸收塔13、第三SO3吸收塔14分别配备第一冷却器9、第二冷却器10、第三冷却器11、第四冷却器29；第一SO3吸收塔12的进气口与二号精馏塔4侧线出气口连接，前一个SO3吸收塔的塔顶出气口与下一个SO3吸收塔的进气口连接，第三SO3吸收塔14的塔顶出气口与尾气处理装置连接；第二SO3吸收塔13、第三SO3吸收塔14的塔底出液口均分别设有两条管路，一个管路经各自配备的冷却器返回SO3吸收塔塔顶，另一条管路与前一SO3吸收塔的进液口连接，将超纯水或者硫酸溶液输入上一级SO3吸收塔作为吸收液；第一SO3吸收塔12的塔底出液口设有两条管路，一个管路经第一冷却器9返回SO3吸收塔塔顶，另一条管路与经第一进料预热器16与精馏脱轻装置的硫酸脱轻塔19进料口连接；所述的第一SO3吸收塔12的塔底出液口还与G1级过滤器15连接；所述的静态混合器28的进液口分别与二号精馏塔4塔底出液口和超纯水输送管路连接，静态混合器28的出液口经第四冷却器29与G1级过滤器15连接；4个冷却器的冷却水进口与冷却水管道连接，冷却器的冷却水出口与循环管路相连将热水用于***中SO3管道及设备的伴热防止SO3凝固。
所述的精馏脱轻装置包括硫酸脱轻塔19、硫酸脱轻塔再沸器20、硫酸脱轻塔顶冷凝器21、硫酸脱轻塔回流罐22；所述的硫酸脱轻塔19的进料口经第一进料预热器16与SO3吸收装置的第一SO3吸收塔12的塔底出液口连接；所述的硫酸脱轻塔19塔顶出气口与硫酸脱轻塔顶冷凝器21连接，硫酸脱轻塔顶冷凝器21的出气口与真空***连接，硫酸脱轻塔顶冷凝器21的出液口经硫酸脱轻塔回流罐22与硫酸脱轻塔19的塔顶回流口连接；硫酸脱轻塔19侧线采出口与G2或G3级过滤器17连接；所述的硫酸脱轻塔19塔底出料口与第一进料预热器16热侧入口连接用于预热待进入硫酸脱轻塔19的电子级硫酸粗品，第一进料预热器16的热侧出口与第二进料预热器18的冷侧入口连接，第二进料预热器18的冷侧出口与精馏脱重装置的进料口连接。
所述的精馏脱重装置包括硫酸脱重塔23、硫酸脱重塔再沸器24、硫酸脱重塔顶冷凝器25、硫酸脱重塔回流罐26；所述的硫酸脱重塔23的进料口经第二进料预热器18与硫酸脱轻塔19的塔底出料口连接；所述的硫酸脱重塔23塔顶出气口与硫酸脱重塔顶冷凝器25连接，硫酸脱重塔顶冷凝器25的出气口与真空***连接，硫酸脱重塔顶冷凝器25的出液口与硫酸脱重塔回流罐26连接，硫酸脱重塔回流罐26的出液口分别设有与硫酸脱重塔23的塔顶回流口的回流管路和产品采出管路，产品采出管路与G4或G5级过滤器27连接；所述的硫酸脱重塔23的塔底出料口与第二进料预热器18热侧入口连接用于预热待进入硫酸脱重塔23的高纯电子级硫酸。
以99.37％wt气态SO3为原料，气态SO3还含有SO2 0.48％、H2SO4 0.15％、H2O0.0002％、O2 0.00015％、N2 0.00045％、HF 0.0008％。基于本实施例***生产G1-G5电子级硫酸的方法，步骤如下：
步骤(1)、工业级SO3深度脱杂：气态SO3进入一号精馏塔1(塔板数为20块，操作温度为66℃，操作压力为0.17MPa，回流比为0.8)，一号精馏塔1塔顶气相经过热泵压缩至0.75MPa，送入二号精馏塔再沸器5作为热源换热，再进入二号精馏塔冷凝器6冷凝，冷凝得到的液相回流至一号精馏塔1顶部，冷凝处理后的气相送至二号精馏塔4(塔板数为28块，操作温度为58℃，操作压力为0.14MPa，回流比为30)；二号精馏塔4塔顶气相经过热泵压缩至0.65MPa，送至一号精馏塔再沸器2作为热源换热，再进入一号精馏塔冷凝器3冷凝，冷凝处理后的气相送至尾气处理装置，冷凝得到的液相回流至二号精馏塔4，在二号精馏塔4下部侧线采出高纯气相SO3(99.9995％wt)，高纯气相SO3送至SO3吸收装置；
步骤(2)、超纯水吸收：将高纯气相SO3连续输送至第一SO3吸收塔12，自第三SO3吸收塔14连续通入EW-Ⅰ级超纯水，控制每个SO3吸收塔的操作温度为45℃，操作压力为0.13MPa；SO3吸收塔塔顶喷淋超纯水或硫酸溶液，气态SO3和超纯水或硫酸溶液逆流吸收生成硫酸溶液，生成的硫酸溶液在塔釜汇集，每个SO3吸收塔塔釜液部分用泵塔外循环回流至SO3吸收塔并在冷却器内与冷却水(第二冷却器10，第三冷却器11)或进入SO3精馏***的工业级液态SO3(第一冷却器9)换热移除反应热，余下部分输送至上一级SO3吸收塔作为吸收液；检测到第一SO3吸收塔12塔釜硫酸浓度达到96.1％wt、金属杂质含量为0.1～0.3ppm，采出电子级硫酸粗品；自第三SO3吸收塔14塔顶排出剩余气相组分，进入尾气处理装置；
电子级硫酸粗品经过G1级过滤器(内部装填有孔径0.5μm的微滤膜)，将颗粒物(粒径≤1μm)个数降低至21个/mL，得到G1电子级硫酸；
步骤(3)、硫酸脱轻：来自第一SO3吸收塔12的电子级硫酸粗品由硫酸脱轻塔塔底出料口采出的高纯电子级硫酸预热至65℃，送入硫酸脱轻塔19(塔板数26块，塔顶操作温度67℃，塔釜操作温度245℃，操作压力0.06MPa，回流比为0.8)，塔顶气相经冷凝后，气相接真空***后送至尾气处理装置，液相自塔顶回流至硫酸脱轻塔19，在硫酸脱轻塔第20块板处测线采出高纯电子级硫酸(硫酸浓度96.4％wt，金属杂质含量≤10ppb)，经G2级过滤器(内部装填有孔径0.1μm的微滤膜和0.5nm的纳滤膜)过滤，将颗粒物(粒径≤0.5μm)个数降低至16个/mL，得到G2电子级硫酸；或在硫酸脱轻塔第6块板处侧线采出高纯电子级硫酸(硫酸浓度为96.3％wt，金属杂质含量≤1ppb)，经过G3级过滤器(内部装填有孔径0.5nm的纳滤膜和0.2nm的纳滤膜)，将颗粒物(粒径≤0.5μm)个数降低至3个/mL，得到G3电子级硫酸；
步骤(4)、高纯硫酸脱重：硫酸脱轻塔19塔釜物料由硫酸脱重塔23塔釜重组分预热后打入硫酸脱重塔23(塔板数28块，塔顶操作温度188℃，塔釜操作温度216℃，操作压力0.005MPa)，硫酸脱重塔塔顶物料经冷凝后，气相接真空***后送至尾气处理装置，控制回流比为2.2，液相为硫酸浓度为96.6％wt、金属杂质含量≤0.1ppb的超高纯硫酸；控制回流比12.5，液相为硫酸浓度为96.8％、金属杂质含量≤0.01ppb的超高纯硫酸；塔釜为含重组分(主要是金属杂质)的硫酸，用于预热待进入硫酸脱重塔的硫酸脱轻塔釜物料；
硫酸脱重塔23塔顶采出金属杂质含量≤0.1ppb的96.6％wt超高纯硫酸，经过G4级微滤装置(内部装填有孔径0.5nm的纳滤膜和0.2nm的纳滤膜)，颗粒物粒径指标控制为≤0.2μm，得到G4电子级硫酸；控制更高的回流比，脱重塔顶采出金属杂质含量≤0.01ppb的96.8％wt超高纯硫酸，经过G5级超滤装置(内部装填有孔径0.2nm的纳滤膜)，得到G5电子级硫酸。
实施例3
以99.12％wt气态SO3为原料，气态SO3还含有SO2 0.55％、H2SO4 0.33％、H2O0.0004％、O2 0.0003％、N2 0.0007％、HF 0.0012％。基于实施例2***生产G1-G5电子级硫酸的方法，步骤如下：
步骤(1)、工业级SO3深度脱杂：气态SO3进入一号精馏塔1(塔板数为22块，操作温度为73℃，操作压力0.175MPa，回流比为2)，一号精馏塔1塔顶气相经过热泵压缩至1.1MPa，送入二号精馏塔再沸器5作为热源换热，再进入二号精馏塔冷凝器6冷凝，冷凝得到的液相回流至一号精馏塔1顶部，冷凝处理后的气相送至二号精馏塔4(塔板数为24块，操作温度为65℃，操作压力为0.16MPa，回流比为30)；二号精馏塔4塔顶气相经过热泵压缩至0.95MPa，送至一号精馏塔再沸器2作为热源换热，再进入一号精馏塔冷凝器3冷凝，冷凝处理后的气相送至尾气处理装置，冷凝得到的液相回流至二号精馏塔4，在二号精馏塔4塔釜采出高纯液相SO3(99.9999％wt)，高纯液相SO3送至SO3吸收装置。
步骤(2)、超纯水吸收：将高纯液相SO3与EW-Ⅰ级超纯水按质量比3.5:1打入静态混合器28混合反应生成电子级硫酸粗品(硫酸浓度95.3％wt，金属杂质含量0.1～0.3ppm)，再经过第四冷却器29移除反应热，控制硫酸出口温度为45℃；
电子级硫酸粗品经过G1级过滤器(内部装填有孔径0.5μm的微滤膜)，将颗粒物(粒径≤1μm)个数降低至13个/mL，得到G1电子级硫酸；
步骤(3)、粗品硫酸脱轻：来自第一SO3吸收塔12的电子级硫酸粗品由硫酸脱轻塔塔底出料口采出的高纯电子级硫酸预热至77℃，送入硫酸脱轻塔19(塔板数30块，塔顶操作温度68℃，塔釜操作温度255℃，操作压力0.075MPa，回流比为0.5)，塔顶气相经冷凝后，气相接真空***后送至尾气处理装置，液相自塔顶回流至硫酸脱轻塔19，在硫酸脱轻塔第25块板处测线采出高纯电子级硫酸(硫酸浓度95.7％wt，金属杂质含量≤10ppb)，经G2级过滤器(内部装填有孔径0.1μm的微滤膜和0.5nm的纳滤膜)过滤，将颗粒物(粒径≤0.5μm)个数降低至11个/mL，得到G2电子级硫酸；或在硫酸脱轻塔第5块板处侧线采出高纯电子级硫酸(硫酸浓度为96.0％wt，金属杂质含量≤1ppb)，经过G3级过滤器(内部装填有孔径0.5nm的纳滤膜和0.2nm的纳滤膜)，将颗粒物(粒径≤0.5μm)个数降低至1个/mL，得到G3电子级硫酸；
步骤(4)、高纯硫酸脱重：硫酸脱轻塔19塔釜物料由硫酸脱重塔23塔釜重组分预热后打入硫酸脱重塔23(塔板数24块，塔顶操作温度185℃，塔釜操作温度213℃，操作压力0.004MPa)，硫酸脱重塔塔顶物料经冷凝后，气相接真空***后送至尾气处理装置，控制回流比为3.5，液相为硫酸浓度为96.3％wt、金属杂质含量≤0.1ppb的超高纯硫酸；控制回流比14，液相为硫酸浓度为96.6％、金属杂质含量≤0.01ppb的超高纯硫酸；塔釜为含重组分(主要是金属杂质)的硫酸，用于预热待进入硫酸脱重塔的硫酸脱轻塔塔釜物料；
硫酸脱重塔23塔顶采出金属杂质含量≤0.1ppb的96.3％wt超高纯硫酸，经过G4级微滤装置(内部装填有孔径0.5nm的纳滤膜和0.2nm的纳滤膜)，颗粒物粒径指标控制为≤0.2μm，得到G4电子级硫酸；控制更高的回流比，脱重塔顶采出金属杂质含量≤0.01ppb的96.6％wt超高纯硫酸，经过G5级超滤装置(内部装填有孔径0.2nm的纳滤膜)，得到G5电子级硫酸。
实施例4
如图2所示，在实施例2基础上增加发烟硫酸蒸发器30，得到一种以发烟硫酸为原料生产电子级硫酸的***，所述的发烟硫酸蒸发器30的出气口与一号精馏塔1的进料口连接，发烟硫酸蒸发器30设有夹套，夹套的进口与精馏脱重装置中硫酸脱重塔23的塔顶出气口连接由硫酸脱重塔顶气相作为热源，夹套出口与精馏脱重装置中硫酸脱重塔顶冷凝器25连接。
以SO3浓度为20％wt发烟硫酸为原料(含有SO2 0.1％、H2O 1.79％、O2 0.003％、N20.0045％、HF 0.0005％)为原料，基于本实施例***生产G1-G5电子级硫酸的方法，步骤如下：
步骤(1)、工业级SO3深度脱杂：发烟硫酸进入发烟硫酸蒸发器30，以来自硫酸脱重塔塔顶气相物料为热源通入发烟硫酸蒸发器30夹套，蒸发出的气相SO3进入一号精馏塔1(塔板数为28块，操作温度为64℃，操作压力0.155MPa，回流比为4.5)，一号精馏塔1塔顶气相经过热泵压缩至0.9MPa，送入二号精馏塔再沸器5作为热源换热，再进入二号精馏塔冷凝器6冷凝，冷凝得到的液相回流至一号精馏塔1顶部，冷凝处理后的气相送至二号精馏塔4(塔板数为22块，操作温度为61℃，操作压力为0.145MPa，回流比为45)；二号精馏塔4塔顶气相经过热泵压缩至0.88MPa，送至一号精馏塔再沸器2作为热源换热，再进入一号精馏塔冷凝器3冷凝，冷凝处理后的气相送至尾气处理装置，冷凝得到的液相回流至二号精馏塔4，在二号精馏塔4下部采出高纯气相SO3(99.9998％wt)，高纯气相SO3送至SO3吸收装置；
步骤(2)、超纯水吸收：将超高纯度SO3连续输送至第一SO3吸收塔12，自第三SO3吸收塔14连续通入EW-Ⅰ级超纯水，控制每个SO3吸收塔的操作温度为45℃，操作压力为0.13MPa；SO3吸收塔塔顶喷淋超纯水或硫酸溶液，气态SO3和超纯水或硫酸溶液逆流吸收生成硫酸溶液，生成的硫酸溶液在塔釜汇集，每个SO3吸收塔塔釜液部分用泵塔外循环回流至SO3吸收塔并在冷却器内与冷却水(第二冷却器10，第三冷却器11)或进入SO3精馏***的工业级液态SO3(第一冷却器9)换热移除反应热，余下部分输送至上一级SO3吸收塔作为吸收液；检测到第一SO3吸收塔12塔釜硫酸浓度达到95.5％wt、金属杂质含量为0.1～0.3ppm，采出电子级硫酸粗品；自第三SO3吸收塔14塔顶排出剩余气相组分，进入尾气处理装置；
电子级硫酸粗品经过G1级过滤器(内部装填有孔径0.5μm的微滤膜)，将颗粒物(粒径≤1μm)个数降低至14个/mL，得到G1电子级硫酸；
步骤(3)、粗品硫酸脱轻：来自第一SO3吸收塔12的电子级硫酸粗品由硫酸脱轻塔塔底出料口采出的高纯电子级硫酸预热至77℃，送入硫酸脱轻塔19(塔板数24块，塔顶操作温度63℃，塔釜操作温度251℃，操作压力0.08MPa，回流比为0.7)，塔顶气相经冷凝后，气相接真空***后送至尾气处理装置，液相自塔顶回流至硫酸脱轻塔19，在硫酸脱轻塔第28块板处测线采出高纯电子级硫酸(硫酸浓度96.3％wt，金属杂质含量≤10ppb)，经G2级过滤器(内部装填有孔径0.1μm的微滤膜和0.5nm的纳滤膜)过滤，将颗粒物(粒径≤0.5μm)个数降低至18个/mL，得到G2电子级硫酸；或在硫酸脱轻塔第8块板处侧线采出高纯电子级硫酸(硫酸浓度为96.1％wt，金属杂质含量≤1ppb)，经过G3级过滤器(内部装填有孔径0.5nm的纳滤膜和0.2nm的纳滤膜)，将颗粒物(粒径≤0.5μm)个数降低至2个/mL，得到G3电子级硫酸；
步骤(4)、高纯硫酸脱重：硫酸脱轻塔19塔釜物料由硫酸脱重塔23塔釜重组分预热后打入硫酸脱重塔23(塔板数30块，塔顶操作温度181℃，塔釜操作温度203℃，操作压力0.002MPa)，硫酸脱重塔塔顶物料经冷凝后，气相接真空***后送至尾气处理装置，控制回流比为3.1，液相为硫酸浓度为96.5％wt、金属杂质含量≤0.1ppb的超高纯硫酸；控制回流比14，液相为硫酸浓度为96.7％、金属杂质含量≤0.01ppb的超高纯硫酸；塔釜为含重组分(主要是金属杂质)的硫酸，用于预热待进入硫酸脱重塔的硫酸脱轻塔釜物料；
硫酸脱重塔23塔顶采出金属杂质含量≤0.1ppb的96.5％wt超高纯硫酸，经过G4级微滤装置(内部装填有孔径0.5nm的纳滤膜和0.2nm的纳滤膜)，颗粒物粒径指标控制为≤0.2μm，得到G4电子级硫酸；控制更高的回流比，脱重塔顶采出金属杂质含量≤0.01ppb的96.7％wt超高纯硫酸，经过G5级超滤装置(内部装填有孔径0.2nm的纳滤膜)，得到G5电子级硫酸。
具体实施例仅仅是对本发明的解释，其并不是对本发明的限制，本领域技术人员在阅读完本说明书后可以根据需要对本实施例做出没有创造性贡献的修改，但只要在本发明的权利要求范围内都受到专利法的保护。

Claims (10)

1.一种生产G1-G5电子级硫酸的方法，其特征在于：包括以下步骤：
步骤(1)、精馏脱杂：采用SO3精馏***对工业级SO3进行精馏脱杂，得到纯度≥99.999％wt的超高纯度SO3；
步骤(2)、超纯水吸收：超高纯度SO3进入SO3吸收装置，与吸收液逆流吸收或静态混合得到硫酸浓度为95～97％wt的电子级硫酸粗品；
步骤(3)、电子级硫酸粗品经过G1级过滤器除去颗粒物，得到G1级电子级硫酸；
或电子级硫酸粗品进入精馏脱轻装置，进行精馏脱轻处理脱除，得到高纯电子级硫酸；
高纯电子级硫酸经过G2级过滤器或G3级过滤器除去颗粒物，得到G2级或G3级电子级硫酸；或高纯电子级硫酸进入精馏脱重装置，进行精馏脱重处理得到超高纯电子级硫酸，采用G4级过滤器或G5级过滤器除去颗粒物，得到G4级或G5级电子级硫酸。
2.根据权利要求1所述的生产G1-G5电子级硫酸的方法，其特征在于：步骤(1)中，当工业级SO3为工业级液态SO3时，所述的精馏脱杂为：工业级SO3先由SO3吸收装置产生的热量预热至20～50℃，再进入一号精馏塔，一号精馏塔塔顶气相经过压缩机加压后送入二号精馏塔再沸器换热，再由冷凝器冷凝，冷凝得到的液相回流至一号精馏塔；一号精馏塔塔底物料泵入二号精馏塔，一号精馏塔塔顶气相经过压缩机加压后送入一号精馏塔再沸器换热，再由冷凝器冷凝，气相为超高纯度SO3，送至SO3吸收装置，冷凝得到的液相回流至二号精馏塔；
一号精馏塔的板数为10～40块，优选为15～30块；操作温度为30～100℃，优选为40～70℃；操作压力为0.05～0.5MPa，优选为0.1～0.3MPa；回流比为0.2～15，优选为0.5～8；
一号精馏塔塔顶气相加压至压力为0.4～1.5MPa，优选为0.6～1.0MPa；
二号精馏塔的板数为10～50块，优选为20～35块；操作温度为20～120℃，优选为40～80℃；操作压力为0.05～0.5MPa，优选为0.1～0.3MPa；回流比为2～80，优选为5～60。
二号精馏塔塔顶气相机加压至压力0.5～1.5MPa，优选为0.6～1.0MPa；
当工业级SO3为工业级气态SO3或发烟硫酸时，所述的精馏脱杂为：由蒸发器蒸出发烟硫酸中的SO3再进入一号精馏塔，或工业级气态SO3直接进入一号精馏塔，一号精馏塔塔顶气相经过压缩机加压后送入二号精馏塔再沸器换热，再由冷凝器冷凝，冷凝得到的液相回流至一号精馏塔顶部，冷凝处理后的气相送至二号精馏塔；二号精馏塔塔顶气相经过压缩机加压后送入一号精馏塔再沸器换热，再由冷凝器冷凝，冷凝得到的液相回流至二号精馏塔，在二号精馏塔侧线采出高纯气相SO3，或在二号精馏塔塔釜采出高纯液相SO3；高纯气相SO3和/或高纯液相SO3送至SO3吸收装置；
一号精馏塔1板数为10～40块，优选为15～30块；操作温度为35～110℃，优选为45～75℃；操作压力为0.05～0.5MPa，优选为0.1～0.3MPa；
一号精馏塔塔顶气相加压至压力为0.5～1.5MPa，优选为0.6～1.0MPa；
二号精馏塔4的板数为10～50块，优选为20～35块；操作温度为25～110℃，优选为50～90℃；操作压力为0.05～0.5MPa，优选为0.1～0.3MPa；
二号精馏塔塔顶气相加压至压力为0.4～2MPa，优选为0.6～1.5MPa。
3.根据权利要求1所述的生产G1-G5电子级硫酸的方法，其特征在于：步骤(2)中，所述的吸收液为超纯水或超高纯度SO3与超纯水在SO3吸收装置中形成的硫酸溶液。
4.根据权利要求1所述的生产G1-G5电子级硫酸的方法，其特征在于：步骤(2)中，SO3吸收装置包括1～9个、优选2～5个依次串联的SO3吸收塔，每个SO3吸收塔配备有冷却器，在冷却器内，由冷却水或待进入SO3精馏***的工业级液态SO3移除反应热；
每个吸收塔的操作温度为10～60℃，优选为20～50℃，操作压力为0.05～0.5MPa，优选为0.1～0.3MPa。
5.根据权利要求1、3或4所述的生产G1-G5电子级硫酸的方法，其特征在于：步骤(2)中，超高纯度SO3为气态SO3时，自SO3吸收塔底部通入气态SO3，从SO3吸收塔塔顶喷淋超吸收液，气态SO3和吸收液逆流吸收生成硫酸溶液，SO3吸收塔塔釜硫酸溶液塔外循环至SO3吸收塔塔顶继续喷淋，与超高纯度SO3逆流吸收，并在塔外循环时在冷却器内与冷却水或待进入SO3精馏***的工业级液态SO3换热移除反应热；当SO3吸收塔塔釜硫酸浓度达到95～97％wt，采出电子级硫酸粗品；
超高纯度SO3为液态SO3时，超高纯度SO3与超纯水在静态混合器内混合，再经冷却，得到电子级硫酸粗品。
6.根据权利要求1所述的生产G1-G5电子级硫酸的方法，其特征在于：步骤(3)中，所述的精馏脱轻处理为：电子级硫酸粗品经预热后进入硫酸脱轻塔，硫酸脱轻塔塔顶物料经冷凝后，液相自塔顶回流至硫酸脱轻塔，自硫酸脱轻塔测线采出高纯电子级硫酸，与待进入硫酸脱轻塔的电子级硫酸粗品换热，再经G2或G3级过滤器过滤，得到G2级或G3级电子硫酸；将硫酸脱轻塔塔釜物料进入精馏脱重装置进行脱重处理；
所述的硫酸脱轻塔的板数为10～40块，优选为10～30块；塔顶操作温度为30～90℃，优选为40～70℃；塔釜操作温度为150～310℃，优选为200～260℃；操作压力为0.005～0.1MPa，优选为0.01～0.1MPa；回流比为0.1～2，优选为0.2～1。
7.根据权利要求1所述的生产G1-G5电子级硫酸的方法，其特征在于：步骤(3)中，所述的精馏脱重处理为：高纯电子级硫酸经预热后进入硫酸脱重塔，硫酸脱重塔塔顶物料经冷凝后，部分液相自塔顶回流至硫酸脱重塔，余下部分采出，经过G5级过滤器得到G5级电子级硫酸，硫酸脱重塔塔釜重组分用于预热待进入硫酸脱重塔的高纯电子级硫酸；
所述的硫酸脱重塔的板数为15～50块，优选为20～35块；塔顶操作温度为100～220℃，优选为150～190℃；塔釜操作温度为150～250℃，优选为180～220℃；操作压力为0.0001～0.1MPa，优选为0.001～0.05MPa；回流比为0.2～5，优选为0.5～2。
8.一种用于生产权利要求1所述的G1-G5电子级硫酸的***，其特征在于：包括：SO3精馏***，用于对工业级SO3进行精馏脱杂；SO3吸收装置，用于SO3与超纯水或硫酸溶液吸收反应生成电子级硫酸粗品；精馏脱轻装置、精馏脱重装置，用于电子级硫酸粗品的提纯处理；超滤装置，用于除去电子级硫酸颗粒物。
9.根据权利要求8所述的G1-G5电子级硫酸的***，其特征在于：当工业级SO3为工业级液态SO3时，所述的SO3精馏***包括一号精馏塔、二号精馏塔，所述的一号精馏塔进料口与原料输送管路连接，原料输送管路与SO3吸收装置中首个SO3吸收塔的冷却器连接由SO3吸收装置产生的热量对工业级液态SO3进行预热；一号精馏塔塔底配备有一号精馏塔再沸器，一号精馏塔塔底出料口与二号精馏塔进料口连接，一号精馏塔塔顶出气口经第一压缩机与二号精馏塔塔底配备的二号精馏塔再沸器连接，二号精馏塔再沸器与二号精馏塔冷凝器连接，二号精馏塔冷凝器的出液口与一号精馏塔回流口连接；二号精馏塔塔顶出气口经第二压缩机与一号精馏塔再沸器连接，一号精馏塔再沸器与一号精馏塔冷凝器连接，一号精馏塔冷凝器的出液口与二号精馏塔进液口连接，一号精馏塔冷凝器的出气口与SO3吸收装置的进气口连接；
当工业级SO3为工业级气态SO3时，所述的SO3精馏***包括一号精馏塔、二号精馏塔，所述的一号精馏塔进料口与原料输送管路连接，一号精馏塔塔底配备有一号精馏塔再沸器，一号精馏塔塔底设有重组分出料口，一号精馏塔塔顶出气口经第一压缩机与二号精馏塔塔底配备的二号精馏塔再沸器连接，二号精馏塔再沸器与二号精馏塔冷凝器连接，二号精馏塔冷凝器的出液口与一号精馏塔上部回流口连接；二号精馏塔塔顶出气口经第二压缩机与一号精馏塔再沸器连接为一号精馏塔再沸器提供热源，一号精馏塔再沸器与一号精馏塔冷凝器连接，一号精馏塔冷凝器的出液口与二号精馏塔进液口连接；二号精馏塔塔底出液口及侧线出气口与SO3吸收装置连接；
当工业级SO3为发烟硫酸时，在适用工业级气态SO3的SO3精馏***的上增加发烟硫酸蒸发器，发烟硫酸蒸发器的出气口与一号精馏塔的进料口连接，发烟硫酸蒸发器设有夹套，夹套的进口与精馏脱重装置中硫酸脱重塔的塔顶出气口连接由硫酸脱重塔顶气相作为热源，夹套出口与精馏脱重装置中硫酸脱重塔顶冷凝器连接。
10.根据权利要求8所述的G1-G5电子级硫酸的***，其特征在于：所述的精馏脱轻装置包括硫酸脱轻塔、硫酸脱轻塔再沸器、硫酸脱轻塔顶冷凝器、硫酸脱轻塔回流罐；所述的硫酸脱轻塔的进料口经第一进料预热器与SO3吸收装置的出料口连接；所述的硫酸脱轻塔塔顶出气口与硫酸脱轻塔顶冷凝器连接，硫酸脱轻塔顶冷凝器的出气口经真空***与尾气处理装置连接，硫酸脱轻塔顶冷凝器的出液口经硫酸脱轻塔回流罐与硫酸脱轻塔的塔顶回流口连接；所述的硫酸脱轻塔塔底出料口与第一进料预热器的供热介质入口连接，第一进料预热器的供热介质出口经第二进料预热器与所述的精馏脱重装置的进料口连接；硫酸脱轻塔侧线采出口与G1或G2级过滤器连接；
所述的精馏脱重装置包括硫酸脱重塔、硫酸脱重塔再沸器、硫酸脱重塔顶冷凝器、硫酸脱重塔回流罐；所述的硫酸脱重塔的进料口经第二进料预热器与硫酸脱轻塔的塔底出料口连接；所述的硫酸脱重塔塔顶出气口与硫酸脱重塔顶冷凝器连接，硫酸脱重塔顶冷凝器的出气口与真空***连接，硫酸脱重塔顶冷凝器的出液口与硫酸脱重塔回流罐连接，硫酸脱重塔回流罐的出液口分别设有与硫酸脱重塔的塔顶回流口的连接管路和产品采出管路。
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