СПОСОБ ПЕРЕРАБОТКИ КОНЦЕНТРИРОВАННОГО СЕРНИСТОГО ГАЗА Российский патент 2001 года по МПК C01B17/765 

Изобретение относится к способу переработки концентрированного сернистого газа, включающего окисление диоксида серы, и может быть использовано в химической промышленности для получения контактным способом жидкого триоксида серы, серной кислоты, олеума.

В контактном способе газообразный поток, содержащий диоксид серы и кислород, а также балластные компоненты, в частности азот, проходит последовательно несколько слоев катализатора, расположенных в одном или нескольких контактных аппаратах. Несколько слоев катализатора применяют для достижения наиболее полного превращения диоксида серы в триоксид. Обычно используются ванадиевые, реже платиновые катализаторы. Для избежания перегрева катализатора газовый поток охлаждают между слоями с использованием теплообменной аппаратуры, располагаемой внутри или снаружи аппарата с адиабатическими слоями катализатора. Возможен прием охлаждения непосредственно слоя катализатора, что на практике не получило распространения.

Эффективность работы контактного аппарата является аддитивной величиной, определяемой работой каждого слоя контактного аппарата. Эффективность работы слоя контактной массы это прежде всего удельная производительность контактной массы слоя. Под удельной производительностью слоя понимается количество триоксида серы, полученное за время пребывания реакционного газа в слое, отнесенное к объему, который занимает контактная масса слоя. Под производительностью слоя контактной массы понимается количество триоксида серы, полученное за время пребывания реакционного газа в этом слое.

В известных способах контактного окисления диоксида серы в триоксид эффективность работы падает от слоя к слою. Неизвестны способы контактного окисления SO₂, которые обеспечивают выравнивание по слоям аппарата удельной производительности контактной массы при заданной производительности слоя контактной массы. Среди известных способов отдельно решается либо задача повышения удельной производительности контактной массы второго и последующих слоев, при этом производительность второго и последующих слоев резко падает, либо задача повышения производительности второго и последующих слоев, при этом удельная производительность контактной массы второго и последующих слоев резко падает.

Известен способ каталитического окисления SO₂ до SO₃ методом двойного контактирования, промежуточной абсорбцией из контактного газа SO₃ после третьего слоя, доокисления SO₂ на второй ступени контактирования и конечной абсорбцией SO₃ (Справочник сернокислотчика. - М.: Химия, 1971, с. 559-570 [1] ). В данном способе перерабатывается газовый поток, в котором содержание SO₂ составляет 9%, а содержание O₂ не выше 15% от общего числа молей потока. Остальной объем потока занимает азот, который, являясь балластным компонентом, отводит избыточное тепло из контактного аппарата. Пример переработки SO₂ по этому способу представлен в табл. 1.

Недостатками данного способа являются:
- снижение по сравнению с первым слоем производительности второго и последующего слоев контактной массы и, следовательно, низкая производительность в целом контактного аппарата;
- снижение удельной производительности контактной массы второго и третьего слоев;
- отсутствие возможности перерабатывать газовые потоки с концентрацией диоксида серы выше 9-12 об.%.

Известен способ получения серной кислоты путем многостадийного окисления сернистого ангидрида в серный с промежуточной абсорбцией последнего с образованием серной кислоты, делением потока газа после первой или последующих стадий окисления на два потока, один из которых подвергают промежуточной абсорбции с последующим смешением его со вторым потоком перед подачей на следующую стадию окисления (SU 346852 A, 28.07.72 [2]). Газ делят в таком соотношении, при котором теплосодержание потока после промежуточной абсорбции и теплосодержание неабсорбированного потока обеспечивают рабочую температуру последующей стадии окисления. В данном способе перерабатывается газовый поток, в котором содержание SO₂ составляет 9%, а содержание O₂ не выше 15% от общего числа молей потока. Остальной объем потока занимает азот. Пример переработки по способу [2] представлен в табл. 2.

Недостатками данного способа являются:
- снижение производительности второго и последующего слоев контактной массы и, следовательно, низкая производительность контактного аппарата, из-за необходимости поддерживать высокую степень превращения SO₂ в SO₃ в контактном аппарате;
- отсутствие возможности перерабатывать газовые потоки с концентрацией SO₂ выше 9-12 об.% из-за высоких требований к степени превращения.

Известен способ переработки концентрированного сернистого газа (Боресков Г. К. Катализ в производстве серной кислоты. - М.: Госхимиздат, 1954, с.331 [3] ), который основан на промежуточной дозировке компонентов газовой смеси по слоям. В этом способе исходный сернистый газ разделяют на два потока, разбавляют первый поток воздухом до содержания 7-8% SO₂ в нем, перерабатывают этот газ до степени окисления SO₂ в SO₃, равной 0.7, и разбавляют этим контактным газом второй поток исходного сернистого газа.

Недостатком данного способа является снижение удельной производительности контактной массы второго и последующего слоев из-за накопления SO₃ в газовом потоке от слоя к слою.

Известен способ получения серной кислоты по циклической схеме (SU 301985 A, 03.11.85 [4]). Способ включает стадии получения концентрированного сернистого газа, окисления SO₂ до SO₃, абсорбции SO₃, рециркуляции отработанных газов абсорбции, отдувку из цикла части отработанного газа, содержащего SO₂, с последующим его выделением и возвратом на переработку. Эффективность окисления SO₂ в SO₃ также падает от слоя к слою.

Ближайшими к заявляемому способу известными техническими решениями аналогичной задачи являются способ получения жидкого SO₃ по циклической схеме (US 4046866 A, 1977 [5]) и способ получения серного ангидрида по циклической схеме (US 563115 A, 10.08.77 [6]). Способы [5] и [6] основаны на получении жидкого SO₃, серной кислоты и олеума из газовых смесей с высокой концентрацией в них SO₂ и O₂ и включают следующие стадии:
- получение концентрированного SO₂ окислением серы O₂ с подачей в реакционную камеру рециклового газа для понижения температуры окисления;
- каталитическое окисление SO₂ с разбавлением контактной смеси исходной смесью с промежуточной дозировкой ее по слоям контактного аппарата и теплоотводом между слоями;
- выделение жидкого SO₃ путем его конденсации и абсорбции из контактного газа, получаемого на выходе многослойного аппарата;
- рециркуляцию отходящих газов на стадию сжигания серы;
- выведение из цикла части отработанного газа.

В способе [5] в контактный аппарат подают газовый поток, содержащий (от общего количества молей потока) 15 - 45% диоксида серы, 20 - 40% кислорода, 15 - 25% азота и 2 - 25% триоксида серы. Между слоями катализатора для понижения температуры контактного газа предусмотрено его разбавление смесью исходного и рециклового газа. За один проход через контактный аппарат достигают степени превращения SO₂ в SO₃, равной 60%. Пример окисления по данному способу представлен в табл. 3 и 4.

В способе [6] весь кислород подают на первый слой контактной массы контактного аппарата. Исходный сернистый газ распределяется между слоями и дозируется в каждый слой контактной массы. С выхода каждого слоя, кроме последнего, поток контактного газа подается на вход следующего слоя, предварительно охлаждаясь. С выхода последнего слоя контактного аппарата контактный газ направляется на стадию выделения SO₃.

Недостатками способов [5, 6] являются:
- низкая удельная производительность контактной массы из-за присутствия в реакционном газе SO₃;
- непроизводительная рециркуляция SO₃, который возвращают в печь и в контактный аппарат для понижения температуры.

Общим недостатком известных способов многостадийного окисления SO₂ в SO₃ в многослойном аппарате с неподвижными слоями контактной массы является то, что происходит снижение эффективности использования контактной массы катализатора от слоя к слою. Снижение эффективности использования контактной массы катализатора происходит либо из-за снижения производительности слоя контактной массы, либо из-за снижения удельной производительности контактной массы слоя, либо по обеим причинам.

Снижению производительности контактного аппарата от слоя к слою отвечает снижение адиабатического разогрева газа за время пребывания в слое контактной массы, что происходит из-за изменения количеств молей SO₂, O₂ и SO₃ в реакционном газе на входе в каждый слой контактной массы, а также из-за нехватки количества контактной массы в слое. В известных способах [4]-[6] повышения производительности второго и последующих слоев контактной массы добиваются распределением исходного сернистого газа по слоям контактного аппарата с одновременным применением в реакционном газе SO₃ как аккумулятора теплоты, выделяющейся в процессе окисления SO₂. Однако в этих способах резко снижается удельная производительность контактной массы от слоя к слою, что требует дополнительного объема контактной массы и увеличивает капитальные затраты.

Снижение удельной производительности контактной массы в контактном аппарате от слоя к слою происходит из-за накопления в контактном газе SO₃, а также из-за изменения отношения количества молей SO₂ к количеству молей O₂ в реакционном газе на входе каждого слоя по сравнению с реакционным газом на входе в первый слой. Это ведет к снижению скорости химической реакции и как результат к снижению удельной производительности контактной массы от слоя к слою.

Анализ известных способов с позиции производительности и удельной производительности показывает следующее:
- в способе [1] абсорбцией SO₃ из межслоевого газа с выхода третьего слоя повышается удельная производительность четвертого слоя контактной массы. В способе [2] абсорбцией SO₃ из межслоевого контактного газа повышается удельная производительность второго и третьего слоев контактной массы. Однако в способах [1] и [2] никак не решается задача повышения производительности слоя контактной массы. Поэтому общая производительность контактной массы падает от слоя к слою (табл. 1 и 2) из-за необходимости добиваться полного превращения SO₂ в SO₃.

- в способах [4-6] в результате использования концентрированного SO₂ и O₂ повышается производительность каждого слоя контактной массы, то есть решается задача повышения производительности слоя контактной массы и не решается задача увеличения удельной производительности второго и последующих слоев контактной массы. Поэтому удельная производительность контактной массы падает от слоя к слою (табл. 3 и 4).

В способах [1, 2] увеличения производительности второго и последующих слоев контактной массы можно достичь, распределяя и дозируя в эти слои исходный сернистый газ и применяя рецикл отработанного газа с отдувкой азота из отработанной смеси.

В способах [4-6] увеличения удельной производительности контактной массы можно достичь, извлекая из межслоевого контактного газа с выхода каждого слоя SO₃, а также изменяя соотношение количеств SO₂ и O₂ в реакционной смеси на входе в слой.

Еще одним недостатком известных способов [1, 2] является сложное аппаратурное оформление стадии выделения SO₃ из межслоевых потоков контактного газа. Сначала требуется охладить межслоевой контактный газ, выделить абсорбцией SO₃ и снова нагреть газ до температуры проведения реакции окисления SO₂ в слое контактной массы.

Вышеизложенное свидетельствует о несовершенстве известных технологий переработки сернистого газа в многослойном контактном аппарате.

Задачей изобретения является совершенствование технологии переработки концентрированного сернистого газа в многослойном контактном аппарате и получение следующих эффектов:
- повышение удельной производительности каждого слоя контактной массы и как следствие повышение производительности каждого слоя и всего аппарата в целом;
- повышение управляемости контактного аппарата.

Поставленная задача решается настоящим способом переработки концентрированного сернистого газа в триоксид серы по циклической схеме путем окисления диоксида серы в многослойном контактном аппарате по последовательно-параллельной схеме с распределением потоков исходного сернистого газа W и кислорода V по слоям контактного аппарата и деления потока контактного газа Z_i с выхода каждого i-го слоя при i=1, 2, ..., m, где m - количество слоев, на потоки X_i и Y_i, подаваемые: X_i - на вход следующего (i+1)-го слоя, с выхода последнего слоя поток X_m возвращают на вход первого слоя; Y_i - на стадию выделения триоксида серы и затем в рецикл, при этом состав реакционного газа, включающий содержание диоксида серы N_SO2нi, кислорода N_O2нi, триоксида серы N_SO3нi, на входе в каждый слой поддерживают, исходя из совместного выполнения следующих условий:
T_i ^к - T_i ^н + Δ1_i = T_рi - T_зi; (1)
T_зi ≤ T_i ^н < T_i ^к ≤ T_рi; (2)
τ_прi= (1+Δ2_i)•τ0сi

; (3)
0≤Δ2_i≤0,5, (4)
при этом значения величины W_i, V_i, X_i и Y_i определяют по материальному балансу слоя, по материальному балансу процесса деления потока Z_i с выхода (i-1)-го слоя и по материальному балансу процесса смешения потоков W_i и V_i согласно следующим уравнениям:
X_i-1 = Z_i-1•N_SO3нi/N_SO3кi-1; (5)
Y_i-1 = Z_i-1 - X_i-1; (6)
W_i = N_SO2нi + N_O2 ^W _i - N_SO2кi-1•X_i-1/Z_i-1; (7)
V_i = N_O2нi - N_O2 ^W _i - N_O2кi-1•X_i-1/Z_i-1, (8)
причем
W_i + V_i + X_i-1 = N_SO2нi + N_O2нi + N_SO3нi; (9)
∑W_i=W; (10)
∑V_i=V; (11)
W_i = N_SO2 ^W _i + N_O2 ^W _i; (12)
V_i = N_O2 ^V _i, (13)
где T_i ^н, T_i ^к - температура реакционного газа на входе и выходе i-го слоя катализатора, К;
T_зi, T_рi - температура соответственно зажигания и начала термического разрушения контактной массы i-го слоя, К;
Δ1_i- запас термоустойчивости контактной массы, К;
τ_прi- время пребывания реакционного газа в i-м слое контактной массы, с;
Δ2_i- безразмерный запас, учитывающий падение активности контактной массы слоя;
τ_ci- теоретическое время соприкосновения реакционного газа с поверхностью контактной массы i-го слоя, с;
τ0ci- теоретическое время соприкосновения с поверхностью контактной массы i-го слоя для объема реакционного газа без наличия триоксида серы на входе в слой и с таким же как и для τ_ci отношением количества молей диоксида серы к количеству молей кислорода, с;
X_i-1, Y_i-1 - потоки, возникшие от деления потока Z_i-1, моль/с;
Z_i-1 - поток контактного газа, покидающий (i-1)-й слой, моль/с;
N_SO2нi, N_O2нi, N_SO3нi - содержание SO₂, O₂, SO₃ в потоке газа на входе в i-й слой, моль/с;
N_SO2кi-1, N_O2кi-1, N_SO3кi-1 - содержание SO₂, O₂, SO₃ в потоке Z_i-1, моль/с;
W_i - распределяемый в i-й слой поток исходного концентрированного сернистого газа, моль/с;
N_SO2 ^W _i, N_O2 ^W _i - содержание диоксида серы и кислорода в потоке W_i, моль/с;
V_i - распределяемый в i-й слой поток кислорода, моль/с;
W, V - потоки исходного концентрированного сернистого газа и кислорода, поступающие на вход контактного аппарата, моль/с;
N_O2 ^V _i - содержание кислорода в потоке V_i, моль/с,
и отдувки из рецикла части отработанного газа, предварительно очищенного от оксидов серы, возвращаемых на переработку, на стадии окисления SO₂ используют кислород технический или технологический или кислородно-воздушную смесь, при этом:
V_i = N_O2 ^V _i + N_N2 ^V _i, (14)
где N_N2 ^V _i - содержание азота в потоке V_i, моль/с.

Отличительными признаками предлагаемого способа являются:
- последовательно-параллельная схема окисления SO₂ в SO₃ в многослойном контактном аппарате;
- проведение процесса окисления диоксида серы в триоксид в каждом слое контактного аппарата в режиме τ_прi=(1+Δ2_i)•τ0ci

;
- совместное применение приемов: распределение по слоям исходного концентрированного сернистого газа с концентрацией сернистого газа не менее 50%; распределение по слоям потока кислорода; выделение SO₃ из межслоевого контактного газа;
- смешение потока, который не подвергся выделению SO₃ после разделения межслоевого контактного газа перед подачей на следующую ступень окисления с распределенным потоком исходного сернистого газа и с распределенным потоком O₂;
- применение единой стадии выделения SO₃ для всех потоков после деления межслоевого контактного газа и для потока с последней стадии контактирования;
- деление контактного газа с выхода слоя на два потока как приема, обеспечивающего управление:
реакционной загрузкой слоев;
временем соприкосновения газа с катализатором;
количеством рециклового газа;
количеством выделяемого SO₃;
соотношением рецикла и количества выделенного SO₃.

В заявляемом способе новые признаки совершенствуют технологию переработки сернистого газа в производстве серной кислоты. Их использование обеспечивает получение следующих свойств:
- увеличение производительности контактного аппарата;
- увеличение удельной производительности контактной массы;
- интенсификацию процесса переработки SO₂ при существенном уменьшении размеров технологического оборудования;
- возможность осуществления процесса окисления при более низкой температуре газа на входе в слой контактной массы и более высокой температуре на выходе из слоя;
- выравнивание реакционной нагрузки слоев аппарата и возможность управления нагрузкой слоев в широком диапазоне;
- увеличение управляемости процесса переработки SO₂ за счет возможности инвариантного воздействия на состав и объем реакционной смеси, что обеспечивается сочетанием следующих воздействий: распределением по слоям исходного сернистого концентрированного газа, распределением по слоям кислорода, деления контактного газа с выхода каждого слоя;
- уменьшение количества ступеней выделения SO₃ до одной;
- гибкость технологии в условиях изменчивости спроса на ассортимент и количество продукции.

На основании изложенного заявляемое техническое решение соответствует критерию "новизна". Анализ известных технических решений в исследуемой области позволяет сделать вывод об отсутствии в них признаков, сходных с отличительными признаками заявляемого способа переработки концентрированного сернистого газа по циклической схеме, и признать предлагаемое техническое решение соответствующим критерию "изобретательский уровень".

В известных способах в контактном аппарате более всего отвечает условию максимальной эффективности и удельной производительности работа первого слоя контактной массы. В последующих слоях либо величина запаса Δ1_i имеет высокое значение, поэтому не выполняется условие (1), что отрицательно сказывается на производительности слоя контактной массы (см. табл. 1, 2, 4), либо величина запаса Δ2_i выходит за границы (4), повышая значение величины τ_ci. что снижает удельную производительность контактной массы слоя (см. табл. 3).

Удельная производительность Yм_i контактной массы i-го слоя равна
Yм_i = M_SO3i/Vк_i, (15)
где Vк_i - объем занимаемый контактной массой слоя, м³;
М_SO3i = N_SO3кi - N_SO3нi - производительность i-го слоя контактной массы, моль/с.

Объем, который занимает i-й слой контактной массы, определяется по следующей формуле:

где ω_i- скорость химической реакции в i-м слое, моль/(с•м³). Скорость химической реакции определяется, например, по формуле [1]

где P_SO2i, P_O2i, P_SO3i - парциальные давления SO₂, O₂, SO₃ в i-м слое, Па;
K_i, Kр_i - константы скорости [моль/(Па•с•м³)] и равновесия [Па^-0.5] реакции в i-м слое;
N_SO3нi, N_SO3кi - количество SO₃ в газовом потоке на входе и выходе i-го слоя, моль/с.

Парциальные давления компонентов в реакционном газе на входе в i-й слой связаны с мольным расходом этих компонентов следующими соотношениями:
N_SO2нi = N_нi•P_SO2нi/P_нi, (18)
N_O2нi = N_нi•P_O2нi/P_нi, (19)
N_SO3нi = N_нi•P_SO3нi/P_нi, (20)
где P_нi - давление реакционного газа на входе в i-й слой, Па;
P_SO2нi, P_O2нi, P_SO3нi - парциальное давление SO₂, O₂, SO₃ в потоке газа на входе i-го слоя, Па;
N_SO2нi, N_O2нi, N_SO3нi - содержание SO₂, O₂, SO₃ в газовом потоке на входе i-го слоя, моль/с;
N_нi - расход реакционного газа через i-й слой, моль/с.

Уравнение (16) определяет характер зависимости необходимого в слое объема контактной массы от состава реакционного газа на входе в слой. Удельная производительность и объем контактной массы слоя связаны обратно пропорциональной зависимостью (15).

На фиг. 1-3 (табл. 5) показаны зависимость необходимого объема контактной массы, удельной производительности контактной массы слоя и производительности слоя от содержания SO₃ в реакционной смеси на входе в слой, отношение количества SO₂ к количеству O₂ составляет 1:1. Расход реакционного газа на входе в слой составляет 100 моль/с.

Отсутствие SO₃ в реакционном газе на входе в слой позволяет производить окисление SO₂ при минимально необходимом объеме контактной массы, что благоприятствует величине удельной производительности. Извлечение SO₃ из межслоевого контактного газа обеспечивает увеличение удельной производительности контактной массы слоя.

На величину удельной производительности контактной массы слоя явным образом оказывает влияние производительность слоя контактной массы. По формуле (15) удельная производительность прямо пропорциональна производительности слоя. Увеличение производительности слоя благоприятно влияет на величину удельной производительности контактной массы.

Докажем, что в случае выполнения условия (1) - (2) производительность слоя контактной массы максимальна, если расход и состав реакционного газа через слой контактной массы постоянны. При постоянстве расхода и состава реакционного газа выполнение температурного режима зависит от наличия или отсутствия необходимого количества объема контактной массы, который определяется во время проектирования. Наличие необходимого объема контактной массы обеспечивает необходимое для выполнения заданного температурного режима времени соприкосновения реакционного газа с контактной массой.

Контактная масса слоя имеет определенную температуру зажигания (нижняя температурная граница проведения реакции окисления) и определенную температуру начала термического разрушения (верхняя температурная граница проведения реакции окисления). В слое контактной массы в результате окисления SO₂ в SO₃ выделяется теплота, что приводит к возрастанию температуры по высоте слоя. Теплота, которая выделяется в слое, не должна разогреть слой до температуры начала термического разрушения контактной массы. Поэтому имеется температурное ограничение на производительность слоя контактной массы и для определения возможной производительности слоя контактной массы необходимо использовать уравнение теплового баланса слоя i-го слоя
(N_SO2нi•C_SO2нi + N_O2нi•C_O2нi + N_SO3нi•C_SO3нi)•T_i ^н + M_SO3i•Qp = [(N_SO2нi - M_SO3i)•C_SO2кi + (N_O2нi - M_SO3i/2)•C_O2кi + (N_SO3нi + M_SO3i)•C_SO3кi]•T_i ^к, (21)
где Qp - тепловой эффект реакции, Дж/моль;
N_SO2нi, N_O2нi, N_SO3нi - расход SO₂, O₂, SO₃, моль/с;
C_SO2нi, C_O2нi, C_SO3нi, C_SO2кi, C_O2кi, C_SO3кi - теплоемкость SO₂, O₂, SO₃ на входе и на выходе слоя, Дж/(моль•град);
M_SO3i - производительность слоя контактной массы, моль/с;
T_i ^н, T_i ^к - температура на входе и на выходе i-го слоя, К.

Из (21) следует:
M_SO3i = N_SO3кi - N_SO3нi = [(N_SO2нi•C_SO2кi + N_O2нi•C_O2кi + N_SO3нi•C_SO3кi)•T_i ^к - (N_SO2нi•C_SO2нi + N_O2нi•C_O2нi + N_SO3нi•C_SO3нi)•T_i ^н]/[Qp + T_i ^к•(C_SO2кi + C_O2кi/2 - C_SO3кi)]. (22)
На фиг. 4 и 5 (табл. 6 и 7) построена зависимость разрешимой тепловым балансом производительности от температуры реакционного газа на выходе из слоя контактной массы. Предполагается, что температурный режим обеспечивается необходимым количеством контактной массы. Верхняя линия построена для реакционного газа с температурой на входе в слой, равной 673 К, средняя линия - 723 К, нижняя линия - 753 К. На фиг. 4 показаны графики для реакционного газа расходом 100 моль/с состава SO₂=43 об.%, O₂=57 об.%, а на фиг. 5 состава SO₂=38 об.%, O₂=52 об.%, SO₃=10 об.%. Согласно построенным зависимостям производительность адиабатического слоя тем больше, чем больше температура газа на выходе из слоя и чем меньше температура газа на входе в слой.

Температура Т_i ^н реакционного газа на входе в i-й слой не может быть ниже температуры T_зi зажигания реакционной смеси на катализаторе. Температура Т_i ^к реакционного газа на выходе из i-го слоя не может быть выше температуры T_pi начала термического разложения контактной массы. Для различных типов ванадиевых катализаторов, по сведениям [6], температура зажигания изменяется в пределах 623 - 723 К, а температура начала термического разложения в пределах 873 - 923 К.

Присутствие SO₃ в реакционном газе повышает температуру зажигания по причине возникновения химической реакцией между ванадием на поверхности катализатора и SO₃. Это отрицательно сказывается на диапазоне температурного режима (1)-(2). Присутствие O₂ в реакционном газе, наоборот, снижает температуру зажигания ванадиевой контактной массы.

На основании вышеизложенного становится очевидным, что максимальную производительность адиабатического слоя контактной массы обеспечивает такой температурный режим, при котором T_i ^к = Т_pi, а Т_i ^н = T_зi. Однако проведение окисления SO₂ в таком температурном режиме является опасным, с одной стороны, из-за возможности перегреть катализатор, а с другой стороны, подать на вход в слой контактной массы холодный газ и погасить реакцию окисления SO₂ в объеме слоя контактной массы. Температурный режим процесса окисления в адиабатическом слое контактной массы, обеспечивающий близкую к максимальной производительность слоя контактной массы и позволяющий избежать перегрева или охлаждения катализатора, определяют условием (1)-(2). Запас Δ1_i вводят для того, чтобы избежать перегрева контактной массы. Диапазон изменения Δ1_i выбирают из опыта эксплуатации конкретного типа катализатора. Каждый тип катализатора имеет свой диапазон изменения Δ1_i. Выполнение условия (1)-(2) обеспечивает максимальную производительность слоя контактной массы для реакционного газа заданного состава, а следовательно, рост удельной производительности контактной массы слоя, что является отличительным свойством данного способа.

Влияние расхода реакционного газа при построении схемы контактного окисления можно не учитывать. Это вытекает исходя из следующих соображений. Объем контактной массы Vк_i, время пребывания в i-м слое τ_прi и расход реакционного газа через слой Q_гi связаны соотношением
Vк_i= Q_гi•τ_прi. (23)
Производительность можно выразить через расход реакционного газа и парциальные давления компонентов и представить следующим образом:
M_SO3i = N_нi•[(C_SO2кi• P_SO2нi/P_нi + C_O2кi•P_O2нi/P_нi + C_SO3кi•P_SO3нi/P_нi)•T_i ^к - (C_SO2нi•P_SO2нi/P_нi + C_O2нi•P_O2нi/P_нi + C_SO3нi•P_SO3н/P_нi)•T_i ^н]/[Qр + T_i ^к•(C_SO2кi + C_O2кi/2 - C_SO3кi)]. (24)
Если подставить уравнения (23) и (24) в (15) и учесть, что мольный расход и объем ный связаны соотношением Q_гi = 0.0224•N_нi•T_i ^н/273, то расход реакционного газа через слой в (15) сокращается. Однако необходимо учесть, что при увеличении или уменьшении расхода реакционного газа через слой контактной массы необходимо увеличить или уменьшить пропорционально объем контактной массы слоя, что решается при проектировании контактного аппарата. В режиме эксплуатации контактного аппарата расход является режимным параметром процесса окисления и отличается от максимально возможного в основном в периоды пуска и останова установок, а в остальное время близок к максимальному, поэтому можно считать, что объем контактной массы соответствует расходу и не оказывает влияния на величину удельной производительности контактной массы слоя.

Выше было показано, что величине удельной производительности контактной массы слоя благоприятствует отсутствие SO₃ в реакционной смеси на входе в контактный слой. Это означает, что должно выполняться равенство τ_прi= τoci

, а значение величины запаса Δ2_i равно нулю, то есть Δ2_i = 0. Данное условие обеспечивают, извлекая из межслоевого контактного газа весь SO₃.

Выделение SO₃ из межслоевого контактного газа как в способах [1, 2] требует для каждого потока межслоевого контактного газа, из которого выделяется SO₃, свой абсорбер и свою теплообменную аппаратуру, которая необходима для того, чтобы охладить газ, а затем снова нагреть.

В предлагаемой схеме организации работы слоев контактного аппарата упрощается процесс выделения SO₃ из контактного газа с выхода каждого слоя. В предлагаемом способе SO₃ извлекают в общем блоке выделения, поэтому не требуется стадии нагревания контактного газа после стадии выделения, как например в способах [1, 2]. В результате применения общего блока выделения SO₃ производится распараллеливание слоев контактного аппарата, что является отличительным свойством данного изобретения.

Триоксид серы имеет некоторые положительные свойства. Например, SO₃ обладает по сравнению с SO₂ и O₂ большей теплоемкостью, и SO₃ замедляет скорость окисления SO₂. При окисления концентрированных сернистых смесей эти свойства играют положительную роль.

Известно, что в процессе эксплуатации контактной массы происходит снижение активности. При снижении активности контактной массы условие (1) при Δ2_i = 0 не выполняется. Диапазоном (4) учитывают изменчивость свойств контактной массы в реальных условиях эксплуатации и тем самым обеспечивают выполнение условия (1). Для новой контактной массы величина Δ2_i принимается максимальной, то есть, например, Δ2_i = 0.3. Если в процессе эксплуатации контактной массы при постоянном расходе и составе газа произошло снижение активности контактной массы и перестало выполняться условие (1), то величину Δ2_i уменьшают. Кроме того, величиной Δ2_i нейтрализуют разного рода возмущения, возникающие в процессе окисления SO₂. К таким возмущениям можно отнести колебания температуры и состава реакционной смеси, изменение расхода и другие.

Величина Δ2_i - это избыточная контактная масса. При работе на концентрированном SO₂ и O₂ избыточная контактная масса перегревается. Для того чтобы избежать перегрева контактной массы, используют присутствие SO₃ в реакционном газе на входе в слой контактной массы. С этой целью поток Z_i контактного газа с выхода предыдущего слоя делят на два потока X_i и Y_i в отношении, которое обеспечивает необходимое количество SO₃ на входе (i+1)-го слоя, поток X_i направляют в (i+1)-й слой, поток Y_i на стадию выделения SO₃. Вместо потока Y_i, направляемого на стадию выделения триоксида серы, на вход (i+1)-го слоя подают свежий поток V_i+1 кислорода и свежий поток W_i+1 концентрированного сернистого газа. Такой прием обеспечивает неполное распараллеливание слоев контактного аппарата и позволяет увеличивать или уменьшать степень распараллеливания. Контактный аппарат работает по последовательно-параллельной схеме.

Распределение потоков исходного сернистого газа и кислорода по слоям контактного аппарата с одновременным выделением SO₃ из межслоевого контактного газа выравнивает режимы работы всех слоев контактного аппарата и приближает к режиму работы первого слоя, а значит к наиболее эффективному. Распределением потоков и выделением SO₃ обеспечивают выравнивание реакционной нагрузки слоев контактного аппарата, а также выполнение условия (1)-(2). Выравнивание реакционной нагрузки слоев контактного аппарата и осуществление процесса окисления SO₂ с соблюдением условия (1)-(2) являются отличительным свойством изобретения.

Параллельно-последовательная схема позволяет нейтрализовать не только вышеперечисленные возмущения, но и возмущение, которое возникает из-за уменьшения или увеличения расхода реакционного газа через слой контактной массы, обусловленное изменением производственной программы. Изменение расхода реакционного газа через слой означает изменение величины τ_прi, что требует изменения значения величины τ0ci

при сохранении Δ2_i. На величину τ0ci воздействуют с помощью отношения SO₂:O₂ и содержания SO₃ в реакционном газе на входе в слой.

Так как значение величины Δ2_i определяет величину потока X_i-1, а величина расхода газа через i-й слой контактной массы является надежно измеряемой, объем, занимаемый контактной массой, известен, то для того чтобы рассчитать требуемый состав реакционного газа на входе в слой, необходимо задать значения величин Δ1_i и Δ2_i. Значение искомых величин N_SO2нi, N_O2нi, N_SO3нi определяют по следующей методике.

Пусть объем контактной массы i-го слоя равен Vк_i=4.9 м³. Значение величины расхода реакционного газа Q_гi на входе в i-й слой измеряется, то есть известно. Пусть Q_гi= 5.93 м³/с. Тогда время пребывания реакционного газа в слое контактной массы тоже известно:
τ_прi = Vк_i/Q_гi = 4.9/5.93 = 0.83 с. (25)
По условию (3-4) время пребывания выражается через время соприкосновения как
τ_прi= (1+Δ2_i)•τ0ci

. (26)
Принимая величину Δ2_i = 0.3, из (3) получаем значение величины времени соприкосновения для реакционного газа без SO₃ расходом Q_гi, которое равно

Таким образом, реакционный газ без SO₃ с расходом Q_гi должен соприкасаться с контактной массой меньшее время, чем он на самом деле пребывает в слое. Объем контактной массы, соответствующий времени соприкосновения τ0ci, меньше, чем действительный объем слоя контактной массы, и равен
Vк0i = Q_ri•τ0ci = 3,8 м³. (28)
Этот объем контактной массы был бы необходим для реакционного газа с расходом Q_гi, если бы в его составе не было SO₃. С другой стороны объем контактной массы можно определить по уравнению (16). Для объема Vк_i ⁰ можно записать

Нижняя граница интеграла (29) равна нулю. Верхняя граница этого интеграла определяется уравнением теплового баланса слоя
N_SO3кi = [(N_SO2нi•C_SO2кi + N_O2нi•C_O2кi + N_SO3нi•C_SO3кi)•T_i ^к - (N_SO2нi•C_SO2нi + N_O2нi•C_O2нi + N_SO3нi•C_SO3нi)•T_i ^н] /[Qр + T_i ^к•(C_SO2кi + C_O2кi/2 - C_SO3кi)] + N_SO3нi. (30)
Скорость химической реакции ω определяется по уравнению (17). Температуру реакционного газа T_i ^н на входе в слой и T_i ^к на выходе из слоя определяет условие (1-2). Изменение температуры в самом слое подчиняется закону

где N_SO2i= N_SO2 ^н _i-dN_SO3i; N_O2i=N_O2 ^н _i-dN_SO3i/2; N_SO3i=N_SO3 ^н _i+dN_SO3i. Изменение температуры в самом слое необходимо знать, чтобы определить величины констант скорости и равновесия K_i(T) и Kр_i(T), которые входят в уравнение (17).

Таким образом, в уравнении (29) неизвестными остаются P_SO2нi и P_O2нi. Используя (18-19) парциальные давления, выразим как:
P_SO2i = P_i•(N_SO2iн - dN_SO3i)/N_i; (32)
P_O2i = P_i•(N_O2iн - dN_SO3i/2)N_i. (33)
Учитывая, что
N_SO2нi = N_нi - N_SO3нi - N_O2нi, (34)
а объемный расход газа известен и связан с мольным соотношением
Q_гi = 0.0224•N_нi•T_i ^н/273. (35)
Уравнения (32-35) позволяют в (29) выразить и замерить парциальное давление SO₂ через парциальное давление O₂ с помощью уравнений (32) - (35). В уравнении (29) остается одна неизвестная величина - это N_O2нi. Одно уравнение, одна неизвестная величина - уравнение имеет решение. Уравнений (17), (29) - (35) и условия (1) - (2) достаточно, чтобы найти N_O2нi. Зная N_O2нi, по уравнению (34) находим N_SO2нi и затем находим их соотношение N_SO2нi:N_O2нi.

Сохраняя полученное соотношение SO₂:O₂ = N_SO2нi:N_O2нi, опять используя уравнения (17), (29) - (35) и условия (1) - (2), но подставляем в эти уравнения действительный объем контактной массы Vк_i=4.9 м³, и полученное выше соотношение SO₂: O₂. Теперь неизвестным является необходимое количество триоксида серы N_SO3нi. Одно уравнение - одно неизвестное. Уравнение имеет решение. Определив необходимое количество триоксида серы N_SO3нi и зная соотношение SO₂: O₂, находим действительные количества диоксида серы N_SO2нi и кислорода N_O2нi в реакционной смеси с количеством триоксида серы N_SO3нi на входе в контактный слой.

На фиг. 6 (табл. 8) показана построенная по уравнениям (17), (29) - (35) и условию (1) - (2) зависимость объема контактной массы от отношения SO₂:O₂ для реакционной смеси без SO₃. При пересечении прямой Vк_i ⁰=3.8 м³ с этой зависимостью получается искомое отношение SO₂:O₂. Зная соотношение SO₂:O₂, уже на прямой Vк_i= 4.9 м³ получаем точку, которая определяет необходимое количество триоксида серы N_SO3нi в реакционной смеси на входе в слой (фиг. 7). Если построить зависимость объема контактной массы от отношения SO₂:O₂ для реакционной смеси с найденным количеством триоксида серы N_SO3нi, то прямая Vк_i=4.9 м³ пересечется с зависимостью в данной точке (фиг. 7).

Так как в уравнении (29) имеется интегральная зависимость, в которой все переменные взаимосвязаны, то аналитическое решение системы уравнений (17), (29) - (35) получить сложно. Решение хорошо получается с использованием вычислительной техники, численными методами, используя конечно-разностную аппроксимацию.

В табл. 9 представлены результаты расчета состава реакционного газа на входе в слой контактной массы по известному расходу. Значение величины расхода реакционного газа двух крайних случаев отличается в 2 раза. Объем контактной массы слоев изменяется незначительно. Внутренний диаметр цилиндрического контактного аппарата 6 м.

Выполнение условий (1)-(4) определяет состав реакционного газа на входе в контактный слой по его расходу и благоприятствует как величине производительности слоя контактной массы, так и величине удельной производительности контактной массы слоя.

По известному составу реакционного газа на входе в i-й слой определяются величины входящих в слой потоков. Например, по уравнениям (25)-(31) и условию (1)-(4) определили, что в реакционном газе на входе в i-й слой должно присутствовать N_SO2нi моль/с SO₂, N_O2нi моль/с O₂ и N_SO3нi моль/с SO₃. Расход реакционного газа через слой можно представить как
N_нi = N_SO2нi + N_O2нi + N_SO3нi. (36)
С другой стороны, расход реакционного газа состоит из потоков, входящих в слой
N_нi = V_i + W_i + X_i-1. (37)
На вход i-го слоя подается поток V_i чистого O₂, в этом потоке содержится V_i=N_O2 ^V _i моль/с кислорода, поток W_i исходного сернистого газа, в этом потоке содержится N_SO2 ^W _i моль/с SO₂ и N_O2 ^W _i моль/с O₂ и соблюдается соотношение W_i= N_SO2 ^W _i+ N_O2 ^W _i.

На вход i-го слоя подается поток X_i-1 с выхода (i-1)-го слоя. С этим потоком на вход i-го слоя поступает необходимое количество N_SO3нi моль/с SO₃. Так же с потоком X_i-1 в слой поступает N_SO2 ^X _i= N_SO2кi-1•N_SO3нi/N_SO3кi-1 моль/с SO₂ и N_O2 ^X _i= N_O2кi-1•N_SO3нi/N_SO3кi-1 моль/с O₂.

Оставшееся количество SO₂ в i-й слой поступает с потоком W_i. Количество SO₂, поступающее с потоком W_i, найдем как N_SO2 ^W _i = N_SO2нi - N_SO2 ^X _i моль/с. С потоком W_i поступает N_O2 ^W _i = W_i - N_SO2 ^W _i моль/с кислорода.

Недостающий кислород поступает с потоком V_i в количестве N_O2 ^V _i=V_i-N_O2 ^W _i моль/с.

Так как состав потоков известен, то известны и сами величины потоков:
V_i = N_O2 ^V _i; (38)
W_i = N_SO2 ^W _i - N_O2 ^W _i; (39)
X_i-1 = N_O2 ^X _i + N_SO2 ^X _i + N_SO3нi. (40)
С помощью уравнений материального баланса вычислили входящие в контактный слой потоки.

Поток Z_i-1, покидающий (i-1)-й контактный слой, равен Z_i-1 = N_нi-1 - 0.5(N_SO3кi-1 - N_SO3нi-1), где N_SO3кi-1 определяется из уравнения

В случае использования в качестве окислителя технического или технологического кислорода или кислородно-воздушной смеси для определения значений величин потоков используют такую же методику расчетов с включением в уравнения материальных балансов величины содержания азота.

Как видно из табл. 9, небольшому различию объемов контактной массы слоев соответствуют достаточно большие возможные диапазоны изменения расхода и состава реакционного газа. Как известно, в процессе окисления SO₂ имеются колебания расхода и изменения состава реакционного газа на входе в слой, связанные как с режимами работы оборудования, так и производственным заданием (спросом на продукцию). В предлагаемом способе на изменение расхода реакционного газа на входе в слой можно реагировать изменением состава.

Например, в случае отсутствия SO₃ в реакционном газе на входе изменение состава реакционного газа от SO₂=8.26%, O₂=91.74% до SO₂=17.9%, O₂=82.1% позволяет изменять расход в 1.91 раза, а изменение состава реакционного газа от SO₂= 94.64%, O₂=5.36% до SO₂=17.9%, O₂=82.1% позволяет изменять расход в 56.5 раза. Введение небольшого количества триоксида серы на входе в слой расширяет границы возможного изменения расхода реакционного газа через слой.

Увеличивается управляемость процесса переработки SO₂ и обеспечивается гибкость технологии в условиях изменчивости спроса на ассортимент и количество продукции, что является также отличительными свойствами данного способа.

Обеспечить диапазон изменения расхода и состава реакционного газа на входе в контактный слой, представленный табл. 9, распределяя только исходный концентрированный сернистый газ, как в способах [5, 6], невозможно. Необходимо иметь возможность отдельного влияния на содержание в реакционном газе как SO₂, так и O₂. Таким образом, необходимо кислород подавать в слой отдельно от исходного сернистого газа. Добавление к этому процесса деления контактного газа с выхода предыдущего слоя позволяет инвариантно влиять на содержание и расход SO₂, O₂ и SO₃ на входе в слой.

На фиг. 8 - 10 приведены технологические схемы для реализации предлагаемого способа. Схемы включают: печь (П); блок утилизации теплоты сгорания серы (БУТ); контактный аппарат (KA); блок выделения триоксида серы (БВ) в составе теплообменника (Т), конденсатора-холодильника (К-Х), абсорбера (А); узел очистки отработанного газа (О).

В печи сжигают серу в атмосфере кислорода в присутствии рециклового газа и получают исходный концентрированный сернистый газ. Рецикловый газ необходим в печи для понижения температуры сжигания серы. Исходный концентрированный сернистый газ образует поток W реакционного газа. В случае если контактное отделение имеет отдельный от стадии сжигания серы рецикл (фиг. 8), то к потоку W добавляется рецикл контактного отделения. Поток реакционного газа W распределяют между контактными слоями аппарата. Одновременно распределяют между контактными слоями аппарата и поток V кислорода.

Путем смешения потоков сернистого газа из печи, контактного газа с выхода предыдущего слоя и потока кислорода устанавливают требуемую температуру газовой смеси на входе следующего слоя. Не исключается также возможность использовать межслоевые теплообменники.

Процесс окисления в каждом слое осуществляют в диапазоне от температуры начала реакции T_зi (температура зажигания смеси) до температуры T_рi, выше которой начинается термическое разложение катализатора. На вход каждого слоя подается реакционный газ с минимальным заданным содержанием триоксида серы в его составе. С выхода i-го слоя поток Z_i контактного газа делят на два потока X_i и Y_i. Поток Y_i, i=1, 2, ..., m, m - число слоев контактного аппарата, подают на общую для всех слоев стадию выделения SO₃.

В предлагаемом способе, сочетая распределение исходного газа и кислорода с делением контактного газа, воздействуют на состав реакционной смеси на входе слоев и на расход реакционной смеси через слои и тем самым управляют скоростью реакции окисления SO₂, производительностью и удельной производительностью слоя и контактного аппарата.

После разделения потока Z_i контактного газа с выхода каждого слоя на два потока X_i и Y_i поток X_i подают на вход следующего слоя контактного аппарата, а поток Y_i, как и контактный газ с выхода последнего слоя, направляют в конденсатор-холодильник. В конденсаторе-холодильнике из контактного газа, охлаждая его в интервале температур 17 - 44^oC, путем конденсации выделяют жидкий SO₃. С выхода конденсатора-холодильника отработанный газ направляют в линию рецикла, а жидкий SO₃ направляют в склад готовой продукции или на переработку в кислоту (олеум).

В предлагаемом способе серная кислота может быть получена из газа, отводимого из конденсатора-холодильника, так, как показано на фиг. 8. Для этого газ с выхода конденсатора-холодильника подают в абсорбер, в котором этот газ промывают концентрированной серной кислотой, что обеспечивает практически полное извлечение SO₃ из газа и одновременно исключает сернокислотный туман в рецикле. Так, при орошении абсорбера серной кислотой, в частности 98.3%-ной концентрации, пары воды в аппарате практически отсутствуют, а парциальное давление паров кислоты при 25^oC составляет 3.29 • 10^-8 МПа.

Такой прием, заключающийся в последовательной обработке контактного газа конденсацией и абсорбцией, позволяет снизить требования к составу отводимого из конденсатора-холодильника газа на наличие в нем SO₃ и тем самым смягчить регламентные требования к режимам работы конденсатора и одновременно в отличие от прототипа исключить SO₃ в рецикле.

Последовательно-параллельная схема переработки SO₂ позволяет получать в качестве готовой продукции жидкий SO₃, серную кислоту, олеум, что обеспечивает гибкость предлагаемой технологии в условиях изменчивости спроса на ассортимент и количество продукции.

Присутствие SO₃ в рецикле нецелесообразно; с одной стороны, это отрицательно влияет на экономические показатели циклической схемы, а с другой - является возмущающим воздействием на процесс окисления. Колебания концентрации SO₃ в рецикле дестабилизирует процесс переработки сернистого газа, что усложняет управление контактным аппаратом.

При использовании технического (технологического) кислорода в системе происходит накопление балластных компонентов (азот), необходима их отдувка из технологического цикла. На фиг. 10 показана схема для реализации этого приема, согласно которому часть рециклового газа отводят на стадию очистки. Здесь из газа выделяют оксиды серы, возвращают их на переработку, а очищенный газ отводят в атмосферу.

Пример осуществления предлагаемого способа.

На фиг. 9 приведена технологическая схема реализации предлагаемого примера.

В печь (П) подают: жидкую серу в количестве 39.73 моль/с, газ рецикла 189.28 моль/с, в котором содержится 37.3 об.% SO₂ и 62.7 об.% - O₂. Из печи отводят 189.28 моль/с концентрированного сернистого газа с концентрацией SO₂ 58.3 об.%, O₂ - 41.7 об.%. Печной газ охлаждают до температуры 723 К в блоке утилизации тепла стадии сжигания серы (БУТ) и распределяют по слоям контактного аппарата (КА), обеспечивая необходимое количество диоксида серы на входе в каждый слой. На первый слой подают поток W₁ печного газа в количестве 41.34 моль/с, на второй - W₂ в количестве 47.95 моль/с, на третий - W₃ в количестве 49.25 моль/с, на четвертый - W₄ в количестве 50.63 моль/с.

Поток V= 60.03 моль/с кислорода распределяют по слоям контактной массы следующим образом: на первый слой подают поток V₁=23.05 моль/с; на второй - V₂= 14.3 моль/с; на третий - V₃= 12.36 моль/с; на четвертый - V₄=10.32 моль/с.

Контактный аппарат имеет диаметр 2 м и четыре слоя контактной массы; высота первого слоя 0.17 м, второго слоя - 0.18 м, третьего слоя - 0.18 м, четвертого слоя - 0.19 м. Мольный расход реакционного газа через каждый слой составляет 100 моль/с (5.93 м³/с при температуре 723 К).

Состав реакционного газа на входе в каждый слой контактной массы и режимные параметры окисления диоксида серы в каждом слое представлены в табл. 10.

Триоксид серы в количестве 6.3 моль/с на вход первого слоя подают потоком X₄. С потоком X₄ на первый слой поступает 11.97 моль/с SO₂ и 17.34 моль/с O₂. Недостающие 24.1 моль/с SO₂, а также 17.24 моль/с O₂ подают на первый слой с потоком W₁. Недостающие 23.05 моль/с O₂ подают потоком V₁. Поток X₄ образуется путем деления покидающего четвертый слой потока Z₄=94.99 моль/с в соотношении X₄:Y₄=6.3:10.52.

С выхода первого слоя поток Z₁=95.1 моль/с делится в соотношении X₁:Y₁= 6.4: 9.70. Триоксид серы на вход второго слоя подают потоком X₁ в количестве 6.4 моль/с. С потоком X₁ поступает 10.42 моль/с SO₂ и 20.93 моль/с O₂. Недостающие 27.96 моль/с SO₂, а также 19.99 моль/с O₂ подают с потоком W₂. Недостающие 14.3 моль/с O₂ подают потоком V₂.

С выхода второго слоя поток Z₂=95.02 моль/с делится в соотношении X₂:Y₂= 6.6:9.76. Триоксид серы на вход третьего слоя подают потоком X₂ в количестве 6.6 моль/с. С потоком X₂ поступает 11.45 моль/с SO₂ и 20.34 моль/с O₂. Недостающие 28.71 моль/с SO₂, а также 20.54 моль/с O₂ подают с потоком W₃. Недостающие 12.36 моль/с O₂ подают потоком V₃.

С выхода третьего слоя поток Z₃=95.02 моль/с делится в соотношении X₃: Y₃= 6.8: 9.75. Триоксид серы на вход второго слоя подают потоком X₃ в количестве 6.8 моль/с. С потоком X₃ поступает 12.42 моль/с SO₂ и 19.83 моль/с O₂. Недостающие 29.52 моль/с SO₂, а также 21.11 моль/с O₂ подают с потоком W₄. Недостающие 10.32 моль/с O₂ подают потоком V₄.

Потоки Y_i, образующиеся после разделения потока Z_i, покидающего i-й слой, охлаждаются в теплообменнике (Т) и поступают в блок выделения SO₃ (БВ). На стадию выделения SO₃ поступают следующие газовые потоки:
После первого слоя - 15.84 моль/с SO₂, 31.8 моль/с O₂, 9.7 моль/с SO₃.

После второго слоя - 16.97 моль/с SO₂, 29.59 моль/с O₂ и 9.76 моль/с SO₃.

После третьего слоя - 17.79 моль/с SO₂, 28.43 моль/с O₂ и 9.75 моль/с SO₃.

После четвертого слоя - 19.95 моль/с SO₂, 28.91 моль/с O₂ и 10.52 моль/с SO₃.

Всего на стадию выделения SO₃ поступает газовый поток составом:
SO₃ = 39.73 моль/с, SO₂ = 70.55 моль/с, O₂ = 118.73 моль/с.

Сравним табл. 10 с табл. 4. В табл. 4 представлены результаты расчета переработки диоксида серы по последовательной схеме, как в способе [5]. Размеры слоев контактной массы в способе [5] такие же, как в примере (табл. 10). На вход первого слоя контактной массы подавали реакционный газ с расходом 100 моль/с и содержанием SO₂ = 51 моль/с, O₂ = 49 моль/с (табл. 4). Затем этот газ последовательно перерабатывали во всех слоях контактного аппарата, охлаждая между слоями контактной массы до 723 К. В первом слое контактной массы в табл. 4 удельная производительность контактной массы слоя и производительность слоя немногим ниже, чем в табл. 10. А общая производительность контактного аппарата и удельная производительность контактной массы аппарата в примере (табл. 10) выше, чем в способе [5] табл. 4, намного. Как видно из табл. 4, в контактном аппарате происходит снижение производительности и удельной производительности от слоя к слою. Начиная со второго слоя, увеличивается величина Δl_i и перестают выполняться условия (1)-(4). В способе [4] можно добиться выполнения условия (1)-(2) (см. табл. 3), что повысит производительность каждого слоя и всего контактного аппарата за счет увеличения по крайней мере в 2 раза количества контактной массы в аппарате, но условие (4)-(5) выполняться не будет. Поэтому при последовательно-параллельной схеме процесс переработки окисления диоксида серы протекает интенсивней по крайней мере в 2 раза и требует в 2 раза меньшего количества контактной массы, чем в способе [4], что обеспечивает уменьшение размеров технологического оборудования. Этот факт также является отличительным свойством последовательно-параллельной схемы.

Сравним табл. 10 с табл. 2. В табл. 2 представлены результаты расчета переработки обычных сернистых смесей по последовательной схеме, как в способе [2]. Как видно из табл. 2, в контактном аппарате происходит снижение производительности по слоям контактной массы, в то время как удельная производительность снижается несильно. Однако производительность контактного аппарата в способе [2] в 4.7 раз меньше, чем в заявляемом способе, а удельная производительность контактной массы аппарата в 7.8 раз меньше, чем в заявляемом способе, что требует в 7.8 раз большего объема контактной массы.

Результаты сравнения табл. 10 с табл. 2-4 подтверждают, что заявляемый способ имеет лучшие показатели эффективности работы, чем способы [5, 6] и чем способ [2].

Изобретение относится к способу переработки концентрированного сернистого газа, включающего окисление диоксида серы, и может быть использовано в химической промышленности для получения контактным способом жидкого триоксида серы, серной кислоты, олеума. Способ согласно изобретению осуществляют путем переработки концентрированного сернистого газа в триоксид серы по циклической схеме, включающей стадии окисления диоксида серы в контактном аппарате при распределении исходного сернистого газа между слоями контактной массы, деления контактного газа с выхода слоев на потоки, выделения триоксида серы из контактного газа и отдувки из рецикла части отработанного газа, предварительно очищенного от оксидов серы, возвращаемых на переработку. Процесс окисления диоксида серы в SO₃ в многослойном контактном аппарате осуществляют по последовательно-параллельной схеме путем распределения потоков исходного сернистого газа и кислорода по слоям контактного аппарата и деления потока контактного газа с выхода каждого слоя на два потока; процесс окисления диоксида серы в триоксид проводят в каждом слое контактного аппарата. Способ включает совместное применение приемов: а) распределение по слоям исходного концентрированного сернистого газа с концентрацией сернистого газа не менее 50%; распределение по слоям потока кислорода; выделение SO₃ из межслоевого контактного газа; б) смешение потока, который не подвергают выделению SO₃ после разделения межслоевого контактного газа перед подачей на следующую ступень окисления с распределенным потоком исходного сернистого газа и с распределенным потоком O₂; в) применение единой стадии выделения SO₃ для всех потоков после деления межслоевого контактного газа и для потока с последней стадии контактирования. Изобретение позволяет увеличить производительность контактного аппарата, увеличить удельную производительность контактной массы, интенсифицировать процесс переработки SO₂ при существенном уменьшении размеров технологического оборудования, осуществить процесс окисления при более низкой температуре газа на входе в слой контактной массы и более высокой температуре на выходе из слоя, выровнять реакционную нагрузку слоев аппарата и управлять нагрузкой слоев в широком диапазоне, уменьшить количество ступеней выделения SO₃ до одной. 1 з.п.ф-лы, 10 ил., 10 табл.

1. Способ переработки концентрированного сернистого газа в триоксид серы по циклической схеме, включающий стадии окисления диоксида серы в многослойном контактном аппарате при распределении исходного сернистого газа между слоями контактной массы, деления контактного газа с выхода слоев на потоки, выделения триоксида серы из контактного газа и отдувки из рецикла части отработанного газа, предварительно очищенного от оксидов серы, возвращаемых на переработку, отличающийся тем, что процесс окисления диоксида серы в многослойном контактном аппарате осуществляют по последовательно-параллельной схеме путем распределения потоков исходного сернистого газа W и кислорода V по слоям контактного аппарата и деления потока контактного газа Z_i с выхода каждого i-го слоя при i = 1, 2, ..., m, где m - количество слоев, на потоки X_i и Y_i, подаваемые: поток X_i - на вход следующего (i + 1)-го слоя, с выхода последнего слоя поток Х_m возвращают на вход первого слоя, поток Y_i - на стадию выделения триоксида серы, затем в рецикл, при этом состав реакционного газа, включающий содержание диоксида серы N_SO2нi, кислорода N_O2нi триоксида серы N_SO3нi, на входе в каждый i-й слой поддерживают, исходя из совместного выполнения следующих условий:
T_i ^к - T_i ^н + Δ1_i = T_рi - T_зi; (1)
T_зi ≤ T_i ^н < T_i ^к ≤ T_pi; (2)
τ_прi=(1+Δ2_i)•τ0ci

; (3)
0 ≤ Δ2_i ≤ 0,5, (4)
при этом значения W_i, V_i, X_i и Y_i определяют по материальному балансу слоя, по материальному балансу процесса деления потока Z_i с выхода (i-1)-го слоя и по материальному балансу процесса смешения потоков W_i и V_i согласно следующим уравнениям:
X_i-1 = Z_i-1•N_SO3нi/N_SO3кi-1; (5)
Y_i-1 = Z_i-1 - X_i-1; (6)
W_i = N_SO2нi + N_O2 ^W _i - N_SO2кi-1•X_i-1/Z_i-1; (7)
V_i = N_O2нi - N_O2 ^W _i - N_O2кi-1•X_i-1/Z_i-1, (8)
причем
W_i + V_i + X_i-1 = N_SO2нi + N_O2нi + N_SO3нi; (9)
∑W_i = W; (10)
∑V_i = V; (11)
W_i = N_SO2 ^W _i + N_O2 ^W _i; (12)
V_i = N_O2 ^V _i, (13)
где Т_i ^н, T_i ^к - температура реакционного газа на входе и выходе i-го слоя катализатора, К;
Т_зi, Т_pi - температура соответственно зажигания и начала термического разрушения контактной массы i-го слоя, К;
Δ1_i - запас термоустойчивости контактной массы, К;
τ_прi - время пребывания реакционного газа в i-м слое контактной массы, с;
Δ2_i - безразмерный запас, учитывающий падение активности контактной массы слоя;
теоретическое время соприкосновения реакционного газа с поверхностью контактной массы i-го слоя, с;
теоретическое время соприкосновения с поверхностью контактной массы i-го слоя для объема реакционного газа без наличия триоксида серы на входе в слой и с таким же как и для τ_ci, отношением количества молей диоксида серы к количеству молей кислорода, с;
X_i-1, Y_i-1 - потоки, возникшие от деления потока Z_i-1, моль/с;
Z_i-1 - поток контактного газа, покидающий (i-1)-й слой, моль/с;
N_SO2нi, N_O2нi, N_SO3нi - содержание SO₂, O₂, SO₃ в потоке газа на входе в i-й слой, моль/с;
N_SO2кi-1, N_O2кi-1, N_SO3кi-1 - содержание SO₂, O₂, SO₃ в потоке Z_i-1, моль/с;
W_i - распределяемый в i-й слой поток исходного концентрированного сернистого газа, моль/с;
N_SO2 ^W _i, N_O2 ^W _i - содержание диоксида серы и кислорода в потоке W_i, моль/с;
V_i - распределяемый в i-й слой поток кислорода, моль/с;
W, V - потоки исходного концентрированного сернистого газа и кислорода, поступающие на вход контактного аппарата, моль/с;
N_O2 ^V _i - содержание кислорода в потоке V_i, моль/с. 2. Способ по п. 1, отличающийся тем, что на стадии окисления диоксида серы используют кислород технический или технологический или кислородовоздушную смесь:
V_i = N_O2 ^V _i + N_N2 ^V _i, (14)
где N_N2 ^V _i - содержание азота в потоке V_i, моль/с.