РЕГЕНЕРАЦИЯ ЭНЕРГИИ ПРИ ПРОИЗВОДСТВЕ СЕРНОЙ КИСЛОТЫ Российский патент 2015 года по МПК C01B17/765 

Изобретение относится к регенерации энергии в производстве серной кислоты и, в частности, к повышенной регенерации энергии, высвобождаемой при поглощении влажного SO₃ серной кислотой. Кроме того, настоящее изобретение относится к регулированию образования тумана при поглощении SO₃ и содержания тумана серной кислоты в потоке газа, выходящего со стадии поглощения SO₃ в способе, в котором энергия, высвобождаемая при поглощении SO₃, регенерируется из поглощающей кислоты в полезном виде.

Двадцать пять лет назад была разработана технология регенерации в полезном виде тепла, высвобождаемого, при поглощении SO₃ серной кислотой. До того времени тепло, выделяемое при поглощении, нельзя было регенерировать в каком-либо полезном виде, кроме повторного использования для центрального отопления, поскольку проблемы материалов конструкции ограничивали температуру, при которой абсорбер SO₃ мог бы работать. Охладители поглощенной кислоты, изготовленные из нержавеющей стали, обычно эксплуатировались при максимальной температуре на входе около 110°C.

В патентах США №№ 4576813 и 4670242 описаны способы, в которых абсорбер SO₃ и охладитель поглощающей кислоты могли бы эксплуатироваться при температурах 120°C и выше, путем поддерживания силы потока серной кислоты, выходящего из абсорбера, в концентрации 98,5% или выше, предпочтительно 99% или выше, и регенерации тепла, высвобождающегося при поглощении, в теплообменнике, в котором поверхности теплопередачи, смачиваемые кислотой, были изготовлены из, должным образом подобранных сплавов Fe/Cr.

В способах, описанных в патентах США №№ 4576813 и 4670242, серу сжигают в сухом воздухе для получения потока сухого газа, несущего SO₂, содержащего избыток кислорода, и поток SO₂ пропускают через преобразователь для получения потока, несущего SO₃ сухого газа, который направляют в абсорбционную башню, где осуществляют его контакт с серной кислотой для высокотемпературного поглощения SO₃. Осуществляют циркуляцию поглощающей кислоты из высокотемпературной башни, обычно называемой «теплорегенерационной башней», через внешний кожух и трубный теплообменник, состоящий из труб, изготовленных из соответствующего сплава Fe/Cr. В теплообменнике тепло отбирается жидким теплоносителем и регенерируется в полезном виде. При промышленном осуществлении способов, описанных в патентах США №№ 4576813 и 4670242, тепло, отобранное из поглощающей кислоты, создает поток среднего давления, который является полезным для генерирования энергии и/или в операциях совмещенных способов.

Обычно высокотемпературный абсорбер действует как промежуточная башня, из которой поток SO₂, обедненный по SO₃, возвращают на дополнительную стадию преобразователя для получения потока газа SO₃, который затем направляют в конечную абсорбционную башню. Для того чтобы максимально увеличить регенерацию SO₃ и минимизировать туман серной кислоты, конечную абсорбционную башню обычно эксплуатируют при относительно умеренной температуре, например, приблизительно 80°C.

В патенте США № 5118490 описывается регенерация тепла, высвобождающегося при поглощении SO₃ из «влажного газа». В способе, описанном в патенте США № 5118490, SO₃ получают путем превращения потока SO₂, который в свою очередь получали путем сжигания серы с окружающим воздухом, который не пропускали через сушильную башню для удаления водяного пара. Таким образом, парциальное давление водяного пара в потоке SO₃ отражает влажность окружающего воздуха, разбавленного газами оксида серы, образующимися при горении.

В патенте США № 5130112 описывается способ, в котором энергию, высвободившуюся при операции поглощении SO₃, повышали путем ввода пара в поток конверсионного газа SO₃ перед поглощением. После ввода пара конверсионный газ предпочтительно пропускают через экономайзер, предпочтительнее, конденсирующий экономайзер, перед вводом в абсорбер. В соответствии с общим раскрытием, соотношение пара, который вводят в поток газа, может варьироваться до 1,05 моля на моль SO₃. В основном рабочем примере ввод пара повышает температуру потока газа SO₃ на приблизительно 30°C, в теплорегенерационной абсорбционной зоне температура этого потока в конденсирующем экономайзере снижается почти на 100°C. В примере 2 описывается испытание на коррозию, проведенное на опытной установке, в которой путем ввода пара подавали 100% разбавляющей воды для теплорегенерационной башни.

В патенте США № 5538707 описывается способ регенерации тепла, высвобождающегося при поглощении SO₃, в котором концентрация кислоты, выходящей из абсорбера, контролируется путем регулирования скорости ввода пара в поток конверсионного газа SO₃, поступающего в абсорбционную зону. Настоящее изобретение относится к управлению способом, главным образом, в целях минимизации коррозии теплообменника для поглощающей кислоты. При описании преимуществ способа, заявляемых в патенте США № 5538707, этот способ противопоставляют гипотетической альтернативе, в которой 100% разбавляющей воды получают во влажном технологическом газе. Последний вариант подвергают критике как делающий невозможным управление концентрацией кислоты намного выше азеотропной концентрации, т.е. от 98,8% до 99,2%, с последующими неблагоприятными коррозионными воздействиями.

В патенте США № 4996038 описывается способ, в котором разбавляющую воду могут добавлять как пар в циркулирующую кислоту, необязательно, в башне. Как в патенте США № 4996038, так и в патенте США № 5538707 описывается регенерация тепла в абсорбционной башне, содержащей первичную абсорбционную зону, в которую первоначально вводят поток газа SO₃, и вторичную абсорбционную зону, над первичной зоной, в которой поток газа охлаждают, и остаточный SO₃ регенерируют.

Ввод пара в поток конверсионного газа SO_3, поступающего в теплорегенерационную башню, практиковался в США в промышленных масштабах. Из-за различных проблем, включая коррозию теплообменника для поглощающей кислоты и образования кислотного тумана, самое высокое отношение разбавляющей воды, обеспечиваемой вводом пара в конверсионный газ, было ограничено на промышленных предприятиях США на приблизительно 33%.

Независимо от того, усиливается ли регенерация энергии вводом пара в конверсионный газ, поступающий в абсорбер, потенциал образования тумана серной кислоты в потоке газа обычно усиливается работой абсорбера SO₃ при высокой температуре для регенерации тепла, высвобождаемого при поглощении, в полезном виде. Работа при высокой температуре повышает равновесные концентрации SO₃, серной кислоты и водяного пара в потоке газа. По мере охлаждения газа при протекании, в режиме противотока по отношению к поглощающей кислоте в абсорбере, и в канале для потока газа после выхода газа из абсорбера серная кислота конденсируется в мелкие капли в потоке газа. Остаточный SO₃ объединяется с водой в потоке газа с образованием дополнительных количеств пара серной кислоты, который конденсируется с образованием дополнительного тумана. При работе, как с сухим, так и с влажным газом, включая без ограничения ввод пара, туман представлял собой сложную и зачастую трудноразрешимую проблему. Если теплорегенерационный абсорбер действует как промежуточный абсорбер, туман в выходном потоке газа может осаждаться на поверхностях, расположенных далее, вызывая при этом значительную коррозию. Если теплорегенерационный абсорбер действует как конечный абсорбер, поток газа, выходящий из абсорбера, выбрасывается в атмосферу, где туман серной кислоты становится загрязняющим веществом.

КРАТКОЕ ОПИСАНИЕ ИЗОБРЕТЕНИЯ

В предлагаемых контактных способах производства серной кислоты получают повышенную регенерацию энергии из абсорбционной зоны, в которой SO₃ поглощается серной кислотой. Энергию регенерируют в полезном виде, например, как промежуточный пар под давлением. Повышенной регенерации энергии добиваются при сохранении борьбы с коррозией на поверхностях теплообменников, смачиваемых поглощающей кислотой, и без чрезмерного или недопустимого образования кислотного тумана. Количество промежуточного пара под давлением, которое можно получить из контура поглощения, может быть значительно повышено, например, вплоть до 25% или более, по сравнению с промышленными способами, в которых не более чем 33% разбавляющей воды подавалось в виде водяного пара, содержащегося в потоке газа, поступающего в абсорбер.

Вкратце, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, в котором осуществляют контакт кислородосодержащего газа с осушителем для получения осушенного кислородосодержащего газа. Серу и осушенный кислородосодержащий газ подают в зону горения. Содержание кислорода в кислородосодержащем газе, который подают в зону горения, находится в стехиометрическом избытке относительно серы, подаваемой в эту зону. Серу сжигают с кислородом осушенного газа для получения потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания, с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в абсорбционной зоне с абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, тем самым передавая серную кислоту из конверсионного газа в абсорбционную жидкость. Водяной пар подают в содержащий оксид серы газ за абсорбционной зоной в направлении потока газа в соотношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе по меньшей мере до приблизительно 0,55 моля на моль общего эквивалентного содержания оксида серы в газе перед поступлением потока газа в абсорбционную зону. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний по меньшей мере до 150ºC.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, в котором серу сжигают в сухом газе, содержащем избыток кислорода, для получения потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы, кислород и не более 0,005 моля водяного пара на моль SO₂. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий не более 0,005 моля водяного пара на моль SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в абсорбционной зоне с абсорбционной жидкостью, содержащий серную кислоту, тем самым передавая серную кислоту из конверсионного газа в абсорбционную жидкость. Водяной пар подают в газ, несущий оксид серы, за абсорбционной зоной в направлении потока газа в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе, по меньшей мере, до приблизительно 0,55 моля на моль общего эквивалентного содержания в газе оксида серы, перед поступлением потока газа в абсорбционную зону. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, в котором серу сжигают в газе, содержащем избыток кислорода, для получения потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы, в конверсионный газ, содержащий триоксид серы. Водяной пар подают в поток газа, несущий оксид серы, в зоне ввода водяного пара с увеличением эквивалентного содержания водяного пара в газе по меньшей мере до приблизительно 0,55 моля на моль общего эквивалентного содержания оксида серы в газе. В абсорбционной зоне за зоной ввода водяного пара в направлении потока газа осуществляют контакт конверсионного газа с абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, тем самым передавая серную кислоту из конверсионного газа в абсорбционную жидкость, причем конверсионный газ подают в абсорбционную зону без промежуточной конденсации какого-либо компонента потока газа, несущего оксид серы, между зоной ввода водяного пара и абсорбционной зоной. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C.

В еще одном аспекте настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают серу в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий триоксид серы. Осуществляют контакт конверсионного газа в абсорбционной зоне с абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, тем самым передавая серную кислоту из конверсионного газа в абсорбционную жидкость, причем отношение массового расхода абсорбционной жидкости, поступающей в абсорбционную зону, к триоксиду серы, поступающему в абсорбционную зону, составляет по меньшей мере приблизительно 30. Водяной пар подают в газ, содержащий оксид серы, за абсорбционной зоной в направлении потока газа в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе по меньшей мере до приблизительно 0,55 моля на моль общего эквивалентного содержания в газе оксида серы перед поступлением потока газа в абсорбционную зону. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C.

В еще одном аспекте настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают серу в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт поток газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий триоксид серы. Осуществляют контакт конверсионного газа в абсорбционной зоне с абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, передавая последнюю из конверсионного газа в абсорбционную жидкость. Водяной пар подают в газ, несущий оксид серы за абсорбционной зоной в направлении потока газа в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе по меньшей мере до приблизительно 0,55 моля на моль общего эквивалентного содержания оксида серы в газе перед поступлением потока газа в абсорбционную зону. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем в количестве по меньшей мере приблизительно 1160 КДж/кг (500 БТЕ на фунт) эквивалента SO₃, поступающего в абсорбционную зону, нагревая жидким теплоносителем до по меньшей мере 150°C.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают серу в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в первичной зоне регенерации тепла, высвобождаемого при поглощении, с первичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, передавая последнюю из конверсионного газа в первичную абсорбционную жидкость. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между первичной абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы первичной абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C. Осуществляют контакт потока газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны, с вторичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, во вторичной абсорбционной зоне, тем самым регенерируя остаточный SO₃ как серную кислоту во вторичной абсорбционной жидкости. Концентрация и температура потока кислоты, выходящего из первичной абсорбционной зоны, и температура, и точка росы потока конверсионного газа, поступающего в первичную абсорбционную зону, являются такими, которые позволяют регулировать поток газа, выходящий из вторичной абсорбционной зоны, с содержанием тумана серной кислоты не более 20 г/Нм³ предпочтительно не более 15, 10, 5 или 1,0 г/Нм³. В предпочтительных вариантах осуществления водяной пар подают в газ, несущий оксид серы, перед первичной абсорбционной зоной в направлении потока газа в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе по меньшей мере до приблизительно 0,55 моля на моль общего эквивалентного содержания оксида серы в газе перед поступлением потока газа в первичную абсорбционную зону. Однако регулирование тумана применимо к вариантам осуществления, в которых конверсионный газ либо осушен, либо содержит лишь атмосферную влагу, в дополнение к вариантам осуществления, в которых в газ, поступающий в абсорбер, вводят водяной пар. В других предпочтительных вариантах осуществления, с добавлением водяного пара в конверсионный газ или без, поток газа, выходящий из вторичной абсорбционной зоны, пропускают через систему элиминатора тумана с расходом по меньшей мере 340 Нм³ в час на квадратный метр площади поверхности элемента элиминатора тумана поперечно направлению потока газа, причем газ, выходящий из системы элиминатора тумана, содержит менее 0,05 г/Нм³ тумана кислоты.

В еще одном аспекте настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают серу в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в первичной зоне регенерации тепла, высвобождаемого при поглощении, с первичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, передавая последнюю из конверсионного газа в первичную абсорбционную жидкость. Осуществляют циркуляцию первичной абсорбционной жидкости между абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы первичной абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C. Осуществляют контакт потока газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны с вторичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, во вторичной абсорбционной зоне, тем самым регенерируя остаточный SO₃ как серную кислоту во вторичной абсорбционной жидкости, причем концентрация и температура первичной абсорбционной жидкости, выходящей из первичной абсорбционной зоны, и температура, и точка росы потока конверсионного газа, поступающего в первичную абсорбционную зону, являются такими, которые позволяют регулировать поток газа, выходящий из вторичной абсорбционной зоны, для содержания не более 20 г/Нм³, предпочтительно, не более 15, 10, 5 или 1,0 г/Нм³ тумана серной кислоты. Поток газа, выходящий из абсорбционной зоны, пропускают через систему элиминатора тумана с расходом не более 500 Нм³/час на квадратный метр площади поверхности элемента элиминатора тумана поперечно направлению потока газа, причем газ, выходящий из системы элиминатора тумана, содержит менее 0,05 г/Нм³ тумана кислоты. В предпочтительных вариантах осуществления водяной пар подают в газ, содержащий оксид серы, перед первичной абсорбционной зоной в направлении потока газа в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе по меньшей мере до приблизительно 0,55 моля на моль общего содержания оксида серы в газе перед поступлением потока газа в первичную абсорбционную зону. Однако предлагаемые в настоящем изобретении особенности регулирования тумана в равной степени применимы к способам, в которых конверсионный газ является сухим или содержит лишь атмосферную влагу.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают серу в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий SO₃. Водяной пар подают в конверсионный газ в соотношении, достаточном, чтобы повысить температуру конверсионного газа до температуры от приблизительно 300°C до приблизительно 330°C. Конверсионный газ подают в абсорбционную зону при температуре от приблизительно 300°C до приблизительно 330°C. Осуществляют контакт конверсионного газа в абсорбционной зоне с абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, передавая последнюю из конверсионного газа в абсорбционную жидкость. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, сжигания серы в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в абсорбционной зоне с абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, передавая последнюю из конверсионного газа в абсорбционную жидкость. Водяной пар подают в газ, содержащий оксид серы, за абсорбционной зоной в направлении потока газа в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе по меньшей мере до приблизительно 0,55 моля на моль общего эквивалентного содержания в газе оксида серы перед поступлением потока газа в абсорбционную зону. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между абсорбционной зоной и основным косвенным теплообменником, а также вспомогательным косвенным теплообменником, в каждом из которого тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы абсорбционной жидкостью, передают из циркулирующей абсорбционной жидкости. Тепло отбирается основным жидким теплоносителем в основном теплообменнике, нагревая последний до по меньшей мере 150°C. Тепло отбирается потоком воды во вспомогательном теплообменнике, тем самым создавая водяной пар для ввода в поток газа, несущий оксид серы за абсорбционной зоной.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают серу в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в абсорбционной зоне с абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, тем самым передавая серную кислоту из конверсионного газа в абсорбционную жидкость. Водяной пар подают в газ, несущий оксид серы, за абсорбционной зоной в направлении потока газа в отношении, достаточном, чтобы обеспечить содержание серной кислоты в паре по меньшей мере 0,4 моля на моль триоксида серы в конверсионном газе, поступающем в абсорбционную зону. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C.

В еще одном аспекте настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают серу в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в абсорбционной зоне с абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, тем самым передавая серную кислоту из конверсионного газа в абсорбционную жидкость. Водяной пар подают в газ, содержащий оксид серы, за абсорбционной зоной в направлении потока газа, причем отношение водяного пара, который подают в поток газа, несущий оксид серы, крепость серной кислоты и температура абсорбционной жидкости, которую подают в абсорбционную зону, и отношение жидкость/газ в абсорбционной зоне являются такими, что молярное отношение пара серной кислоты к SO₃ достигает максимума по меньшей мере приблизительно 1,2 в месте абсорбционной зоны между впуском газа и выпуском газа. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C.

В дальнейших вариантах осуществления настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают источник серы в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить несущий поток газа, оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы, в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в первичной зоне регенерации тепла, высвобождаемого при поглощении, с первичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, тем самым передавая серную кислоту из конверсионного газа в первичную абсорбционную жидкость. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между первичной абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы первичной абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C. Осуществляют контакт потока газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны, с вторичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, во вторичной абсорбционной зоне, тем самым регенерируя остаточный SO₃ как серную кислоту во вторичной абсорбционной жидкости, причем отношение массового расхода вторичной абсорбционной жидкости, поступающей в абсорбционную зону, к общему расходу газа, поступающего во вторичную абсорбционную зону, составляет от приблизительно 0,4 и до приблизительно 5. В предпочтительных вариантах осуществления водяной пар подают в газ, содержащий оксид серы, перед первичной абсорбционной зоной в направлении потока газа в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе по меньшей мере до приблизительно 0,55 моля на моль общего эквивалентного содержания в газе оксида серы, перед поступлением потока газа в первичную абсорбционную зону. Однако регулирование тумана применимо к вариантам осуществления, в которых газ либо осушен, либо содержит лишь атмосферную влагу, в дополнение к вариантам осуществления, в которых в газ, поступающий в абсорбер, вводят водяной пар.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают источник серы в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в первичной зоне регенерации тепла, высвобождаемого при поглощении, с первичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, тем самым передавая серную кислоту из конверсионного газа в первичную абсорбционную жидкость. Необязательно, водяной пар подают в газ, содержащий оксид серы, перед первичной абсорбционной зоной в направлении потока газа в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе по меньшей мере до приблизительно 0,40 моля на моль общего эквивалентного содержания оксида серы в газе перед поступлением потока газа в первичную абсорбционную зону. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между первичной абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы первичной абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C. Осуществляют контакт потока газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны с вторичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, во вторичной абсорбционной зоне, тем самым регенерируя остаточный SO₃ как серную кислоту во вторичной абсорбционной жидкости. Относительные расходы потока газа, поступающего во вторичную абсорбционную зону, и потока вторичной абсорбционной жидкости, поступающей во вторичную абсорбционную зону, таковы, что максимальная локальная интегральная средняя разность между температурой газовой фазы и температурой фазы вторичной абсорбционной жидкости, с которой газ находится в контакте, не выше 35°C, причем эту локальную интегральную среднюю контактную разность температур определяют интегрированием по любому месту контакта газ/жидкость в зоне, определяемой постоянным расстоянием от впуска жидкости до этой зоны. В обоих этих вариантах осуществления, которые включают стадию введения в поток газа водяного пара, поступающего в первичную абсорбционную зону, и которые не включают эту стадию, контроль Δt между потоком газа и потоком кислоты во вторичной абсорбционной зоне является эффективным средством для регулирования тумана кислоты, выходящего из вторичной абсорбционной зоны.

В еще одном аспекте настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают источник серы в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы, в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в первичной зоне регенерации тепла, высвобождаемого при поглощении, с первичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, тем самым передавая серную кислоту из конверсионного газа в первичную абсорбционную жидкость. Необязательно, в газ, содержащий оксид серы, подают водяной пар перед первичной абсорбционной зоной в направлении потока газа в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе по меньшей мере до приблизительно 0,40 моля на моль общего эквивалентного содержания в газе оксида серы, перед поступлением потока газа в первичную абсорбционную зону. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между первичной абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы первичной абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C. Осуществляют контакт потока газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны с вторичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту во вторичной абсорбционной зоне, тем самым регенерируя остаточный SO₃ как серную кислоту во вторичной абсорбционной жидкости. Относительные расходы потока газа, поступающего во вторичную абсорбционную зону, и потока вторичной абсорбционной жидкости, поступающей во вторичную абсорбционную зону, таковы, что максимальная разность между локальной среднемассовой температурой газовой фазы и локальной среднемассовой температурой фазы вторичной абсорбционной жидкости, с которой газ находится в контакте, не выше 35°C в любом месте контакта газа с жидкостью в зоне, определяемой постоянным расстоянием от впуска жидкости до этой зоны. Усиленное регулирование тумана осуществляют в обоих этих вариантах осуществления, которые включают, и которые не включают ввод водяного пара.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают источник серы в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания, с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в первичной зоне регенерации тепла, высвобождаемого при поглощении, с первичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, передавая последнюю из конверсионного газа в первичную абсорбционную жидкость. Необязательно, в газ, содержащий оксид серы, подают водяной пар перед первичной абсорбционной зоной в направлении потока газа в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе по меньшей мере до приблизительно 0,40 моля на моль общего эквивалентного содержания оксида серы в газе перед поступлением потока газа в первичную абсорбционную зону. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между первичной абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы первичной абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C. Осуществляют контакт потока газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны с вторичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, во вторичной абсорбционной зоне, тем самым регенерируя остаточный SO₃ как серную кислоту во вторичной абсорбционной жидкости. Относительные расходы потока газа, поступающего во вторичную абсорбционную зону, и потока вторичной абсорбционной жидкости, поступающей во вторичную абсорбционную зону, таковы, что разность между локальной среднемассовой температурой газовой фазы и локальной среднемассовой температурой фазы вторичной абсорбционной жидкости, с которой газ находится в контакте, не выше 35°C на впуске жидкости или при выходе жидкости из вторичной абсорбционной зоны. Усиленное регулирование тумана достигается в обоих этих вариантах осуществления, которые включают, и которые не включают ввод водяного пара.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают источник серы в воздухе или обогащенном кислородом воздухе, чтобы получить газообразный продукт сгорания, содержащий диоксид серы и избыточный не прореагировавший кислород. Газообразный продукт сгорания пропускают по катализатору для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым получая конверсионный газ, содержащий триоксид серы. Осуществляют контакт конверсионного газа в теплорегенерационной абсорбционной зоне с абсорбционной жидкостью, содержащей концентрированную серную кислоту, причем поток газовой фазы в абсорбционной зоне пропускают через зону в режиме противотока по отношению к потоку абсорбционной жидкости, при этом температура потоков газа и жидкости снижается от впуска газа до выпуска газа зоны. Концентрацию серной кислоты в абсорбционной жидкости регулируют так, чтобы разность между концентрацией абсорбционной жидкости и азеотропной концентрацией была не более чем приблизительно +1,0 масс. % по всей теплорегенерационной абсорбционной зоне.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают источник серы в воздухе или обогащенном кислородом воздухе, чтобы получить газообразный продукт сгорания, содержащий диоксид серы и избыточный не прореагировавший кислород, и стадию, на которой газообразный продукт сгорания пропускают по катализатору для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым получая конверсионный газ, содержащий триоксид серы. Осуществляют контакт конверсионного газа в теплорегенерационной абсорбционной зоне с абсорбционной жидкостью, содержащей концентрированную серную кислоту, причем поток газовой фазы в абсорбционной зоне пропускают через зону в режиме противотока по отношению к потоку абсорбционной жидкости, при этом температура потоков газа и жидкости снижается от впуска газа до выпуска газа зоны. Концентрацию серной кислоты в абсорбционной жидкости регулируют так, чтобы разность между концентрацией абсорбционной жидкости и азеотропной концентрацией на выходе газа была не менее чем приблизительно -0,1 масс. %.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают элементарную серу в сухом газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа с первичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту в первичной абсорбционной (теплорегенерационной) зоне, тем самым передавая серную кислоту из конверсионного газа в первичную абсорбционную жидкость. В конверсионный газ перед первичной абсорбционной зоной в направлении потока газа подают водяной пар. Предпочтительно, воду вводят после любых теплообменников для регенерации полезной энергии из конверсионного газа в количестве более 30 БТЕ на фунт эквивалента SO₃ в конверсионном газе. Водяной пар вводят в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе до приблизительно 0,55 и приблизительно 0,98 моля на моль общего эквивалентного содержания оксида серы в газе, поступающем в первичную абсорбционную зону, и при этом температура конверсионного газа, поступающего в первичную абсорбционную зону, находится в пределах от приблизительно 290°С и до приблизительно 340°C и по меньшей мере на приблизительно 40°C выше его точки росы, и отношение водяного пара, введенного в поток газа, несущий оксид серы, крепость серной кислоты и температура абсорбционной жидкости, введенной в абсорбционную зону, и отношение жидкость/газ в абсорбционной зоне таковы, что молярное отношение пара серной кислоты к SO₃ достигает максимума по меньшей мере приблизительно 1,2 в месте абсорбционной зоны между впуском газа и выпуском газа. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между первичной абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы первичной абсорбционной жидкостью, передают в питательную воду котла в косвенном теплообменнике, тем самым получая по меньшей мере 0,55 тонн пара под давлением по меньшей мере 0,4 МПа (4 бара) на тонну серной кислоты, полученной поглощением SO₃ первичной абсорбционной жидкостью в первичной абсорбционной зоне. Концентрацию серной кислоты в абсорбционной жидкости регулируют так, чтобы разность между концентрацией абсорбционной жидкости и азеотропной концентрацией была не менее чем приблизительно -0,2 масс. % или более чем приблизительно +1,0 масс. % по всей первичной абсорбционной зоне. Относительный расход первичной поглощающей кислоты и конверсионного газа в первичной абсорбционной зоне контролируют так, чтобы отношение жидкость/газ на основании эквивалентного SO₃ в пределах зоны составляло от приблизительно 20 до приблизительно 70. Осуществляют контакт потока газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны с вторичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту во вторичной абсорбционной зоне, причем остаточный SO₃, содержащийся в потоке газа, поступающего во вторичную абсорбционную зону, регенерируют как серную кислоту во вторичной абсорбционной жидкости. Концентрация и температура потока кислоты, выходящего из первичной абсорбционной зоны, и температура, и точка росы потока конверсионного газа, поступающего в первичную абсорбционную зону, являются такими, которые позволяют регулировать поток газа, выходящего из вторичной абсорбционной зоны, с содержанием тумана серной кислоты не более 20 г/Нм³, причем относительные расходы потока газа, поступающего во вторичную абсорбционную зону, и потока вторичной абсорбционной жидкости, поступающей во вторичную абсорбционную зону, таковы, что разность между локальной среднемассовой температурой газовой фазы и локальной среднемассовой температурой фазы вторичной абсорбционной жидкости, с которой газ находится в контакте, находится в пределах от приблизительно 15°C и до приблизительно 35°C как на впуске, так и на выходе жидкости вторичной абсорбционной зоны. Поток газа, выходящий из вторичной абсорбционной зоны, пропускают через систему элиминатора тумана с расходом по меньшей мере 300 Нм³ в час на квадратный метр площади поверхности элемента элиминатора тумана поперечно направлению потока газа, причем газ, выходящий из системы элиминатора тумана, содержит менее 0,1 г/Нм³ тумана кислоты.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают источник серы в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в теплорегенерационной абсорбционной зоне с абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, тем самым передавая триоксид серы из конверсионного газа в абсорбционную жидкость. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между абсорбционной зоной и основным косвенным теплообменником, в котором тепло отбирается основным жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C. Поток абсорбционной жидкости, выходящей из основного теплообменника, разделяют, чтобы получить основной поток абсорбционной жидкости, который рециркулируется в теплорегенерационную абсорбционную зону, и вспомогательный поток абсорбционной жидкости. Поток вспомогательной жидкости пропускают через косвенный теплообменник, вспомогательный к котлу питательной воды деаэратора, причем тепло передается во вспомогательный теплообменник деаэратора из вспомогательной жидкости в поток воды для получения деаэрирующего пара. Деаэрирующий пар направляют в деаэратор, в котором осуществляют контакт питательной воды котла с деаэрирующим паром для извлечения неконденсирующихся компонентов из питательной воды котла. Отходящий поток деаэратора удаляют из деаэратора, причем отходящий поток деаэратора содержит водяной пар и неконденсирующиеся газы.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты в оборудовании для контактного производства серной кислоты, содержащем промежуточный абсорбер, причем оборудование модифицировано для эксплуатации в соответствии со способом, в котором регенерируют тепло, высвобождающееся при поглощении SO₃, в полезном виде при температуре по меньшей мере приблизительно 150°C. Способ включает стадию, на которой сжигают источник серы в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в первичной абсорбционной зоне с первичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, тем самым поглощая триоксид серы и/или передавая серную кислоту из конверсионного газа в первичную абсорбционную жидкость. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между первичной абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы первичной абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C. Осуществляют контакт потока газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны с вторичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту во вторичной абсорбционной зоне, причем остаточный SO₃, содержащийся в потоке газа, поступающего во вторичную абсорбционную зону, регенерируют как серную кислоту во вторичной абсорбционной жидкости. Вторичная абсорбционная зона образована промежуточным абсорбером, существующим в оборудовании до модернизации, и отношение массового расхода вторичной абсорбционной жидкости к газу во вторичной абсорбционной зоне составляет в пределах от приблизительно 1,0 до приблизительно 7,0 или от приблизительно 14 до приблизительно 18.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу модификации существующей установки по производству серной кислоты контактным методом, содержащей промежуточный абсорбер, предназначенный для регенерации при высокой температуре тепла, высвобождаемого при поглощении SO₃ серной кислотой. Способ включает стадии, на которых устанавливают (1) новый абсорбер для приема конвертерного газа, содержащего триоксид серы, причем новый абсорбер содержит первичную абсорбционную зону, предназначенную для поглощения при высокой температуре SO₃ первичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, чтобы получить в ней дополнительную серную кислоту; (2) высокотемпературный теплообменник, предназначенный для передачи тепла, высвобождаемого при поглощении SO₃, из первичной абсорбционной жидкости в другую текучую среду и нагревания этой последней, до температуры по меньшей мере приблизительно 150°C; (3) средства для циркуляции первичной абсорбционной жидкости между первичной абсорбционной зоной и высокотемпературным теплообменником; (4) трубопровод для направления потока газа, выходящего из высокотемпературного абсорбера, во впуск существующего промежуточного абсорбера; и (5) средства для циркуляции вторичной абсорбционной жидкости через существующий промежуточный абсорбер, в котором остаточный SO₃ может удаляться из потока газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны, путем передачи во вторичную абсорбционную жидкость, причем средства для циркуляции вторичной абсорбционной жидкости выполнены с такими размерами и/или управляются средствами регулирования расхода так, что отношение массового расхода вторичной абсорбционной жидкости к газу во вторичной абсорбционной зоне варьирует от приблизительно 1,0 и до приблизительно 7,0 или от приблизительно 14 до приблизительно 18.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой сжигают источник серы в газе, содержащем избыток кислорода, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в первичной абсорбционной (теплорегенерационной) зоне с первичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, тем самым передавая серную кислоту из конверсионного газа в первичную абсорбционную жидкость. В газ, содержащий оксид серы, подают водяной пар перед первичной абсорбционной зоной в направлении потока газа в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара по меньшей мере до приблизительно 0,40 моля на моль общего эквивалентного содержания оксида серы в газе, поступающем в первичную абсорбционную зону. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между первичной абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы первичной абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C. Осуществляют контакт потока газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны с вторичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, во вторичной абсорбционной зоне, причем остаточный SO₃, содержащийся в потоке газа, поступающего во вторичную абсорбционную зону, регенерируют как серную кислоту во вторичной абсорбционной жидкости. Расход подачи вторичной поглощающей кислоты во вторичную абсорбционную зону регулируют таким образом, чтобы поддерживать разность между локальной среднемассовой температурой газовой фазы и локальной среднемассовой температурой фазы вторичной абсорбционной жидкости, с которой осуществляют контакт газа, не более приблизительно 35°C как на впуске жидкости, так и на выходе жидкости вторичной абсорбционной зоны. Концентрацию вторичной поглощающей кислоты, поступающей во вторичную абсорбционную зону, регулируют так, чтобы обеспечить подачу доступной чистой воды во вторичную зону, достаточную для гарантии того, что состав газа, выходящего из вторичной абсорбционной зоны, равен или выше состава азеотропа в отношении содержания воды и равен или ниже состава азеотропа в отношении содержания SO₃.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, включающему стадию, на которой осуществляют контакт кислородосодержащего газа с осушителем, чтобы получить осушенный кислородосодержащий газ. Серу и осушенный кислородосодержащий газ вводят в зону горения. Содержание кислорода в кислородосодержащем газе, который вводят в зону горения, находится в стехиометрическом избытке относительно серы, которую вводят в эту зону. Серу сжигают с кислородом осушенного газа, чтобы получить поток газа, несущий оксид серы, содержащий газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород. Осуществляют контакт потока газа, несущего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания, с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, тем самым превращая поток газа, несущий оксид серы, в конверсионный газ, содержащий SO₃. Осуществляют контакт конверсионного газа в теплорегенерационной абсорбционной зоне с абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, тем самым передавая последнюю из конверсионного газа в абсорбционную жидкость. В газ, несущий оксид серы, перед абсорбционной зоной в направлении потока газа, несущего оксид серы, подают водяной пар в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе по меньшей мере до приблизительно 0,55 моля на моль общего эквивалентного содержания оксида серы в газе перед поступлением потока газа в абсорбционную зону. Осуществляют циркуляцию абсорбционной жидкости между абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое в способе реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или поглощения триоксида серы абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний до по меньшей мере 150°C.

КРАТКОЕ ОПИСАНИЕ ЧЕРТЕЖЕЙ

Фиг. 1 представляет собой технологическую схему известной из уровня техники системы поглощения SO₃ и регенерации энергии, высвобождаемой при поглощении, содержащей первичную и вторичную противоточные абсорбционные зоны, в которой до приблизительно трети реакционной воды подают путем ввода пара в несущий SO₃ поток, поступающий в первичную зону.

Фиг. 2 представляет собой технологическую схему системы поглощения SO₃ и регенерации энергии, высвобождаемой при поглощении, в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления изобретения, содержащей первичную теплорегенерационную противоточную абсорбционную зону и вторичную противоточную абсорбционную зону, в которой 95-100% реакционной и разбавляющей воды подают путем ввода пара в несущий SO₃ поток, поступающий в первичную зону.

Фиг. 3 представляет собой технологическую схему, подобную показанной на фиг. 2, в которой циркулирующую поглощающую кислоту делят на поток, который возвращают в первичную абсорбционную зону, и долю, которая циркулирует во вторичную абсорбционную зону.

Фиг. 4 представляет собой логарифмический график зависимости давления пара от обратной абсолютной температуры для SO₃, воды и H₂SO₄.

Фиг. 5 представляет кривые температуры газа и точки росы газа для обычного потока газа, несущего SO₃, поступающего в абсорбер в установке по производству серной кислоты контактным методом с сухим газом, построенные как функция доли стехиометрических требований для реакционной воды, обеспечиваемых вводом насыщенного пара при атмосферном давлении в поток газа перед абсорбером.

Фиг. 6 представляет собой схематическую иллюстрацию абсорбционной теплорегенерационной башни в режиме противотока по отношению к SO₃ вместе с полусхематическим продольным поперечным сечением канала потока газа для подачи конверсионного газа, несущего SO₃, в нижнюю часть башни, на которой показаны насадки и перегородки, предназначенные для осуществления ввода пара в поток газа.

Фиг. 7 представляет кривые зависимости конверсии SO₃ в серную кислоту, состава газовой фазы и степени конденсации от температуры газовой фазы при работе в режиме противотока по отношению к системе поглощения SO₃, в которую подают поток газа, содержащий эквивалент приблизительно одного моля водяного пара на эквивалент одного моля SO₃.

Фиг. 8 представляет собой технологическую схему для варианта осуществления моделируемого способа настоящего изобретения, имеющего одиночную абсорбционную зону, описываемую в примере 5 в целях иллюстрации степени регенерации SO₃, как функции числа теоретических стадий поглощения в абсорбционной зоне теплорегенерационной колонны.

Фиг. 9 представляет собой технологическую схему, подобную показанной на фиг. 3, в которой тепло передают из доли поглощающей кислоты, циркулирующей во вторичную абсорбционную зону с получением пара для ввода в поток газа, несущий SO₃, поступающего в первичную абсорбционную зону.

Фиг. 10 представляет собой технологическую схему, подобную показанной на фиг. 9, но адаптированную для поглощения SO₃, полученного из потока SO₂, образованного из иного источника, чем элементарная сера.

Фиг. 11 представляет собой технологическую схему, показывающую регенерацию тепла из вторичной абсорбционной жидкости при генерации пара для деаэрации, предварительный нагрев не деаэрированной питательной воды котла перед деаэрацией, дальнейший предварительный нагрев деаэрированной питательной воды котла и подачу предварительно нагретой деаэрированной питательной воды в теплообменник для регенерации тепла, высвобождаемого при поглощении, при температуре выше 150°C.

Фиг. 12 представляет типичные профили температуры газа, температуры жидкости и концентрации тумана для первичной абсорбционной зоны системы поглощения SO₃ и регенерации энергии типа, проиллюстрированного на фиг. 2, 3 или 10.

Фиг. 13 представляет типичные профили температуры газа, температуры жидкости и концентрации тумана для вторичной абсорбционной зоны системы поглощения SO₃ и регенерации энергии типа, проиллюстрированного на фиг. 2, 3 или 10, в условиях высокого потока жидкости относительно потока, требуемого для охлаждения потока газа.

Фиг. 14 представляет типичные профили температуры газа, температуры жидкости и концентрации тумана в условиях низкого потока жидкости для вторичной абсорбционной зоны системы поглощения SO₃ и регенерации энергии типа, проиллюстрированного на фиг. 2, 3 или 10.

Фиг. 15 и 16 представляют типичные профили температуры газа, температуры жидкости и концентрации тумана в условиях предпочтительного промежуточного потока жидкости для вторичной абсорбционной зоны системы поглощения SO₃ и регенерации энергии типа, проиллюстрированного на фиг. 2, 3 или 10.

Фиг. 17 представляет собой технологическую схему системы поглощения SO₃ и регенерации энергии, высвобождаемой при поглощении, содержащей первичную и вторичную противоточные абсорбционные зоны, которую можно использовать без ввода водяного пара, но в соответствии с некоторыми предпочтительными вариантами осуществления настоящего способа для регулирования образования тумана.

Фиг. 18 представляет собой технологическую схему для способа, в целом подобного показанному на фиг. 3, за исключением того, что способ, показанный на фиг. 18 осуществляют без ввода водяного пара в конверсионный газ или газообразный продукт сгорания.

Фиг. 19 иллюстрирует графики составляющих потоков SO₃, пара H₂SO₄ и водяного пара в потоке газа, как функцию расстояния от впуска газа в первичной абсорбционной зоне противоточного теплорегенерационного абсорбера, содержащего первичную абсорбционную зону и вторичную абсорбционную зону, расположенную выше первичной зоны, причем первичная поглощающая кислота поступает в первичную абсорбционную зону при концентрации 99,5 масс. %, вторичная поглощающая кислота поступает во вторичную абсорбционную зону при концентрации 98,5 масс. %, и вторичная кислота, выходящая из вторичной зоны, протекает в верхнюю часть первичной зоны.

Фиг. 20 иллюстрирует графики составляющих потоков SO₃, пара H₂SO₄ и в потоке газа водяного пара, как функцию расстояния от впуска газа во вторичной абсорбционной зоне противоточного теплорегенерационного абсорбера, содержащего первичную абсорбционную зону и вторичную абсорбционную зону, расположенную выше первичной зоны, причем первичная поглощающая кислота поступает в первичную абсорбционную зону при концентрации 99,5 масс. %, вторичная поглощающая кислота поступает во вторичную абсорбционную зону при концентрации 98,5 масс. %, и вторичная кислота, выходящая из вторичной зоны, протекает в верхнюю часть первичной зоны.

Фиг. 21 иллюстрирует графики составляющих потоков SO₃, пара H₂SO₄ и в потоке газа водяного пара, как функцию расстояния от впуска газа во вторичной абсорбционной зоне противоточного теплорегенерационного абсорбера, содержащего первичную абсорбционную зону и вторичную абсорбционную зону, расположенную выше первичной зоны, причем первичная поглощающая кислота поступает в первичную абсорбционную зону при концентрации 99,5 масс. %, вторичная поглощающая кислота поступает во вторичную абсорбционную зону при концентрации 99,2 масс. %, и вторичная кислота, выходящая из вторичной зоны, протекает в верхнюю часть первичной зоны.

Фиг. 22 представляет собой график, который иллюстрирует концентрацию рабочей линии, температуру рабочей линии и состав азеотропа, как функцию температуры в противоточной теплорегенерационной абсорбционной зоне.

Фиг. 23 представляет собой альтернативную технологическую схему, подобную представленной на фиг. 11, показывающую регенерацию тепла из вторичной абсорбционной жидкости при генерации пара, который может использоваться как источник водяного пара для ввода в поток газа, несущий SO₃, перед абсорбционной зоной.

Фиг. 24 представляет собой технологическую схему системы поглощения SO₃ и регенерации энергии, высвобождаемой при поглощении, в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления настоящего изобретения, включающей высокие расходы ввода пара в первичную абсорбционную зону, подобную показанной на фиг. 3, 9, 10, 11 и 23, и показывает схематическое изображение системы для управления работой вторичной абсорбционной зоны.

На нескольких видах на чертежах соответствующие компоненты обозначены соответствующими номерами позиций.

В установке по производству серной кислоты контактным методом осуществляют контакт потока газа, содержащего SO₂ и кислород, с катализатором, который способствует окислению SO₂ в SO₃. Обычно поток газа, несущий SO₂, получают сжиганием элементарной серы. Однако поток, несущий SO₂, могут получать при обжиге руд металлов, например, пирита, или сжиганием других серосодержащих соединений, или при регенерации отработанной кислоты, при этом SO₂ образуется при распаде кислоты. SO₃ в конверсионном газе затем регенерируют путем поглощения сильной серной кислотой. Если результирующее тепло, высвобождающееся при поглощении, регенерируют из поглощающей кислоты путем передачи в другую текучую среду, количество регенерированного тепла можно увеличить путем ввода водяного пара в поток газа, несущий SO₃, поступающего в абсорбер.

Ввод водяного пара в поток газа, несущий оксид серы, в установке по производству серной кислоты контактным методом, приводит к реакции паровой фазы SO₃ и воды с получением H₂SO₄ в паровой фазе. Водяной пар могут вводить либо непосредственно в конверсионный газ, несущий SO₃, либо в газообразный продукт сгорания, несущий SO₂, до преобразователя. В любом случае водяной пар реагирует с SO₃, который уже присутствует в газе, или после того, как он образуется. В различных предпочтительных вариантах осуществления настоящего способа водяной пар вводят в конверсионный газ, несущий SO₃, а не в газ, несущий SO₂ до преобразователя, и, предпочтительнее, водяной пар вводят после теплообменников, в которых регенерируют тепло, высвобождаемое в способе реакции SO₂ и кислорода.

Реакция паровой фазы SO₃ и воды является сильно экзотермической реакцией, повышающей температуру газа. Кроме того, реакция паровой фазы является равновесной реакцией, в которой превращение в H₂SO₄ изменяется обратно пропорционально температуре. Когда поток газа, содержащий паровую фазу H₂SO₄, SO₃ и водяной пар, приводят в контакт с серной кислотой, происходят несколько явлений, каждое из которых генерирует значительное количество энергии, и тем самым повышает температуру жидкой фазы. Эти явления включают конденсацию H₂SO₄, поглощение SO₃, конденсацию водяного пара, реакцию жидкой фазы SO₃ и воды и, обычно, передачу теплосодержания из газовой фазы в жидкую фазу. Если тепло передается из жидкой фазы, т.е. из поглощающей кислоты, в жидкий теплоноситель, тепло реакции паровой фазы SO₃ и воды, тепло конденсации H₂SO₄, тепло конденсации SO₃, и тепло, высвобождаемое при поглощении, т.е. тепло реакции жидкой фазы SO₃ и воды, все могут регенерировать в полезном виде.

Таким образом, ввод водяного пара в конверсионный газ, несущий SO₃ или газообразный продукт сгорания, несущий SO₂ до абсорбера обеспечивает существенное увеличение количества энергии, которую можно регенерировать при высокой температуре, если абсорбер и связанный с ним охладитель кислоты работают при высокой температуре.

Следует, однако, отметить, что до настоящего изобретения степень ввода пара ограничивалась обеспокоенностью тем, что непременно возникнут сильная коррозия охладителя кислоты и/или чрезмерное образование тумана серной кислоты, если пар вводить в отношении более приблизительно 33% стехиометрической потребности в реакционной воде, т.е. если пар вводить в отношении, достаточном, чтобы увеличить молярное отношение эквивалентного содержания влаги в паре к эквивалентному содержанию SO₃ до значения более приблизительно 0,33 в газе, поступающем в абсорбер.

Вода, добавленная для реакции с SO₃, иногда в тексте настоящего описания именуется разбавляющей водой, поскольку в обычной практике поток циркулирующей поглощающей кислоты разбавляют водой в количестве, стехиометрически эквивалентном количеству ввода SO₃ в абсорбционную зону. Крепость раствора кислоты затем постепенно возрастает по мере того, как поглощающая кислота проходит через абсорбционную зону и поглощает из потока газа SO₃ для образования серной кислоты в жидкости реакцией с разбавляющей водой. Таким образом, кислота, выходящая из абсорбера, находится в целевой концентрации стадии поглощения, давая поток поглощающей кислоты, который делят на поток кислоты-продукта, который удаляют из системы, и поток рециркулирующей кислоты, который перед вводом в абсорбционную зону разбавляют водой.

Ввод реакционной воды в поток газа, несущий SO₃ до абсорбционной зоны, уменьшает градиент концентрации кислоты между входом и выходом абсорбционной зоны. Если 100% реакционной воды подают в поток SO₃ в виде водяного пара, градиент концентрации кислоты между входом и выходом абсорбционной зоны полностью исключают, т.е. разбавление как таковое отсутствует, а имеется постоянная крепость раствора кислоты в жидкой фазе по всей зоне. Если эту концентрацию поддерживают на очень низком уровне, в абсорбционном сосуде из сплава может возникнуть чрезмерная коррозия. Если концентрация слишком высока, через абсорбер может пройти непоглощенный SO₃, при этом снижая выход, создавая существенный туман серной кислоты при охлаждении газа после абсорбера и/или подавляя превращение в последующей каталитической контактной зоне.

Однако в соответствии с настоящим изобретением, установлено, что повышенные количества энергии можно регенерировать из абсорбционной системы при использовании увеличенной доли реакционной воды путем ввода водяного пара в поток газа, несущий SO₂ или SO₃ до абсорбционной системы. Кроме того, способом можно управлять таким образом, чтобы добиваться существенного увеличения регенерации энергии из абсорбционной системы без чрезмерной коррозии и, без чрезмерного образования тумана кислоты. Эти положительные результаты возникают, благодаря идентификации, координации и управления сочетаниями технологических переменных, влияющих на реакцию абсорбционной системы на ввод водяного пара в поток газа, несущий SO₂ или SO₃. Соответствующие условия выбирают, принимая во внимание данные о составе и температуре потока газа, несущего SO₃, в зависимости от доли разбавляющей воды, введенной в этот поток до абсорбционной системы, и принимая во внимание данные об азеотропном составе в зависимости от температуры.

Увеличение доли разбавляющей воды, подаваемой путем ввода водяного пара в газ до теплорегенерационной абсорбционной зоны позволяет значительно увеличить количество энергии, в конечном итоге регенерируемой из абсорбционной системы. Этот режим работы обеспечивает высокую температуру газа и высокую энтальпию газа, вследствие образования серной кислоты-продукта в паровой фазе. Физическое тепло и скрытое тепло испарения серной кислоты регенерируют в полезном виде из газовой фазы в теплообменнике теплорегенерационного абсорбера обычно путем генерации пара промежуточного давления. В соответствии с предлагаемым способом, уровень регенерации тепла можно повысить на 25% по сравнению с системами поглощения SO₃ с наивысшим уровнем регенерации полезного тепла, достигаемым в промышленном масштабе на предприятиях в США. Например, в то время как пар промежуточного манометрического давления при 0,3 МПа (3 бара) или выше, обычно 0,7 МПа (7 бар) или выше, получают в количестве 0,48 тонн на тонну чистого производства серной кислоты в абсорбционной системе, в которой 1/3 требуемой разбавляющей воды подают путем ввода пара в поток газа до абсорбера, количество регенерации энергии можно увеличить до 0,6-0,9 тонн пара промежуточного давления на тонну произведенной серной кислоты, если долю реакционной воды, подаваемой вводом пара, увеличивают до 95-100%, а градиент концентрации в теплорегенерационной абсорбционной зоне уменьшают до 0,2 масс. % или менее. Если 100% или более реакционной воды подают в виде пара, вводимого до теплорегенерационной абсорбционной зоны, возникает дополнительная значительная экономия капиталовложений и эксплуатационных расходов, благодаря исключению сосуда-разбавителя.

Фиг. 1 иллюстрирует известную систему поглощения SO₃ и регенерации энергии, высвобождаемой при поглощении, в которой до приблизительно 33% разбавляющей воды обеспечивают путем ввода пара в поток газа, несущий SO₃, поступающего в систему. До системы поглощения SO₃ и регенерации энергии, высвобождаемой при поглощении, в направлении потока газа, несущего оксид серы в систему, поток газа, несущий SO₂, создают путем сжигания серы в избытке воздуха. Альтернативно, поток, несущий SO₂, могут создавать на металлургическом заводе, обычно путем обжига сульфидной руды. Поток, несущий SO₂, который содержит непотребленный кислород в отношении, по меньшей мере стехиометрически эквивалентном SO₂, пропускают через каталитический преобразователь, в котором высокую долю SO₂ превращают в SO₃ каталитической реакцией с кислородом в газе, получая при этом конверсионный газ, содержащий SO₃. Окисление SO₂ в SO₃ создает значительное количество тепла реакции, которое, по меньшей мере, частично регенерируют путем пропускания несущего SO₃ конверсионного газа через один или несколько теплообменников, например, котел-утилизатор, пароперегреватель и/или экономайзер.

Затем конверсионный газ подают в систему поглощения SO₃ и регенерации энергии, высвобождаемой при поглощении, как проиллюстрировано на фиг. 1. Система содержит абсорбер, например, противоточную абсорбционную башню 1, в которой осуществляют контакт потока конверсионного газа SO₃ с концентрированной серной кислотой для передачи SO₃ из потока газа в жидкую фазу в виде дополнительной добавки серной кислоты в поглощающую жидкость. В абсорбере осуществляют контакт потоков жидкости и газа в теплорегенерационной абсорбционной зоне 3, содержащей средства для обеспечения контакта газ/жидкость и массопередачи между кислотной фазой и жидкой фазой. Как проиллюстрировано, газ и жидкость протекают через теплорегенерационную абсорбционную зону 3 в режиме противотока. Специалистам понятно, что газ и жидкость могут альтернативно контактировать в прямоточном абсорбере, таком, как, например, башня Вентури.

Кроме того, абсорбционная система содержит наружный теплообменник 5, предназначенный для регенерации энергии, высвобождаемой при поглощении, из поглощающей кислоты, и разбавитель 7, в котором воду подают в рециркулирующий поток кислоты для реакции с дополнительными количествами SO₃. Обогащенный поток серной кислоты отводят из башни через выход кислоты 9, пропускают через теплообменник 5 и разбавитель 7 с помощью циркуляционного насоса 11 для кислоты, и возвращают в башню через впуск 13 для возврата кислоты.

При работе абсорбционной зоны при повышенной температуре получают высокотемпературный поток кислоты, который могут использовать для нагрева жидкого теплоносителя до повышенной температуры. Жидким теплоносителем обычно нагревают до температуры выше приблизительно 144°C, например, в пределах 160-235°C. Таким образом, если теплообменником 5 является котел системы регенерации тепла (HRS), пар в нем могут генерировать под манометрическим давлением выше 0,4 МПа (4 бар), чаще, выше 0,5 МПа (5 бар), предпочтительно от приблизительно 0,5 МПа (5 бар) и до приблизительно 1 МПа (10 бар). Пар могут генерировать под манометрическим давлением в пределах 1,8-2 МПа (18-20 бар), если это оправдано местными технологическими нуждами и общей экономикой способа.

Как проиллюстрировано на фиг. 1, абсорбер необязательно и предпочтительно, содержит две абсорбционные зоны. Первичную теплорегенерационную абсорбционную зону 3 эксплуатируют при высокой температуре, чтобы получить поток поглощающей кислоты при высокой температуре, который циркулирует с помощью циркуляционного насоса 11 для кислоты через теплообменник 5 для регенерации энергии в полезном виде, высвобождаемой при поглощении. Вторичная абсорбционная зона 15 расположена в башне 1 выше первичной абсорбционной зоны. Кислоту, которую подают через впуск 17 для вторичной кислоты, пропускают через вторичную абсорбционную зону в режиме противотока по отношению к газу, выходящему из первичной абсорбционной зоны. Вторичная абсорбционная зона действует для охлаждения потока газа, конденсации остаточной серной кислоты из паровой фазы и удаления из потока газа остаточного SO₃, путем поглощения вторичной поглощающей кислотой. Как показано на фиг. 1, вторичная поглощающая кислота протекает вниз в первичную абсорбционную зону, и становится частью потока первичной поглощающей кислоты, протекающей через первичную зону.

Обедненный поток газа, выходящий из вторичной абсорбционной зоны 15, пропускают через элиминаторы тумана 19 для удаления остаточного тумана серной кислоты. Если теплорегенерационная абсорбционная система содержит промежуточный абсорбер промежуточной установки, газ, выходящий из элиминаторов тумана, возвращают на дополнительную стадию преобразователя. В этой однопроходной установке, газ, выходящий из элиминаторов тумана, выпускают в атмосферу.

В известном из уровня техники способе часть разбавляющей воды подают как водяной пар в поток конверсионного газа SO₃ через отверстие для ввода 21 до впуска 23 газа абсорбционной башни. Однако из-за проблем коррозии и образования тумана доля водяного пара, вводимого в газ до абсорбера, ограничивалась приблизительно 33%, т.е. водяной пар вводили в таком отношении, что отношение общего эквивалентного содержания водяного пара в газе составляло не более 0,33 моля на моль общего эквивалентного содержания SO₃ в потоке газа до входа в первичную абсорбционную зону 3. По меньшей мере приблизительно 67% разбавляющей воды подают через разбавитель 7 обычно в жидком виде. Альтернативно, некоторая часть или весь остаток разбавляющей воды могут подавать поперечным потоком серной кислоты более низкой концентрации через впуск 17 для вторичной кислоты.

По сравнению с известным техническим решением, в способе в соответствии с настоящим изобретением водяной пар вводят до абсорбционной системы в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание в газе водяного пара до по меньшей мере приблизительно 0,40 моля на моль общего эквивалентного содержания в газе оксида серы, перед поступлением потока газа в абсорбционную зону. Предпочтительно, водяной пар вводят в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание в газе водяного пара по меньшей мере до приблизительно 0,50 моля, предпочтительнее, по меньшей мере приблизительно 0,55 моля, предпочтительнее по меньшей мере приблизительно 0,60 моля, еще предпочтительнее, по меньшей мере приблизительно 0,70 моля, и, наиболее предпочтительно, по меньшей мере приблизительно 0,80, 0,90 или 0,95 моля на моль общего эквивалентного содержания в газе SO₃, перед поступлением потока газа в абсорбционную зону. Если водяной пар вводят до преобразователя в направлении потока газа оксида серы, эти отношения могут измерять относительно общего содержания SO₂. Более обще, их могут выражать в пересчете на общее эквивалентное содержание оксида серы в газе, т.е. SO₂ плюс эквивалентный SO₃. В целях этих отношений эквивалентное содержание водяного пара включает водяной пар, превращенный в газовой фазе в серную кислоту, а эквивалентное содержание SO₃ включает SO₃, превращенный в газовой фазе в серную кислоту.

Предлагаемый способ в соответствии с настоящим изобретением могут осуществлять либо в установке «сухого газа», в которой воздух для горения серы высушивают контактом с серной кислотой в сушильной башне до серной горелки в направлении потока воздуха для горения, либо в установке «влажного газа», в которой источник серы сжигают в окружающем воздухе, который не высушен, и/или в которой источник серы сам является источником влаги. Поток SO₂, который получают в металлургической установке, обычно является «влажным», как и поток SO₂, который получают разложением израсходованной серной кислоты. Некоторые источники серы включают соединения серы, содержащие водород, например, сульфид водорода или меркаптаны, и они обязательно дают «влажный» газ SO₂, который превращают в источник влажного газа SO₃ для конверсии. В установке сухого газа водяной пар подают в несущий SO₃ газ в количестве, достаточном, чтобы обеспечить полное эквивалентное содержание водяного пара. В установке влажного газа водяной пар подают в количестве, эквивалентном разности между целевым эквивалентным содержанием водяного пара и концентрацией водяного пара, уже присутствующего в газе. В этих вариантах осуществления настоящего изобретения, в которых источником серы может быть H₂S, 100% потребности разбавляющей воды обеспечивают в газообразном продукте сгорания без дополнительного ввода водяного пара. Вообще, усовершенствования и модификации настоящего изобретения, относящиеся к отношениям массовых расходов в первичной теплорегенерационной абсорбционной зоне, профилям концентрации кислоты в первичной и вторичной абсорбционных зонах, выбору температуры конверсионного газа, поступающего в первичную абсорбционную зону, профилям состава газовой фазы в первичной реакционной зоне и различным мерам по регулированию тумана кислоты разработаны для установки со сжиганием серы. Предпочтительно, они применимы также, если выполнимы, к способам, в которых источник серы является иным, нежели элементарная сера, например, источник, такой, как металлургические источники и H₂S. В более предпочтительных вариантах осуществления источником серы является элементарная сера или сульфидная руда.

В некоторых засушливых географических регионах относительная влажность окружающего воздуха может быть такой, что работа установки по производству серной кислоты контактным методом со сжиганием серы близка к работе установки «сухого газа» даже в отсутствие сушильной башни для воздуха для горения серы. Однако в целях настоящего изобретения установка может считаться установкой «влажного газа», если газообразный продукт сгорания, полученный сжиганием серы в воздухе, содержит более 0,005 моля водяного пара на моль SO₂. Предлагаемый способ, в соответствии с настоящим изобретением, применим без ограничения к технологическим операциям с сухим газом, в которых поглощение SO₃, полученного превращением потока SO₂, содержит не более 0,005, более обычно, не более приблизительно 0,002 моля водяного пара на моль SO₂.

Примерная технологическая схема системы поглощения SO₃ и регенерации энергии, высвобождаемой при поглощении, в соответствии с предпочтительным вариантом осуществления изобретения проиллюстрирована на фиг. 2. Абсорбционная система включает абсорбционную башню 101, содержащую теплорегенерационную (первичную) абсорбционную зону 103 и вторичную абсорбционную зону 115. Обе абсорбционные зоны содержат насадку или иные средства для способствования контакту газ/жидкость и массопередаче между газовой и жидкой фазами. Конверсионный газ, несущий SO₃, подают в нижнюю часть башни через впуск 123 газа. Газ протекает вверх через первичную абсорбционную зону 103 в режиме противотока по отношению к направленному вниз потоку поглощающей кислоты. Поглощающую кислоту, усиленную поглощением SO₃ и конденсацией H₂SO₄ из газовой фазы, отводят из нижней части первичной абсорбционной зоны, удаляют из башни через выход 109 кислоты и циркулируют с помощью циркуляционного насоса 111 для кислоты через теплообменник 105 для регенерации тепла, высвобождаемого при поглощении, в полезном виде посредством передачи тепла из поглощающей кислоты в жидким теплоносителем. Кислоту, выходящую из теплообменника, разделяют для удаления части, эквивалентной чистому производству серной кислоты в абсорбционной системе, главным образом, в теплорегенерационной абсорбционной зоне, плюс любая кислота, поданная из внешнего источника (например, для использования во вторичной абсорбционной зоне или в поперечном потоке как разбавляющей среде). Остальную часть рециркулируют в верхнюю часть первичной абсорбционной зоны 103 через впуск 113 для возврата кислоты башни.

Обедненный поток газа, выходящий из верхней части первичной абсорбционной зоны 103, пропускают вверх через вторичную абсорбционную зону 115 в режиме противотока по отношению к вторичной поглощающей кислоте, которую подают в башню через впуск 117 вторичной кислоты в верхней части вторичной абсорбционной зоны или выше ее. Как показано, вторичная поглощающая кислота протекает из выхода кислоты (в нижней части) вторичной абсорбционной зоны в первичную абсорбционную зону, где становится частью потока первичной поглощающей кислоты. Обедненный газ, выходящий из верхней части вторичной абсорбционной зоны 115, пропускают через элиминаторы 119 тумана для удаления тумана серной кислоты. После этого газ либо возвращают на дальнейшую стадию преобразователя, либо выпускают из системы.

Для целей настоящего изобретения система поглощения SO₃ и регенерации энергии, высвобождаемой при поглощении, содержит теплорегенерационную абсорбционную зону 103, вторичную абсорбционную зону 115 (при наличии таковой), теплообменник 105 для регенерации энергии в полезном виде из поглощающей кислоты, выходящей из теплорегенерационной абсорбционной зоны, циркуляционный насос 111 для кислоты и теплорегенерационную башню 101, в которой содержится теплорегенерационная абсорбционная зона. В описании настоящего изобретения понятно, что обозначение теплорегенерационной абсорбционной зоны 103 как первичная теплорегенерационная абсорбционная зона не обязательно требует присутствия вторичной абсорбционной зоны 115. В предпочтительных вариантах осуществления настоящего способа пар генерируют в теплообменнике 105, предпочтительно при манометрическом давлении по меньшей мере приблизительно 0,4 МПА (4 бар). Любые иные теплообменники, посредством которых регенерируют полезную энергию из поглощающей кислоты после ее удаления из (первичной) теплорегенерационной или вторичной абсорбционной зон (при наличии таковой), также являются частью системы поглощения SO₃ и регенерации энергии, высвобождаемой при поглощении. Некоторые из них описаны в настоящем документе. Система поглощения SO₃ и регенерации энергии, высвобождаемой при поглощении, может также включать любой теплообменник для регенерации остаточного тепла из обедненного потока газа после того, как он выходит либо из (первичной) теплорегенерационной зоны, либо из вторичной абсорбционной зоны (при наличии таковой), но до того, как его подают на последующую стадию преобразователя SO₃.

Теплорегенерационная абсорбционная система как таковая не включает какие-либо средства для удаления из любого потока газа оксида серы, будь то газообразный продукт сгорания SO₂ или конверсионный газ SO₃, до теплорегенерационной абсорбционной зоны в направлении потока газа оксида серы, или какие-либо средства для регенерации энергии из газа, в котором осуществили дополнительное превращение SO₂ в SO₃ после теплорегенерационной башни. Однако, за исключением оговоренного иначе в настоящем описании, из способов производства серной кислоты, воплощающих настоящий способ, присутствие этих средств не исключено. Теплорегенерационная абсорбционная система включает любой разбавитель, который может располагаться в любом потоке кислоты, который вводят и/или возвращают либо в (первичную) теплорегенерационную зону, либо во вторичную абсорбционную зону.

Как показано на фиг. 2, теплорегенерационная абсорбционная система не содержит разбавитель. Таким образом, в этом предпочтительном варианте осуществления 100% разбавляющей воды подают путем ввода водяного пара в конверсионный газ через отверстие 121 для ввода водяного пара, и смешивают с газом в зоне ввода 127 водяного пара в питательном канале 129 конверсионного газа до впуска 123 газа в башню. Однако понятно, что при необходимости в этом долю разбавляющей воды, подаваемой посредством ввода до первичной абсорбционной зоны, можно регулировать на уровне в пределах, достаточных, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе до приблизительно 0,40 моля и приблизительно 1,05 моля на моль общего эквивалентного содержания оксида серы в газе перед поступлением потока газа в первичную абсорбционную зону. Если это молярное отношение менее приблизительно 1,00, дополнительную разбавляющую воду могут добавлять, либо посредством разбавителя, сравнимого с разбавителем 7 на фиг. 1, либо путем ввода в поток газа или поток кислоты в первичной абсорбционной зоне. Обычно водяной пар добавляют через отверстие 121 для ввода в отношении, достаточном для того, чтобы молярное отношение эквивалентного содержания водяного пара к эквивалентному содержанию SO₃ в газе, поступающему в первичную абсорбционную зону 103, варьировало от приблизительно 0,40 и до 1,05, предпочтительно, от приблизительно 0,50 и до приблизительно 0,98 или 1,00, предпочтительно, от приблизительно 0,55 и до приблизительно 0,98 или 1,00, предпочтительнее, от приблизительно 0,60 и до приблизительно 0,98 или 1,00, еще предпочтительнее, от приблизительно 0,70 и до приблизительно 0,98 или 1,00, наиболее предпочтительно, от приблизительно 0,80 или 0,90 и до приблизительно 0,98 или 1,00.

Температура потока газа, несущего SO₃, подаваемого в первичную абсорбционную зону, равна по меньшей мере приблизительно 260°C, предпочтительнее, по меньшей мере приблизительно 270°C, еще предпочтительнее, по меньшей мере приблизительно 285°C и, наиболее предпочтительнее, по меньшей мере приблизительно 300°C. Температура этого потока предпочтительно не выше приблизительно 345°C. Таким образом, например, температура потока, несущего SO₃, может быть от приблизительно 260°C и до приблизительно 345°C, от приблизительно 270°C и до приблизительно 345°C, от приблизительно 290°C и до приблизительно 340°C, от приблизительно 300°C и до приблизительно 340°C или от приблизительно 310°C и до приблизительно 330°C, оптимально, в пределах приблизительно 300-330°C или от приблизительно 300°C и до приблизительно 320°C и по меньшей мере на приблизительно 40°C выше его точки росы.

В предпочтительных вариантах осуществления, как показано на фиг. 2, поток газа пропускают в режиме противотока по отношению к потоку поглощающей жидкости в первичной теплорегенерационной абсорбционной зоне. Специалистам будет понятно, что настоящее изобретение можно применять и путем осуществления контакта поглощающей кислоты и конверсионного газа SO₃ в прямоточном абсорбере, таком как, например, башня Вентури. Предпочтительные условия работы, рассматриваемые в настоящем описании, относятся к противоточной системе типа, проиллюстрированного на чертежах.

Предпочтительная стратегия управления способом на фиг. 2 включает регулирование температуры кислоты, выходящей из теплорегенерационного теплообменника, путем регулирования расхода кислоты, возвращающейся в теплорегенерационную абсорбционную зону, и регулирование концентрации кислоты, выходящей из теплорегенерационной абсорбционной зоны, путем регулирования, главным образом, потока в паровой инжектор и путем регулирования концентрации и расхода кислоты, протекающей во вторичную абсорбционную зону.

Для максимальной регенерации тепла в теплорегенерационной абсорбционной системе поток газа, несущий SO₃, подают в первичную абсорбционную зону без какой-либо промежуточной конденсации какой-либо составляющей потока газа, несущего оксид серы, между зоной ввода водяного пара и первичной абсорбционной зоной. Предпочтительно, во время потока газа между зоной ввода водяного пара и первичной зоной регенерации тепла, высвобождаемого при поглощении, никакого значительного количества тепла не удаляют из потока конверсионного газа SO₃ каким-либо образом, будь то конденсацией, значительной передачей физического тепла или иным образом. Предпочтительно, воду вводят после любых теплообменников для регенерации полезной энергии из конверсионного газа в количестве более 30 БТЕ на фунт эквивалентного SO₃ в конверсионном газе.

Поглощающую кислоту подают в первичную абсорбционную зону при температуре предпочтительно по меньшей мере приблизительно 180°C, обычно, в пределах 170-220°C. Кислота предпочтительно выходит из первичной абсорбционной зоны при температуре в пределах от приблизительно 200°C до приблизительно 240°C. Горячую поглощающую кислоту отводят из башни 101 через выход 109 кислоты, и циркулируют насосом 111 через косвенный теплообменник 105, в котором тепло, высвобождаемое при поглощении SO₃, тепло паровой фазы реакции SO₃ с H₂O и тепло конденсации H₂SO₄ отбирается жидким теплоносителем, и регенерируют в полезном виде. Жидким теплоносителем нагревают до температуры более приблизительно 150°C, предпочтительно в пределах от приблизительно 160°C до приблизительно 235°C, предпочтительнее, от приблизительно 180°C и до приблизительно 220°C. Таким образом, если теплообменником 105 является котел, пар в нем могут генерировать при манометрическом давлении выше 0,3 МПа (3 бар), предпочтительно, выше 0,5 МПа (5 бар), типичнее, от приблизительно 0,5 и до приблизительно 1 МПа (5 и приблизительно 10 бар), еще предпочтительнее, выше 0,7 МПа (7 бар), и, в некоторых примерах даже 1,8-2 МПа (18-20 бар).

При прохождении через первичную абсорбционную зону поток газа охлаждают путем непосредственного теплообмена с поглощающей кислотой, с которой он находится в контакте, тем самым охлаждая выходящий поток газа практически до температуры входящего потока кислоты.

Крепость поглощающей кислоты, выходящей из первичной абсорбционной зоны, находится предпочтительно в пределах от приблизительно 99,1% до приблизительно 99,8%, предпочтительнее, от приблизительно 99,3% и до приблизительно 99,7% по весу H₂SO₄. При любой данной концентрации кислоты на выходе концентрация кислоты на впуске обязательно меняется в зависимости от доли разбавляющей воды, которую подают в виде водяного пара, вводимого в поток конверсионного газа SO₃ до его подачи в первичную абсорбционную зону. Если в потоке газа до его входа в теплорегенерационную абсорбционную зону обеспечивают 100% разбавляющей воды, в теплорегенерационной абсорбционной зоне нет градиента концентрации. Если часть разбавляющей воды обеспечивают в контуре циркуляции кислоты, например, в разбавителе, сравнимом с разбавителем 7 представленном на фиг. 1, от входа до выхода первичной абсорбционной зоны развивается градиент концентрации. При минимальных условиях, т.е. если эквивалентное содержание водяного пара в газе, входящего в первичную зону, равно приблизительно 0,40 моля на моль эквивалентного содержания SO₃, концентрация поглощающей кислоты, поступающей в первичную абсорбционную зону, может обычно быть от приблизительно 99 и до приблизительно 99,5%.

Силу кислоты, выходящей из первичной абсорбционной зоны желательно поддерживать настолько высокой, насколько осуществимо, чтобы минимизировать коррозию в котле-утилизаторе и в нижней части оболочки теплорегенерационной башни, если последняя структура выполнена из сплава. Хотя для этой цели желательными являются концентрации поглощающей кислоты 99,3-99,7%, в некоторых операциях было отмечено, что при приближении концентрации кислоты к верхней границе этого диапазона в основании первичной абсорбционной зоны эффективность поглощения может стать неустойчивой, потенциально ухудшая регулирование образования тумана кислоты, например, вследствие прорыва чрезмерной доли SO₃ во вторичную зону, или даже, приводя к потере выхода и выбросам SO₃. Учитывая индивидуальные отличительные особенности отдельных установок и расхождения в калибровке прибора для измерения электропроводности, используемого для измерения силы кислоты, в промышленной практике производства в больших объемах, обычно предпочитают поддерживать целевую концентрацию кислоты на впуске кислоты/выходе газа противоточной теплорегенерационной абсорбционной зоны не более приблизительно 99,5%. Незначительное увеличение выше 99,5% может допускаться, если состав потока газа, выходящего из первичной зоны, контролируют на содержание SO₃ и разбавляющей воды, поданной во вторичную зону, регулированием концентрации или потока кислоты на впуске вторичной зоны.

Осуществляют циркуляцию поглощающей кислоты через первичную абсорбционную зону с относительно высоким расходом. Предпочтительно, отношение массового расхода жидкости к массовому расходу газа (Ж/Г) в первичной абсорбционной зоне равно по меньшей мере приблизительно 3, обычно, от приблизительно 4 и до приблизительно 15. Выраженное для содержания SO₃ в потоке газа, поступающего в первичную абсорбционную зону, массовое отношение Ж/Г равно предпочтительно по меньшей мере приблизительно 4 или по меньшей мере приблизительно 15 и даже приблизительно 120, обычно, от приблизительно 20 и до приблизительно 120 или от приблизительно 20 и до приблизительно 70, типичнее, от приблизительно 25 и до приблизительно 110, наиболее предпочтительнее, от приблизительно 30 и до приблизительно 100.

Поток кислоты, выходящий из вторичной абсорбционной зоны предпочтительно не более на приблизительно 35°C, предпочтительнее, не более на приблизительно 30°C, предпочтительнее, не более на приблизительно 25°C, еще предпочтительнее, не более на приблизительно 20°C и, оптимально, не более на приблизительно 15°C или даже не более на приблизительно 10°C холоднее температуры газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны (т.е. поступающего во вторичную абсорбционную зону). Поток кислоты через вторичную абсорбционную зону низок по сравнению со скоростью потока через первичную абсорбционную зону. Кислоту могут вводить во вторичную абсорбционную зону при температуре от приблизительно 40°C и до приблизительно 110°C и удаляют из вторичной зоны при температуре в пределах от приблизительно 175°C до приблизительно 215°C. Как подробнее описывается ниже, оптимальному регулированию тумана способствует регулирование разности температур или Δt между газовой фазой и жидкой фазой во вторичной зоне. Регулирование Δt на впуске и выпуске потока кислоты может потребовать, чтобы температура кислоты на впуске поддерживалась ближе к верхней границе предпочтительного диапазона, например, от приблизительно 65°C и до приблизительно 95°C, или от приблизительно 75°C и до приблизительно 90°C, и чтобы скорость потока регулировалась так, чтобы температура кислоты на выходе из вторичной зоны не была значительно ниже температуры газа, выходящего из первичной зоны. Крепость вторичной кислоты, выходящей из вторичной абсорбционной зоны, обычно поддерживают близкой к концентрации первичной поглощающей кислоты, которую рециркулируют из теплообменника системы регенерации тепла через впуск первичной абсорбционной зоны, которая предпочтительно находится на уровне или выше азеотропной точки. Концентрацию кислоты и скорость потока кислоты, поступающей во вторичную абсорбционную зону, регулируют, чтобы обеспечить поглощение остаточного SO₃ в газе, выходящем из первичной зоны, и создать поток кислоты на выходе вторичной зоны в требуемых пределах. Таким образом, если крепость первичной кислоты, поступающей в первичную зону, является относительно высокой, как обычно бывает в случае, если в конверсионный газ, поступающий в первичную абсорбционную зону, подают высокую долю реакционной воды SO₃, в кислоту, поступающую во вторичную зону, воду подают с относительно высоким расходом с тем, чтобы подогнать относительно высокую остаточную концентрацию SO₃, ожидаемую в потоке газа, поступающего во вторичную зону. Но если крепость первичной кислоты, поступающей в первичную абсорбционную зону, является относительно низкой, как обычно бывает в случае установки сухого газа без ввода пара (когда, следовательно, требуется значительное разведение первичной поглощающей кислоты, возвращающейся из теплообменника системы регенерации тепла), скорость, при которой вода должна подаваться во вторичную кислоту, поступающую во вторичную зону, может быть относительно низкой, поскольку остаточный SO₃ в газе, поступающем во вторичную зону, также ожидается относительно низким.

Обычно предпочтительно, чтобы кислота, выходящая из первичной зоны, имела крепость от приблизительно 99,0 и до приблизительно 99,7%, типичнее, от приблизительно 99,3 и до приблизительно 99,6%. Таким образом, в случае если значительная часть реакционной воды подается путем ввода пара в конверсионный газ, крепость первичной поглощающей кислоты, поступающей в первичную абсорбционную зону, обычно в пределах 99,0-99,7%, типичнее, 99,2-99,6%, а вторичной кислоты, выходящей из вторичной абсорбционной зоны, варьирует от приблизительно 99,0 и до приблизительно 99,7%, типичнее, от приблизительно 99,1 и до приблизительно 99,6%. Но в случае сухого газа без ввода пара крепость первичной кислоты, поступающей в первичную абсорбционную зону, разводят до пределов от приблизительно 98,5 приблизительно до приблизительно 99,2%, типичнее, от приблизительно 98,8 и до приблизительно 99,2%, путем ввода воды или относительно разбавленной кислоты между теплообменником и впуском кислоты в первичную зону. Поскольку равновесная концентрация SO₃ газа в контакте с впуском первичной кислоты в случае 100%-ного ввода пара обязательно чуть выше равновесной концентрации SO₃ газа в контакте с впуском первичной кислоты в случае сухого газа без ввода пара, в первом случае во вторичной абсорбционной зоне обеспечивают чуть больше реакционной воды. Таким образом, в случае ~100%-ного ввода пара крепость кислоты, поступающей во вторичную абсорбционную зону, находится обычно от приблизительно 98,0 и до приблизительно 99,2%, предпочтительно, от приблизительно 98,2% и до приблизительно 99,1%, в то время как в случае сухого газа крепость кислоты, поступающей во вторичную абсорбционную зону, варьирует от приблизительно 98,3 и до приблизительно 99,2%, типичнее, от приблизительно 98,4% и до приблизительно 99,0%.

Пределы концентрации кислоты, поступающей в первичную и вторичную абсорбционные зоны и выходящей из них, и типичные оптимальные целевые концентрации приведены в таблице 1. В промежуточных рабочих условиях, т.е. если часть реакционной воды, например, 40-70%, подают путем ввода пара, предпочтительные значения для концентраций кислоты на впуске первичной абсорбционной зоны, выходе вторичной абсорбционной зоны и впуске вторичной абсорбционной зоны, обычно будут в пределах значений, установленных в таблице для крайних случаев ~100%-ного ввода пара и сухого газа с нулевым вводом пара.

Таблица 1 СУХОЙ ГАЗ ~ 100% ВВОД ПАРА   Широкие пределы Предпочтительные пределы Целевое оптимальное значение Широкие пределы Предпочтительные пределы Целевое оптимальное значение Первичная Выход 99,0-99,7 99,3-99,6 99,5 99,0-99,7 99,3-99,6 99,5 Впуск 98,5-99,2 98,8-99,2 99 99,0-99,7 99,2-99,6 99,5 Вторичная Выход 98,5-99,3 98,8-99,3 99,2 99,0-99,7 99,1-99,6 99,2 Впуск 98,3-99,2 98,4-99,0 98,7 98,0-99,2 98,2-99,1 98,5

Хотя поток вторичной кислоты очень низок по сравнению с потоком первичной кислоты, вторичная кислота может, тем не менее, при смешивании с первичной кислотой, поступающей в первичную абсорбционную зону, вызвать некоторую степень разбавления. Это в свою очередь создает градиент концентрации в первичной зоне, который может увеличить коррозию или способствовать образованию тумана в первичной зоне. В соответствии с настоящим изобретением, установлено, что вторичная абсорбционная зона может использоваться с относительно высокой концентрацией кислоты на выходе, например, в пределах 99,1-99,2%, тем самым, минимизируя любой эффект разбавления, когда вторичная кислота протекает в первичную зону. Альтернативно, разбавление первичной поглощающей кислоты можно предотвратить путем отведения вторичной поглощающей кислоты, выходящей из вторичной зоны, в сборную емкость для кислоты вместо смешивания ее с первичной кислотой, поступающей в первичную зону. Однако эта альтернатива жертвует регенерацией тепла, высвобождаемого при поглощении остаточного SO₃, и передачей физического тепла из потока газа во вторичную абсорбционную жидкость во вторичной зоне. Последние источники, хотя и относительно слабые, увеличивают регенерацию в способе на фиг. 2.

Как подробнее описывается ниже, отношение Ж/Г во вторичной зоне предпочтительно регулируют так, чтобы минимизировать Δt газа/жидкости во всей вторичной зоне.

В вариантах осуществления способа в соответствии с настоящим изобретением, включающих ввод пара в конверсионный газ, энергия может регенерироваться не только в относительно высококачественной форме, например, при давлениях пара, указанных выше, но и в значительно большем количестве. Регенерация полезной энергии высокой ценности превышает 1160 кДж/кг SO₃ (500 БТЕ на фунт SO₃) в потоке конверсионного газа. В предпочтительных вариантах осуществления настоящего изобретения, в которых значительно более половины требуемой разбавляющей воды обеспечивают в виде водяного пара в потоке конверсионного газа SO₃, поступающего в первичную абсорбционную зону, регенерация полезной энергии высокой ценности превышает 1220 кДж/кг SO₃ (525 БТЕ на фунт SO₃) в потоке конверсионного газа. В вариантах осуществления, в которых молярное отношение эквивалентного водяного пара к эквивалентому SO₃ более 0,80 в потоке конверсионного газа, поступающего в первичную абсорбционную зону, регенерация полезной энергии высокой ценности превышает 1280 кДж/кг SO₃ (550 БТЕ на фунт SO₃₎, а если практически 100% разбавляющей воды обеспечиваются эквивалентным водяным паром в потоке газа, регенерация полезной энергии высокой ценности может превышать 1330 кДж/кг SO₃ (575 БТЕ на фунт SO₃).

Выраженная по отношению производства пара котлом системы регенерации тепла, регенерация энергии в виде пара, имеющего манометрическое давление по меньшей мере приблизительно 0,4 МПа (4 бар), предпочтительно по меньшей мере приблизительно 0,5 МПа (5 бар), может превышать 0,5 тонны пара на тонну серной кислоты-продукта. Предпочтительно, пар генерируют при этом давлении в количестве по меньшей мере приблизительно 0,55 тонны на тонну серной кислоты-продукта. Если 95-100% разведения кислоты обеспечены в виде ввода пара в конверсионный газ до абсорбера, регенерация энергии составляет приблизительно 0,64 тонны на тонну кислоты-продукта. Работа при этих условиях может потребовать умеренного увеличения размеров теплообменника системы регенерации тепла, т.е. на приблизительно 25% площади поверхности теплообмена по сравнению с 33%-ным вводом пара.

Кроме того, предлагаемый способ в соответствии с настоящим изобретением можно осуществлять, и регулировать для повышения температуры, при которой достигается регенерация энергии, например, путем генерации пара при более высоком давлении. Для работы при более высокой температуре кислоты крепость кислоты предпочтительно поддерживают на максимальном практически достижимом уровне, во избежание значительного увеличения степени коррозии в основании башни и в теплообменнике. Надлежащее регулирования количества равновесных стадий во вторичной абсорбционной зоне и/или незначительное увеличение потока вторичной поглощающей кислоты может компенсировать незначительно увеличенную утечку SO₃ через первичную абсорбционную зону, если температура и концентрация первичной поглощающей кислоты обе находятся на верхней границе приемлемого диапазона. Чрезмерное увеличение отношения Ж/Г во вторичной абсорбционной зоне может привести к быстрому охлаждению газа, поступающего в зону с последующим побочным эффектом по отношению к образованию тумана; но незначительное увеличение приемлемо, особенно, если первичная зона эксплуатируется на верхней границе предпочтительной концентрации кислоты, частично, поскольку более высокое содержание SO₃ в газе вызывает большее генерирование тепла в нижних областях вторичной абсорбционной зоны, тем самым не давая кислоте на выходе стать слишком холодной даже при более высоком отношении Ж/Г. Однако предпочтительно предотвратить любой значительный проскок SO₃ во вторичную зону, требующий увеличения отношения массового расхода жидкости к массовому расходу газа вторичной зоны, даже незначительно. Поскольку концентрацию кислоты, поступающей во вторичную зону, нелегко регулировать в ответ на проскок SO₃, условия в первичной зоне предпочтительно поддерживать такими, чтобы предотвратить любые значительные отклонения в содержании SO₃ в газе, выходящем из первичной зоны. Еще одна альтернатива - вводить вторичную поглощающую кислоту при более низкой концентрации, чем крепость кислоты, преобладающая в основании первичной абсорбционной зоны.

В соответствии с еще одной альтернативой, чтобы минимизировать проскок SO₃, концентрацию кислоты в первичной абсорбционной зоне можно незначительно снижать, допуская поддерживание относительно высокой концентрации во вторичной абсорбционной зоне, а температуру кислоты, выходящей из вторичной абсорбционной зоны, поддерживают равной или близкой к температуре кислоты, поступающей в первичную зону. Как описывается ниже, этот профиль концентрации согласуется с фиг. 3 в патенте США № 5538707, который указывает, что образование тумана минимизируется, если кислота, с которой любой проскок SO₃ вступает в контакт во вторичной абсорбционной зоне, находится на уровне или выше азеотропной точки. В соответствии с этой альтернативой, более высокие скорости коррозии в основании башни могут компенсироваться более низкой скоростью коррозии в верхней части башни. В этих вариантах осуществления в расчете и конструкции основания башни предусмотрена более высокая коррозионная стойкость, а для остальной части башни используется более низкая коррозионная стойкость, что потенциально снижает общую себестоимость оборудования по сравнению с известными конструктивными исполнениями.

Путем правильного выбора и сочетания технологических параметров в вышеописанных пределах достигается значительное увеличение регенерации энергии из абсорбционной системы без увеличения коррозии абсорбционной башни или образования тумана серной кислоты, которое бы существенно снижало экономические выгоды, обеспечиваемые регенерацией энергии в большем количестве. Дополнительной выгоды можно добиться путем уменьшения общей высоты теплорегенерационной башни и/или первичной абсорбционной зоны башни, содержащей также вторичную абсорбционную зону над первичной зоной. Работа при предпочтительно относительно высоком отношении Ж/Г повышает массопередачу и уменьшает число равновесных стадий и/или высоту теоретического устройства теплопередачи в теплорегенерационной зоне башни. Это уменьшает высоту башни относительно скорости потока конверсионного газа SO₃, поступающего в башню. Кроме того, поскольку диаметр башни определяется, главным образом, расходом газа, а не расходом кислоты, при увеличении отношения Ж/Г увеличение диаметра не требуется. Эти факторы снижают капиталовложения на новую башню и облегчают модификацию существующих установок, не имеющих системы регенерации тепла или имеющих систему, работающую без ввода пара, или которые эксплуатируются с количеством ввода пара, достаточным для увеличения эквивалентного содержания водяного пара в потоке газа, поступающего в теплорегенерационную абсорбционную зону, до лишь 33% или менее от эквивалентного содержания SO₃.

Работа в предпочтительном температурном режиме в теплорегенерационной абсорбционной зоне обеспечивает не только регенерацию повышенных количеств тепла, но и регенерацию повышенных количеств при высокой температуре. Теплорегенерационная абсорбционная зона содержит первичную абсорбционную зону способа, представленного на фиг. 2 или единственную абсорбционную зону абсорбционной системы, не имеющей вторичной абсорбционной зоны. Хотя работа при высокой температуре вызывает увеличение скорости коррозии в теплообменнике и в основании теплорегенерационной башни из сплава, работа при относительно высокой крепости кислоты, как описано выше, ограничивает коррозионную активность поглощающей кислоты, и обеспечивает работу при высокой температуре без чрезмерных скоростей коррозии.

Для того чтобы добиться температуры потока газа, несущего SO₃ на впуске теплорегенерационной абсорбционной зоны в предпочтительном диапазоне 260-345°C, газ, выходящий из конвертера, до зоны ввода 127 водяного пара охлаждают в котле-утилизаторе, пароперегревателе, экономайзере и т.д. до температуры в пределах от приблизительно 160° до приблизительно 250°C. Предпочтительно, конденсация из потока газа в зоне ввода водяного пара или на пути за зоной ввода водяного пара перед поступлением потока газа в теплорегенерационную абсорбционную зону отсутствует. Предпочтительнее, отсутствует какой-либо существенный теплоотвод из потока газа в зоне ввода водяного пара или на пути за зоной ввода водяного пара перед поступлением конверсионного газа в теплорегенерационную абсорбционную зону. Специалисты поймут, что некоторая потеря тепла в окружение неизбежна, но теплоотвод со скоростями значительно выше скорости потери тепла в окружение предпочтительно предотвращен.

Работа в предпочтительном температурном режиме обеспечивает, что тепло, высвобождаемое при реакции превращения SO₂ в SO₃, отводится практически до теплорегенерационной абсорбционной системы, а вот высокая доля (если не вся) тепла паровой фазы реакции SO₃ с водяным паром, тепла конденсации серной кислоты и тепла жидкой фазы реакции SO₃ и воды регенерирует в теплорегенерационной абсорбционной системе. Регенерацию энергии в абсорбционной системе максимально увеличивают, если пар подают в конверсионный газ, несущий SO₃, а не в газообразный продукт сгорания SO₂, хотя составляющая окружающего воздуха для горения в установке влажного газа существенно не снижает регенерацию энергии в абсорбционной системе. Согласно альтернативе, описанной в патенте США № 5130112, водяной пар могут вводить в конверсионный газ, несущий SO₃ до экономайзера, тем самым регенерируя часть тепла реакции SO₃ и воды в виде пара относительно высокого давления. Если экономайзер является конденсирующим экономайзером, часть тепла конденсации серной кислоты регенерируют таким же образом. Согласно еще одной альтернативе, пар могут вводить в поток газа, несущий SO₂ между серной горелкой и котлом-утилизатором, или либо в поток газа, несущий SO₂, поступающий на стадию преобразователя, либо в поток газа, несущий SO₃, выходящий со стадии преобразователя. Понятно, что некоторые варианты осуществления предлагаемого способа в соответствии с настоящим изобретением охватывают эти альтернативы для увеличения регенерации тепла, высвобождаемого при поглощении, при условии, что водяной пар вводят в некоторой точке до теплорегенерационного абсорбера в соотношении, достаточном, чтобы повысить содержание водяного пара в газе по меньшей мере до приблизительно 0,40 моля на моль общего эквивалентного оксида серы перед поступлением потока газа в теплорегенерационную абсорбционную зону, и, предпочтительно, эквивалентное содержание водяного пара остается по меньшей мере 0,40 на моль общего эквивалентного газа оксида серы на входе в теплорегенерационную абсорбционную зону. Предпочтительнее, водяной пар вводят в отношении, достаточном, чтобы повысить содержание водяного пара в газе по меньшей мере до приблизительно 0,50, по меньшей мере до приблизительно 0,55, по меньшей мере до приблизительно 0,60, по меньшей мере до приблизительно 0,70 моля, наиболее предпочтительнее, по меньшей мере до приблизительно 0,80 моля, по меньшей мере до приблизительно 0,90 моля, или по меньшей мере до приблизительно 0,95 моля на моль общего эквивалентного содержания оксида серы перед поступлением потока газа в теплорегенерационную абсорбционную зону, и, предпочтительно, эквивалентное содержание водяного пара остается по меньшей мере приблизительно 0,50 моля, по меньшей мере приблизительно 0,55, по меньшей мере приблизительно 0,60 моля, по меньшей мере приблизительно 0,70 моля, по меньшей мере приблизительно 0,80 моля или по меньшей мере приблизительно 0,90 моля на моль общего эквивалентного содержания газа оксида серы на входе в теплорегенерационную абсорбционную зону.

Проблема тумана кислоты связана с более сложными соображениями. На фиг. 4 приведены графики давлений пара воды, SO₃ и серной кислоты как функция температуры. Линейная конфигурация обеспечена путем построения графика давления пара в логарифмическом масштабе как функции обратной абсолютной температуры в линейном масштабе. Эти кривые построены для чистых составляющих и не указывают давления пара SO₃ или воды в равновесии с серной кислотой, особенно при концентрациях, преобладающих в поглощающей кислоте. Но, демонстрируя высокую летучесть SO₃, кривые указывают на желательность работы абсорбционной системы в относительно непосредственной близости к азеотропной концентрации для высокой крепости серной кислоты.

Максимальную регенерацию SO₃ в теплорегенерационной абсорбционной зоне получают, если крепость кислоты на выходе газа находится в азеотропной точке. Теперь установлено, что работа в предпочтительных условиях концентрации кислоты в абсорбционной зоне теплорегенерационной зоны на верхней границе слегка отходит от азеотропной точки. Данные, разработанные в соответствии с настоящим изобретением, выявляют, что азеотропный состав - это приблизительно 99% по весу при температурах, преобладающих в первичной абсорбционной зоне, и приблизительно 99,2% по весу при температурах, предпочтительно преобладающих во вторичной абсорбционной зоне способа, как проиллюстрировано, например, на фиг. 2. Работа почти на верхней границе азеотропной точки могла бы приводить к увеличению степени, в какой непоглощенный SO₃ может проходить через абсорбционную систему и потенциально создавать серьезные проблемы тумана кислоты далее по технологической цепочке, с результирующей коррозией расположенного далее по технологической цепочке оборудования, у которого материалы конструкции выбраны, исходя из того, что они будут контактировать лишь с сухими газами, содержащими незначительные доли SO₂. Однако установлено также, что при работе в соответствии с сочетаниями условий, как описано выше, и подробнее рассмотрено ниже, туман кислоты поддерживается на умеренном уровне. Дополнительное регулирование тумана кислоты может обеспечиваться путем пропускания потока газа, выходящего из теплорегенерационной зоны через вторичную абсорбционную или конденсирующую зону, как подробнее описано ниже. Благодаря этим мерам, туман, выходящий из абсорбционной башни, уменьшается в такой степени, что остаточный туман можно экономически оправданно удалять с помощью обычных элементов элиминаторов тумана.

Как полагали ранее, неприемлемое образование тумана кислоты может возникать при подаче значительно более 33% разбавляющей воды путем ввода водяного пара в поток конверсионного газа до первичной абсорбционной зоны. Ввод водяного пара и образование серной кислоты в паровой фазе непременно повышают точку росы потока газа, что, как полагали ранее, может усугублять проблему образования тумана кислоты. Например, как проиллюстрировано на фиг. 2 в патенте США № 5118490, образование тумана усиливается с увеличением степени, в какой точка росы газа, входящего в абсорбер, превышает температуру кислоты, с которой он вступает в контакт, а также усиливается при уменьшении разности между температурой газа и его точкой росы. Таким образом, в соответствии с фиг. 2 в патенте США № 5118490, увеличение степени, в какой разбавляющую воду подают путем ввода пара до теплорегенерационной абсорбционной зоны, и последующее повышение точки росы газа, имеет явный потенциал к усугублению проблемы образования тумана. В промышленной практике эти соображения выступили сдерживающим фактором в отношении увеличения доли разбавляющей воды, подаваемой как пар в потоке газа в доле выше приблизительно 33%.

Однако как показано на фиг. 5, ввод водяного пара не приближает поток конверсионного газа к его точке насыщения. Напротив, тепло паровой фазы реакции SO₃ и воды повышает температуру газовой фазы, что сдерживает превращение SO₃ в серную кислоту, тем самым регулируя повышение точки росы в зависимости от доли водяного пара, добавляемого путем ввода в конверсионный газ. Таким образом, если пар при атмосферном давлении смешивают с сухим SO₃ в адиабатических условиях, разность между температурой газа и точкой росы газа увеличивается до приблизительно 44°C, если газ содержит эквивалентный водяной пар при молярном отношении к эквивалентному SO₃ приблизительно 0,33, увеличивается до приблизительно 53°C, если газ содержит эквивалентный водяной пар при молярном отношении к эквивалентному SO₃ приблизительно 0,50, и в конечном итоге достигает приблизительно 58°C при молярном отношении приблизительно 1,0. Вместо достижения количественного превращения SO₃ в серную кислоту в паровой фазе в газе, поступающем в систему, влияние большего генерирования тепла в газовой фазе заключается в смещении равновесного отношения H₂SO₄/SO₃ в газовой фазе к более низкому значению и распределении превращения SO₃ в H₂SO₄ в паровой фазе по теплорегенерационной абсорбционной зоне. Это приводит к уменьшению Δt между газовой фазой и жидкой фазой и увеличению движущей силы для поглощения SO₃, таким образом, повышая степень, в какой SO₃ превращается в серную кислоту в жидкой, а не в паровой фазе. Эти факторы могут служить ограничением образования тумана кислоты.

Хотя на фиг. 5 показано, что 100%-ный ввод пара преимущественно увеличивает знаменатель коэффициента оси Х соотношения для образования тумана в патенте США № 5118490 (фиг. 2), числитель должен также увеличиться, если нет значительного повышения температуры поглощающей кислоты, выходящей из теплорегенерационной абсорбционной зоны. Для того чтобы минимизировать этот эффект, теплорегенерационная абсорбционная зона предпочтительно работает при высокой температуре кислоты, чтобы минимизировать быстрое охлаждение, когда влагосодержащий входящий поток, несущий SO₃, вступает в контакт с поглощающей кислотой на выходе кислоты теплорегенерационной абсорбционной зоны. Однако существенное увеличение температуры кислоты могло бы значительно усилить коррозию в котле системы регенерации тепла и в основании теплорегенерационной башни из сплава. Следовательно, температуру кислоты, выходящей из теплорегенерационной башни, предпочтительно поддерживают практически в пределах, установленных для известной из уровня техники работы при количествах ввода пара лишь 33%.

Случайно обнаружено также, что полуэмпирическая зависимость в патенте США № 5118490 (фиг. 2) не может быть полностью применима к операциям, с высокой долей ввода пара рассмотренным в настоящем изобретении; или, если применима, может не дать адекватное руководство для применений ввода пара в отсутствие знания и понимания данных, представленных на фиг. 5. Было проведено заводское испытание, в котором долю ввода пара в сухой конверсионный газ увеличили от 33% до 44%, т.е. молярное отношение эквивалентного содержания воды к эквивалентному содержанию SO₃ увеличили от 0,33 до 0,44. Результаты этого испытания приведены в таблице 2. Установлено, что положительный эффект увеличения разности между температурой газа и точкой росы газа компенсирует отрицательный эффект повышения точки росы газа в тех операциях, в которых высокую долю разбавляющей воды обеспечивают как пар в потоке газа, поступающего в абсорбер.

Таблица 2 Размер частиц тумана в газе, выходящего из элементов элиминации тумана Нагрузка тумана в газе, выходящем из элиминаторов тумана 0,33 моля экв. H₂O/моль экв. SO₃ в газе, поступающем в теплорегенерационную абсорбционную зону 0,44 моля экв. H₂O/моль экв. SO₃ в газе, поступающем в теплорегенерационную абсорбционную зону >3 мкм 0,9 г/Нм³ 1,4 г/Нм³ <3 мкм 5,9 г/Нм³ 3,0 г/Нм³ <1 мкм 2,3 г/Нм³ 1,3 г/Нм³ Итого 6,8 г/Нм³ 4,4 г/Нм³

Эти значения - лишь для тумана, и не отражают паровую нагрузку.

Максимальная регенерация энергии из абсорбционной системы достигается в вариантах осуществления, в которых всю разбавляющую воду подают путем ввода водяного пара в поток конверсионного газа SO₃ до входа этого потока в теплорегенерационную абсорбционную зону. Как уже отмечалось, это практически исключает какой-либо градиент концентрации кислоты в теплорегенерационной зоне. Особенно в вариантах осуществления, в которых имеется лишь одна абсорбционная зона, это требует тщательного балансирования концентрации кислоты, поскольку работа ниже азеотропной точки может вызвать образование тумана из-за летучести серной кислоты при высокой температуре и вызвать коррозию теплорегенерационной башни из сплава металла, а работа теплорегенерационной абсорбционной зоны выше азеотропной точки может вызвать проскок SO₃, т.е. прохождение через башню непоглощенного SO₃. Проскок SO₃ может вызвать образование тумана далее по технологической цепочке при охлаждении обедненного потока газа.

Кроме того, было обнаружено, что состав азеотропа изменяется обратно пропорционально температуре. Таким образом, один из путей минимизации образования тумана в теплорегенерационной зоне и/или далее по технологической цепочке в зависимости от условий теплорегенерационной зоны заключается в работе при постоянной концентрации кислоты, которая выше азеотропной точки на впуске газа в противоточной теплорегенерационной абсорбционной зоны, но в азеотропной точке или возле нее при умеренно более низкой температуре кислоты, преобладающей на выходе газа. Хотя это и ограничивает движущую силу для поглощения SO₃, оно не снижает интенсивность конденсации серной кислоты. Кроме того, эффективность поглощения SO₃ остается приемлемой, если значения крепости кислоты в положениях вдоль рабочей линии кислотной фазы в первичной абсорбционной зоне умеренно превышают концентрации азеотропного состава при соответствующих значениях температуры; при условии, что концентрацию кислоты поглощающей жидкости регулируют таким образом, что разность между концентрацией поглощающей жидкости и концентрацией азеотропа составляет не более приблизительно 1,0 масс. % по всей теплорегенерационной зоне, а концентрацию кислоты на выходе поддерживают в точке перегиба кривой или ниже ее, выше которой эффективность поглощения, исходя из результатов наблюдений, становится непостоянной или резко падает в некоторых промышленных операциях, например, 99,5-99,6%. При контроле SO₃ промышленная установка по производству кислоты может надежно работать в пределах 99,6-99,7%. Предпочтительно, разность между концентрацией кислоты и концентрацией азеотропного состава составляет не менее -0,2 масс. % и не более +1,0 масс. %, предпочтительнее, не менее 0,0% и не более +1,0 масс. % по всей теплорегенерационной зоне. Эту разность можно определить как:

Δaz_i=[H₂SO₄]_i-[H₂SO₄az]_i

где:

Δaz_i - разность в местоположении i в зоне;

[H₂SO₄]_i - координата фактической интегральной средней концентрации H₂SO₄ в местоположении i;

[H₂SO₄az]_i - концентрация азеотропного состава в координате интегральной средней температуры местоположения i;

местоположение i - любое местоположение точек в пределах зоны, равноудаленных от горизонтальной плоскости, проходящей через выход кислоты в нижней части первичной абсорбционной зоны

Таким образом, отрицательная разность означает, что фактическая концентрация ниже азеотропной точки при температуре местоположения i, а положительная разность означает, что фактическая концентрация абсорбционной кислоты выше азеотропной точки при температуре местоположения i.

Предпочтительные условия для работы первичной абсорбционной зоны схематически иллюстрированы на фиг. 22. Кривые S₁ и S₂ на фиг. 22 представляют собой рабочие линии альтернативной концентрации кислоты для фазы абсорбционной кислоты в противоточной первичной абсорбционной зоне, т.е. графики концентрация-местоположение в первичной зоне как функция расстояния от впуска газа/выхода кислоты зоны. Кривая S₂ основана на немного более высокой концентрации кислоты на впуске, чем кривая S₁. Кривая T представляет собой профиль температуры кислотной фазы в первичной зоне, а кривая Z представляет собой график азеотропной концентрации как функции температуры в зоне. Таким образом, горизонтальная линия, проведенная на любом данном расстоянии от нижней части зоны, пересекает координату концентрации в этом положении на кривой S₁ или S₂ и координату температуры в этом положении на кривой T, а также азеотропную точку состава при температуре на кривой Т. Видно, что в верхней части зоны разность между концентрацией кислоты на впуске на кривой S₁ и концентрацией в азеотропной точке при температуре кислоты на впуске равна -0,1 масс. %, а разность между концентрацией кислоты на выходе и концентрацией в азеотропной точке на кривой S₁ при температуре кислоты на выходе, равна +0,5 масс. %. Для сравнения, соответствующие разности на кривой S₂ равны соответственно +0,2 масс. % и +0,8 масс. %. Кривая S₁ отражает предпочтительный нижний предел концентрации кислоты на впуске, а кривая S₂ приближается к предпочтительному максимуму концентрации кислоты на впуске при отношении Ж/Г, преобладающем в показанном гипотетическом случае.

Превращение SO₃ в серную кислоту в паровой фазе происходит по мере конденсации кислотного пара, а охлаждение газа создает более благоприятное равновесие для прямой реакции. Конденсация водяного пара может задерживать реакцию паровой фазы, но намного более низкое давление пара H₂SO₄ способствует конденсации серной кислоты и превращению паровой фазы SO₃ предпочтительно перед конденсацией водяного пара. Кроме того, поддержание концентрации кислоты в теплорегенерационной зоне в или выше азеотропной точки обеспечивает дополнительное преимущество, заключающееся в минимизации степени, в которой образование тумана происходит в результате того, что какая-либо часть SO₃ остается непоглощенной на выходе газа из абсорбционной зоны. Как показано на фиг. 3 патента США № 5538707, если концентрация кислоты, ниже азеотропной точки, и поток газа на выходе имеет состав, сочетающий равновесные парциальные давления SO₃ и водяного пара с увеличением давления SO₃, обусловленным проскоком SO₃, точка росы газа на выходе повышается по сравнению с самим по себе равновесным составом. Это приводит в результате к перенасыщению в паровой фазе, которое обычно приводит к образованию тумана. Однако если присутствует сравнимое увеличение SO₃, обусловленное проскоком, но при этом концентрация кислоты в или выше азеотропной точки, то точка росы газа на выходе фактически снижается проскоком SO₃, и в этой точке перенасыщенное состояние предотвращается. Ясно, что, если концентрация пара SO₃ и/или H₂SO₄ на выходе является значительной, после теплорегенерационной зоны предпочтительно принять другие меры для регенерации SO₃ таким образом, чтобы предотвратить образование тумана в нижних частях потока. Например, как подробнее описывается ниже, поток газа, выходящий из первичной зоны, могут пропускать через вторичную абсорбционную зону для абсорбции остаточного SO₃. Как подробнее обсуждается ниже, условия работы такой вторичной зоны можно регулировать, чтобы минимизировать образование тумана либо в последней абсорбционной зоне, либо далее ниже по технологической цепочке.

Альтернативно, повышенную чистую «движущую силу» для поглощения SO₃ можно создать при постоянной концентрации кислоты на выходе теплорегенерационной зоны, подавая менее чем все стехиометрические потребности в воде путем ввода водяного пара в поток газа, несущий SO₃, до теплорегенерационной абсорбционной зоны. Например, пар можно вводить в конверсионный газ, несущий SO₃ в отношении, достаточном, чтобы увеличить молярное отношение эквивалентного содержания влаги к эквивалентному содержанию SO₃ до величины более 0,40, но менее 1,0. Однако если установлен профиль концентрации кислоты, обеспечивающий повышенную «движущую силу» для поглощения SO₃, концентрация кислоты на выходе газа противоточной абсорбционной зоны может быть намного ниже азеотропа, приводя в результате к относительно высокому давлению пара и риску образования тумана, особенно при более низких температурах, преобладающих после теплорегенерационной абсорбционной зоны, если происходит какой-либо проскок SO₃. С другой стороны, если концентрацию кислоты, поступающей в противоточную абсорбционную зону, поддерживают в азеотропе, чтобы минимизировать давление пара кислоты в контакте с потоком газа на выходе, то работа со значительно менее 100% вводом водяного пара в несущий SO₃ конверсионный газ имеет эффект не увеличения, а значительного снижения «движущей силы» для поглощения SO₃ во всех областях абсорбционной зоны, удаленных от выхода газа. Кроме того, в той степени, в какой разбавляющую воду подают через контур циркуляции кислоты, а не как пар, вводимый в конверсионный газ, несущий SO₃, регенерация энергии снижается.

Если теплорегенерационная абсорбционная зона используется в предпочтительных пределах Ж/Г, указанных выше, коэффициенты массообмена улучшаются, тем самым способствуя регулированию проскока SO₃ и тем самым дополнительно способствуя регулированию тумана кислоты. Более того, высокое Ж/Г дает в результате меньшее падение температуры на стороне кислоты через наружный теплообменник и, следовательно, повышенную «движущую силу» для теплопередачи в жидким теплоносителем. Правильным выбором насадки предпочтительных относительно высоких отношений Ж/Г можно добиться без чрезмерного увеличения диаметра теплорегенерационной башни или повышенного падения давления газа по сравнению с характеристиками теплорегенерационной башни, рассчитанной на работу при том же расходе газа и относительно низком обычном Ж/Г. Таким образом, при работе с предпочтительными высокими отношениями Ж/Г, описанными выше, массовый расход жидкости поглощающей кислоты составляет предпочтительно по меньшей мере приблизительно 3770 фунтов/фут²-час (18440 кг/м²-час), предпочтительнее, по меньшей мере приблизительно 4500 фунтов/фут²-час (22100 кг/м²-час), обычно от приблизительно 6000 до приблизительно 15000 фунтов/фут²-час (от приблизительно 29500 до приблизительно 73800 кг/м²-час). Массовый расход газа через теплорегенерационную абсорбционную зону обычно находится в диапазоне от приблизительно 320 до приблизительно 1100 фунтов/фут²-час (1500-5200 кг/м²-час) при падении давления приблизительно 18 см H₂O (7,1 дюйма H₂O) через теплорегенерационную абсорбционную зону.

Быстрой и эффективной массопередаче способствует использование структурированной насадки. Например, средства для обеспечения контакта газа с жидкостью и массопередачи между газовой и жидкой фазами могут содержать структурированную насадку, продаваемую под товарным знаком FLEXERAMIC® 88 KG или FLEXERAMIC® 28 KG фирмой Koch Knight LLC. Альтернативные башенные насадки включают седла Intalox 7,6 см (3 дюйма), поставляемые фирмой Koch-Glitsch, и Flexisaddle LPD 7,6 см (3 дюйма) KG, также поставляемые фирмой Koch Knight LLC.

Подводя итог вышесказанному, образование тумана в теплорегенерационной абсорбционной зоне минимизируют путем сочетания высокой температуры газа, которую достигают высокой долей ввода пара в конверсионный газ, несущий SO₃, до абсорбционной системы, обычно высокой температуры поглощающей кислоты на выходе кислоты теплорегенерационной зоны и высокой крепости раствора поглощающей кислоты. Фиг. 7 иллюстрирует профили температуры в противоточной теплорегенерационной абсорбционной зоне при предпочтительных условиях работы, включая ввод водяного пара в зону ввода водяного пара 123 в отношении, достаточном, чтобы повысить молярное отношение эквивалентного содержания водяного пара к эквивалентному содержанию в потоке газа SO_3, до приблизительно 0,95-1,0 на впуске газа абсорбционной зоны. В основании зоны кислота весьма горячая, но по-прежнему имеется значительная Δt между газовой фазой и жидкой фазой. Выше своей точки росы газ охлаждается достаточно быстро, но когда он приближается к точке росы и опускается ниже ее, меньшая Δt и эффект высвобождения скрытого тепла вызывают более медленное охлаждение газа, тем самым минимизируя перенасыщение в газовой фазе и образование тумана. Если перенасыщения удается избежать, серная кислота претерпевает упорядоченный переход в жидкую фазу, а не пагубную конденсацию и образование тумана в потоке газа. Фактически, как также показано на фиг. 12, в основании теплорегенерационной зоны практически нет образования тумана. При достижении газом своей точки росы образуется умеренный уровень тумана, и еще одно приращение тумана создается возле выхода газа/впуска кислоты абсорбционной зоны, где происходит основная часть конденсации H₂SO₄.

Как еще показано на фиг. 12, температура жидкой фазы достигает максимума на выпуске кислоты, но выше выхода кислоты в нижней части абсорбционной зоны температура газа быстро приближается к температуре жидкости, и эти две температуры сравниваются приблизительно на трети пути от выхода кислоты до впуска кислоты.

Рабочую линию газовой фазы для противоточной теплорегенерационной колонны в соответствии с настоящим изобретением можно понять, обратившись к фиг. 7. Профили на этом графике фактически отражают состав газа на основе эквивалентного SO₃ как функция температуры, а не положения на пути потока текучей среды в теплорегенерационной зоне. Однако путем корреляции температуры газа и положения в абсорбционной зоне обеспечивается иллюстрация рабочей линии теплорегенерационной абсорбционной зоны на основе эквивалентного SO₃ под «Стадия 1 колонны» на правой стороне на фиг. 7. В иллюстрируемом случае 100% разбавляющей воды подают путем ввода водяного пара в конверсионный газовый поток, несущий SO_3, теплорегенерационной абсорбционной зоны в направлении потока конверсионного газа. Конденсация серной кислоты и какой-либо существенный отвод физического тепла до поступления потока газа в абсорбционную зону предпочтительно предотвращаются. Таким образом, поток газа поступает в теплорегенерационную абсорбционную зону при температуре 315°C. Состав газа при его поступлении показан на дальней правой стороне графика, т.е. на основе эквивалентного SO₃ газ содержит приблизительно 69 мольных % SO₃ и приблизительно 31 мольный % H₂SO₄, причем молярное отношение H₂SO₄ к SO₃ составляет приблизительно 0,45. Как и в случае, когда 95-100% разбавляющей воды добавляют до входа конверсионного газа в теплорегенерационную абсорбционную зону, диапазон работы, предусматриваемый настоящим изобретением, обычно содержит ввод потока газа, в котором молярное отношение пара серной кислоты к SO₃ составляет по меньшей мере приблизительно 0,25, предпочтительно, по меньшей мере приблизительно 0,30, предпочтительнее, по меньшей мере приблизительно 0,35. Как показано на фиг. 7, по мере перемещения потока газа через абсорбционную зону в режиме противотока по отношению к абсорбционной жидкости, содержание в газе SO₃ постепенно снижается. В областях абсорбционной зоны возле впуска газа и выхода кислоты содержание серной кислоты в паре постепенно увеличивается по мере перемещения потока газа через абсорбционную зону, в то время как температура газа падает, пока не достигается точка, в которой газ находится на своей точке росы. После того как газ охладился до своей точки росы или ниже, продолжающееся образование серной кислоты в паровой фазе компенсируется конденсацией серной кислоты в жидкую фазу. Таким образом, содержание серной кислоты начинает падать от пика приблизительно 63 мольных % на основе SO₃, когда температура газа составляет приблизительно 260°C. Хотя график на фиг. 7 показывает умеренное резкое падение, сравнение с фиг. 12 демонстрирует, что происходит снижение содержания серной кислоты в паровой фазе от 63 мольных % до приблизительно 15 мольных % при перемещении газа вверх выше приблизительно нижней трети теплорегенерационной абсорбционной зоны, что в случае на фиг. 7 соответствует расстоянию приблизительно 1,5 м (5 футов), или при объемной скорости 0,75 с^-1. Как правило, предпочтительно, чтобы по меньшей мере 40%, предпочтительно, по меньшей мере 50% SO₃, получаемого в преобразователе, конденсировались как серная кислота из газовой фазы, и чтобы объемная скорость составляла по меньшей мере приблизительно 0,3 с^-1, предпочтительно, от приблизительно 0,3 до приблизительно 1 с^-1, в области теплорегенерационной зоны, в которой происходит конденсация серной кислоты из газовой фазы.

При максимальном содержании серной кислоты в паре, показанном на фиг. 7, остаточное содержание SO₃ составляет приблизительно 33 мольных % на основе эквивалентного SO₃ так, что молярное отношение содержания серной кислоты к содержанию SO₃ составляет приблизительно 1,9. Опять-таки, это для случая, когда 95-100% разбавляющей воды добавляют до входа конверсионного газа в теплорегенерационную абсорбционную зону. В пределах работы, предусмотренной настоящим изобретением, доля водяного пара, который вводят в поток газа, несущий оксид серы, крепость серной кислоты, температуру абсорбционной жидкости, которую вводят в абсорбционную зону, и отношение Ж/Г в абсорбционной зоне регулируют так, чтобы молярное отношение пара серной кислоты к SO₃ достигало максимума по меньшей мере приблизительно 1,2, предпочтительно, по меньшей мере приблизительно 1,5, в месте абсорбционной зоны, промежуточным между ее впуском газа и выходом газа.

При работе, проиллюстрированной на фиг. 7, газовая фаза содержит приблизительно 10 мольных % H₂SO₄ и приблизительно 4 мольных % SO₃ на выходе газа/впуске кислоты теплорегенерационной абсорбционной зоны, оба содержания выражены на основе эквивалентной SO₃, введенного в абсорбционную зону, т.е. молярное отношение составляет приблизительно 2,5. На той же основе общее содержание пара H₂SO₄ плюс в потоке газа SO₃, выходящего из абсорбционной зоны, составляет приблизительно 14 мольных % эквивалентного содержания в потоке газа SO₃, поступающего в абсорбционную зону. Предпочтительно, общее содержание пара H₂SO₄ плюс SO₃ в газе на выходе газа составляет не более приблизительно 25%, предпочтительнее, не более приблизительно 20%, эквивалентного в потоке газа содержания SO₃, поступающего в абсорбционную зону, содержание в потоке газа SO₃ на выходе газа составляет не более приблизительно 8% от содержания в потоке газа SO₃, поступающего в абсорбционную зону, а молярное отношение H₂SO₄ в потоке пара к SO₃ на выходе составляет не более 1,6.

В предпочтительных вариантах осуществления настоящего изобретения регулированию тумана кислоты способствует пропускание газа, выходящего из теплорегенерационной абсорбционной зоны, через вторичную абсорбционную зону для регенерации в потоке газа, остаточного SO₃. Вторичная поглощающая кислота, которую пропускают через вторичную абсорбционную зону, служит также для охлаждения потока газа и конденсации дополнительной серной кислоты из паровой фазы во вторичную кислоту. Следует понимать, что работа вторичной абсорбционной зоны так, как описано в настоящем документе, в целом эффективна для регулирования образования тумана не только в работе абсорбционной теплорегенерационной системы, в которой степень регенерации энергии усиливается вводом водяного пара, но и в обычной установке по производству серной кислоты с сухим паром или влажным паром, в которой в конверсионный газ, газообразный продукт сгорания или воздух для горения не вводят дополнительный водяной пар. Новые принципы работы вторичной абсорбционной зоны, описанные в настоящем документе, являются практически такими же независимо от того, увеличивается ли регенерация энергии вводом водяного пара.

Фиг. 17 иллюстрирует способ, подобный способу на фиг. 1, за исключением того, что водяной пар не вводят в конверсионный газ до его входа в двухзонную теплорегенерационную башню 101 через впуск газа 123. Конверсионный газ, являющийся либо сухим, либо содержащим атмосферную влагу, извлеченную из воздуха для горения, пропускают вверх через первичную абсорбционную зону 103, содержащую насадку или иные средства для обеспечения контакта газа с жидкостью и массопередачи. В первичной абсорбционной зоне SO₃ передается из газовой фазы в жидкую фазу, и жидкость, обогащенная серной кислотой, выходит из теплорегенерационной башни через выход кислоты 109 и циркулирует через котел-утилизатор 105 посредством циркуляционного насоса 111. После отвода чистой продукции серной кислоты после котла поток кислоты разбавляют добавлением воды для реакции с SO₃ из газа преобразователя (разбавитель не показан), затем возвращают в верхнюю часть первичной абсорбционной зоны через впуск кислоты 113.

Газ, выходящий из верхней части первичной абсорбционной зоны 103, поступает в нижнюю часть вторичной абсорбционной зоны 115, которая также содержит насадку или иные средства для контакта газа с жидкостью и массопередачи. Газ протекает вверх через вторичную зону 115 в режиме противотока по отношению к вторичной поглощающей кислоте, которая поступает в башню через впуск кислоты 117. Затем поток газа выходит из башни, проходя через элиминаторы тумана 119 перед возвратом в преобразователь, или выход из способа. Предпочтительные концентрации кислоты, поступающей во вторичную абсорбционную зону и выходящей из нее, являются такими, как указано выше, и по существу одинаковыми для вариантов осуществления с вводом пара и сухими вариантами осуществления. Крепость кислоты на впуске газа/выходе кислоты первичной абсорбционной зоны также предпочтительно является такой, как описано для операции ввода пара, но концентрация кислоты на впуске в первичную абсорбционную зону является относительно меньшей из-за необходимости ввода разбавляющей воды до возврата потока кислоты из котла HRS в первичную абсорбционную зону. Это может уменьшить концентрацию кислоты в верхней части первичной зоны ниже азеотропа, тем самым повышая образование тумана в верхнем конце первичной абсорбционной зоны, но регулирование тумана по-прежнему обеспечивается действием вторичной абсорбционной зоны в условиях, описанных выше.

Фиг. 18 представляет собой технологическую схему для еще одного способа, в котором поток конверсионного газа либо является сухим, либо содержит лишь атмосферную влагу. Этот способ идентичен способу на фиг. 17 за исключением того, что поток кислоты после точки отвода кислоты-продукта разделяют на поток первичной поглощающей кислоты, который входит в первичную абсорбционную зону через впуск кислоты 113, и вторичную поглощающую кислоту, которую пропускают через вспомогательный теплообменник 131, в котором дополнительное тепло поглощения отводят, например, путем нагрева питательной воды котла, чтобы снизить температуру вторичной поглощающей кислоты до желательной температуры приблизительно 40-110°С, предпочтительно, приблизительно 65-95°C, предпочтительнее, приблизительно 75-90°C перед возвратом в верхнюю часть вторичной абсорбционной зоны через впуск кислоты 117. Как показано на чертеже, кислоту-продукт могут отводить из потока вторичной кислоты либо до теплообменника 131, либо после него. За исключением отсутствия ввода пара способ на фиг. 18 сравним со способом на фиг. 3 (подробно описанным ниже).

Ссылки на известный уровень техники разнятся своими идеями относительно концентрации кислоты во вторичной абсорбционной зоне. В патенте США № 4996038 описывается типичная операция, в которой кислота поступает во вторичную абсорбционную зону при концентрации 99,5% и выходит при концентрации 99,8%. Для сравнения, в патенте США № 5118490, который относится к вторичной стадии как стадии конденсации, указывается, что поток кислоты, выходящий со стадии конденсации, имеет концентрацию 98,5-99,0%. В патенте США № 5130112 сообщается, что поток кислоты выходит со стадии конденсации при концентрации приблизительно 98,5%, а в патенте США № 5538707 рекомендуется, чтобы кислота выходила из вторичной абсорбционной зоны при концентрации 98,8%. В предлагаемом способе можно выбирать любые из этих условий.

Однако в соответствии с настоящим изобретением, как было установлено, в целях регулирования образования тумана предпочтительно работать при относительно высокой концентрации кислоты на впуске газа/выходе кислоты вторичной зоны, например, в азеотропной точке или даже чуть выше азеотропной точки, но при умеренно низкой концентрации на выходе газа/впуске кислоты вторичной зоны, достаточной для обеспечения практически полной регенерации из потока газа, остаточного SO₃, входящего из первичной абсорбционной зоны. Таким образом, крепость кислоты на выходе газа вторичной зоны обычно находится в пределах от приблизительно 98,7% до приблизительно 99,2%, например, 98,8-99,0%, где первичная кислота, поступающая в первичную абсорбционную зону, имеет крепость раствора в пределах 99,2-99,4%, или 98,5-99,0%, предпочтительно, 98,5-98,7%, где первичная кислота, поступающая в первичную абсорбционную зону, находится в пределах 99,4-99,6%. В последнем случае относительно низкая концентрация кислоты необходима на впуске кислоты/выходе газа вторичной абсорбционной зоны для обеспечения достаточной «движущей» силы для поглощения относительно большей доли остаточного SO₃, оставшегося непоглощенным в первичной зоне и проходящего во вторичную зону в потоке газа. Предпочтительно также, чтобы Ж/Г поддерживалось в диапазоне, минимизирующем Δt между кислотой и газом во всей вторичной абсорбционной зоне, и, в частности, чтобы температура кислоты, выходящей из вторичной абсорбционной зоны, находящейся в контакте с поступающим газом, не была значительно ниже, чем кислота на выходе газа первичной абсорбционной зоны.

Относительно высокая крепость кислоты на впуске газа во вторичной зоне обеспечивает то, что вторичная кислота, вначале сталкивающаяся с газом, выходящим из первичной зоны, находится в или выше азеотропной точки, так что смешивание равновесного пара во вторичной зоне с любым проскоком SO₃ из первичной абсорбционной зоны не вызывает перенасыщения и образования тумана, а, напротив, снижает точку росы и способствует регулируемой абсорбции остаточного SO₃. Умеренно более низкая концентрация кислоты на выходе газа во вторичной зоне обеспечивает эффективную абсорбцию остаточного SO₃, тем самым минимизируя возможность образования тумана посредством реакции SO₃ и H₂O после абсорбера.

Как показано на фиг. 3 в патенте США № 5538707, работа с потоком кислоты в или выше азеотропной точки в первичной абсорбционной зоне и на впуске газа/выходе кислоты во вторичной абсорбционной зоне предотвращает повышение точки росы газа в результате того, что какое-либо количество SO₃ остается неабсорбированным в потоке газа, выходящем из первичной зоны. Это может быть важно, поскольку во вторичной зоне, вне всяких сомнений, обычно образуется наибольшая доля тумана кислоты. Если газ, выходящий из первичной абсорбционной зоны, вступает в контакт в нижней секции вторичной абсорбционной зоны с вторичной поглощающей кислотой, имеющей температуру 190-210°C и концентрацию ниже азеотропной точки, точка росы резко повышается выше температуры газа при реакции содержания SO₃ в газе с водяным паром из кислотной фазы, тем самым приводя к образованию значительных объемов тумана серной кислоты относительно низкой крепости кислоты и высокой коррозионной активности.

Однако на выходе газа/впуске кислоты вторичной зоны немного меньшая крепость кислоты является как приемлемой, так и желательной. Фактически, в большинстве случаев крепость кислоты, поступающей во вторичную зону, несколько ниже азеотропной точки, чтобы обеспечить движущую силу для абсорбции остаточного SO₃. Концентрация ниже азеотропной точки кислоты, поступающей во вторичную абсорбционную зону, не причиняет вред, отраженный на фиг. 3 в патенте США № 5538707, поскольку температура кислоты на впуске является относительно низкой. Хотя газ, выходящий из вторичной зоны, находится в равновесии насыщения с входящей кислотой, связанная нагрузка тумана мала, поскольку температуры низкие. Как отмечалось, кислоту на впуске во вторичную зону предпочтительно поддерживают при температуре в пределах приблизительно 65-95°C, предпочтительнее, в пределах приблизительно 75-90°C, при которой давление пара H₂SO₄ является относительно пренебрежимым. Любая доля тумана, остающегося или образующегося в выходящем газе, может легко удаляться обычными элиминаторами тумана.

Важность достижения максимальной абсорбции SO₃ во вторичной абсорбционной зоне можно видеть на фиг. 19-21. Фиг. 19 иллюстрирует составляющие потоки SO₃, пара H₂SO₄ и пара H₂O в потоке газа от впуска газа до выпуска газа в первичной абсорбционной зоне в противоточном способе абсорбции, в котором практически 100% разбавляющей (реакционной) воды подают путем ввода пара в конверсионный газ до первичной абсорбционной зоны, и первичную поглощающую кислоту поддерживают при крепости 99,5%. Видно, что пар серной кислоты по существу передается в жидкую кислотную фазу, SO₃ по существу абсорбируется или реагирует с водяным паром с образованием пара серной кислоты, который передается в жидкую кислотную фазу, и H₂O по существу абсорбируется или реагирует с SO₃ с образованием серной кислоты, которая передается в жидкую кислотную фазу. Однако в потоке пара на выходе газа в первичной абсорбционной зоне, где температура находится в пределах 200°C и концентрация первичной поглощающей кислоты равна 99,5%, остаются существенные концентрации как SO₃, так и серной кислоты. В потоке газа, проходящем из первичной во вторичную абсорбционную зону, остаются приблизительно 300 фунт-молей в час SO₃, приблизительно 90 фунт-молей в час пара серной кислоты и приблизительно 7 фунт-молей в час водяного пара.

Фиг. 20 иллюстрирует вариант осуществления способа, в котором поток газа, имеющего состав на выходе из первичной абсорбционной зоны, как показано на фиг. 19, и температуру приблизительно 200°C, поступает в противоточную вторичную абсорбционную зону, в верхнюю часть которой вводят вторичную кислоту при концентрации 98,5%. В потоке газа, выходящем из вторичной зоны при температуре приблизительно 95°C, скорость потока SO₃ снижена приблизительно до 0,003 фунт-молей в час, скорость потока пара серной кислоты снижена приблизительно до 0,06 фунт-молей в час, и нагрузка водяного пара снижена приблизительно до 0,16 фунт-молей в час. Хотя концентрация кислоты на выходе газа, т.е. 98,5%, ниже азеотропной точки при температуре на выходе 95°C, нагрузки SO₃, пара H₂SO₄ и H₂O слишком малы, чтобы налагать значительную нагрузку тумана далее на систему. Кроме того, при более высоких температурах, преобладающих у впуска газа во вторичной зоне концентрация кислоты предпочтительно выше азеотропной точки.

Для сравнения фиг. 21 иллюстрирует работу при вводе по существу 100%-ного пара, при которой поток первичной кислоты, поступающий в первичную зону, имеет крепость 99,5%, и вторичная кислота, поступающая во вторичную зону, имеет крепость 99,2. Остаточные составляющие потоки SO₃ составляют 0,03 фунт-молей в час или 10-кратный уровень, достигаемый, если вторичная кислота входит во вторичную зону при 98,5%, и остаточный составляющий поток пара серной кислоты составляет 0,8 фунт-молей в час или 12-14-кратная норма при 98,5%. Остаточный составляющий поток водяного пара составляет 0,01 фунт-молей в час или немного ниже, чем норма при 98,5%, но намного более значительные потоки пара SO₃ и H₂SO₄ обеспечивают по существу большее образование тумана после абсорбера.

Нагрузка тумана на последующие технологические элементы является суммой тумана жидкой фазы, фактически присутствующей в потоке газа, как отражено на фиг. 12-16, плюс туман H₂SO₄, конденсирующийся при охлаждении газа, включающий H₂SO₄, образующуюся из остаточного SO₃ и водяного пара в газе. Последние отражены на фиг. 20 и 21. Любая часть фактической нагрузки тумана жидкой фазы, который не может быть полностью удален элиминаторами тумана, плюс содержание в газе SO₃, протекающем через элиминаторы тумана, который реагирует с водяным паром в газе с получением дополнительной H₂SO₄, может конденсироваться из потока газа с относительно более низкой температурой при более низких температурах технологической части оборудования и поверхностей трубопроводов после абсорбера, где температуры могут снижаться до уровней, значительно ниже даже 95°C - температуры, обычной для газа, выходящего из вторичной абсорбционной зоны.

В целях регулирования тумана весьма предпочтительно минимизировать Δt между газовой фазой и жидкой фазой на впуске и выпуске во вторичной абсорбционной зоне, и предпочтительнее, по существу по всей зоне. Высокая Δt приводит к теплопередаче из газовой фазы в жидкую фазу, слишком быстрой относительно массопередачи SO₃ и пара серной кислоты в жидкую фазу, тем самым вызывая предпочтительное образование тумана по сравнению с массопередачей SO₃ и пара серной кислоты в жидкую фазу. В участках вторичной зоны возле впуска газа это приводит к резкому охлаждению потока газа, вызывая массивное осаждение мелких капель серной кислоты в газовой фазе. Как показано на фиг. 13-16 и описывается ниже, избыточная Δt возле выхода газа во вторичной зоне обычно связана с недостаточным потоком кислоты и недостаточной абсорбцией остаточного SO₃, который затем объединяется с водяным паром в газе после вторичной зоны с образованием тумана при дальнейшем охлаждении газа. Предпочтительно, Δt равна не более чем приблизительно 35°C на впуске кислоты, выпуске кислоты и, предпочтительнее, по всей зоне. Еще предпочтительнее, Δt на впуске кислоты, Δt на выпуске кислоты и Δt по всей зоне равны не более чем приблизительно 30°, еще предпочтительнее, не более приблизительно 25°C, или не более чем приблизительно 20°C. При оптимальных условиях Δt на впуске и на выпуске равны не более чем приблизительно 15°C или даже не более чем приблизительно 10°C. Таким образом, отношение Ж/Г во вторичной зоне устанавливают для регулирования энергетического баланса так, чтобы поток газа охлаждался от температуры при выходе из первичной абсорбционной зоны, которая предпочтительно относительно близка к температуре кислоты, выходящей из вторичной зоны, до температуры, близкой к температуре кислоты, подводимой на вторую стадию.

Предписывая требуемые температуры на впуске и выпуске во вторичной зоне как для кислоты, так и для газа, отношение Ж/Г расчетно определяется энергетическим балансом для второй стадии согласно следующей зависимости:

G Cp_g (T^g _in-T^g _out)+H_{Rx SO3}+H_{cond H2SO4}=L Cp_l (T^L _in-T^L _out),

где G и L - потоки жидкости и газа, Cp_g и Cp_l - теплоемкости газа и жидкости. Также присутствуют теплота реакции триоксида серы и теплота конденсации серной кислоты (эти слагаемые малы, поскольку большая часть триоксида серы и серной кислоты конденсируются на первой стадии).

Хотя крепость кислоты в верхней части на второй стадии обычно ниже азеотропной точки, летучесть серной кислоты при более низких температурах, преобладающих в верхней части вторичной зоны, намного ниже, так что SO₃ преобладает в газовой фазе, приводя к относительно концентрированной кислоте в тумане.

Для того чтобы поддерживать профиль температуры для вторичной абсорбционной зоны в вышеописанных пределах, вторичную абсорбционную зону эксплуатируют при относительно низком массовом отношении Ж/Г, например, от приблизительно 0,3 и до приблизительно 2,0 на основе общего газа. Установлено, что профиль температуры вторичной абсорбционной зоны весьма чувствителен к отношению Ж/Г. На фиг. 13 представлен типичный профиль температуры вторичной абсорбционной зоны, эксплуатируемой в режиме противотока по отношению к высокой скорости потока жидкости, т.е. при отношении Ж/Г приблизительно 2,2. Как показано, такая работа приводит к очень большой разности Δt между газовой и жидкой фазами на впуске газа во вторичной абсорбционной зоне. Последующее резкое охлаждение потока газа приводит к массивному образованию тумана, что также показано на профилях. Таким образом, эффект вторичной абсорбционной зоны при этих условиях заключается не в регулировании тумана кислоты, а, вернее, в его создании.

Но создавать туман может и чрезмерно низкий поток жидкости вторичной поглощающей кислоты. Работа при низком отношении Ж/Г приблизительно 0,5 показана на профилях температуры, представленных на фиг. 14. В этом случае скорость потока жидкости недостаточна для достаточного охлаждения потока газа и/или абсорбции остаточного SO₃, приводя к постепенному увеличению Δt между газовой и жидкой фазами при перемещении от впуска газа к выпуску газа в противоточной вторичной зоне и, следовательно, постепенному образованию тумана кислоты при расхождении температур текучих сред при прохождении газа через зону.

Фиг. 15 иллюстрирует один предпочтительный вариант осуществления изобретения, в котором используют средний или уравновешенный поток жидкости, обеспечивающий отношение Ж/Г приблизительно 0,8. В этом случае Δt между газовой и жидкой фазами никогда не более чем приблизительно 10-12°C. При охлаждении газа неизбежно образуется некоторое количество тумана, но эта часть тумана находится в пределах, в которых с ним можно справляться при помощи обычных элементов элиминации тумана. Дальнейшего снижения тумана можно добиться, используя структурированную насадку вышеописанного типа. Такая работа проиллюстрирована на фиг. 16, на которой Δt не более чем приблизительно 8-10°C по всей вторичной абсорбционной зоне, и образование тумана приблизительно на 20% ниже, чем в случае на фиг. 15.

Как правило, предпочтительно, чтобы вторичная абсорбционная зона работала с отношением Ж/Г от приблизительно 0,3 и до приблизительно 2, предпочтительнее, от приблизительно 0,4 и до приблизительно 1,5, наиболее предпочтительнее, от приблизительно 0,4 и до приблизительно 1,0, на основе потока общего газа, причем оптимальное отношение обычно увеличивается с увеличением крепости кислоты, вводимой во вторичную зону. Эти предпочтительные отношения применимы независимо от того, вводят ли водяной пар в конверсионный газ, поступающий в первичную абсорбционную зону, или, вместо этого, конверсионный газ является либо сухим, либо содержит лишь атмосферную влагу. Массовая скорость потока вторичной поглощающей жидкости обычно равна по меньшей мере приблизительно 380 фунтов на квадратный фут в час (1850 килограммов на квадратный метр в час), предпочтительно, от приблизительно 415 и до приблизительно 1130 фунтов на квадратный фут в час (от приблизительно 2000 и до приблизительно 5500 килограммов на квадратный метр в час), в то время как массовая скорость потока газовой фазы равна по меньшей мере приблизительно 200 фунтов на квадратный фут в час (1040 килограммов на квадратный метр в час), предпочтительно от приблизительно 400 и до приблизительно 1100 фунтов на квадратный фут в час (от приблизительно 2000 и до приблизительно 5000 килограммов на квадратный метр в час). Чтобы минимизировать образование тумана, предпочтительно, чтобы относительные скорости потока газа, поступающего во вторичную абсорбционную зону, и потока вторичной поглощающей жидкости, поступающего во вторичную абсорбционную зону, были такими, чтобы разность между локальной среднемассовой температурой газовой фазы и локальной среднемассовой температурой фазы вторичной поглощающей жидкости, с которой газ контактирует, была не более чем приблизительно 35°C на выпуске или выходе жидкости во вторичной абсорбционной зоне. Например, разность между локальной среднемассовой температурой газовой фазы и локальной среднемассовой температурой фазы вторичной поглощающей жидкости, с которой газ контактирует, варьирует от приблизительно 15°C и до приблизительно 35°C как на впуске жидкости, так и выходе жидкости во вторичной абсорбционной зоне. Особенно предпочтительно, Δt между газовой и жидкой фазами равна не более чем приблизительно 30°C, предпочтительнее, не более приблизительно 25°C, предпочтительнее, не более приблизительно 20°C, еще предпочтительнее, не более чем приблизительно 15°C и, необязательно, не более чем приблизительно 10°C на впуске газа/выходе жидкости во вторичной зоне. Предпочтительно также, когда эти относительные скорости потока такие, что максимальная разность между локальной среднемассовой температурой газовой фазы и локальной среднемассовой температурой фазы вторичной поглощающей жидкости с которой газ контактирует, не более чем приблизительно 35°C, предпочтительнее, не более чем приблизительно 30°C, предпочтительнее, не более чем приблизительно 25°C, предпочтительнее, не более чем приблизительно 20°C, еще предпочтительнее, не более чем приблизительно 15°C и, необязательно, не более чем приблизительно 10°C в любом местоположении контакта газа и жидкости в пределах зоны, определяемой постоянным расстоянием от впуска жидкости в зону. Иными словами, локальная интегрированная средняя разность температуры газовой фазы и температуры фазы вторичной поглощающей жидкости, с которой газ контактирует, равна не более чем приблизительно 35°C, предпочтительно, не более чем приблизительно 30°C, предпочтительнее, не более чем приблизительно 25°C, предпочтительнее, не более чем приблизительно 20°C, еще предпочтительнее, не более чем приблизительно 15°C и, оптимально, не более чем приблизительно 10°C, в любом месте во вторичной абсорбционной зоне, причем такая локальная интегрированная средняя разность температур контакта определяется интегрированием по любому местоположению контакта между газовой и жидкой фазами в пределах зоны, определяемой постоянным расстоянием от впуска жидкости в зону.

В предпочтительных пределах отношения Ж/Г температуру кислоты, выходящей из вторичной абсорбционной зоны, могут поддерживать в пределах, отмеченных выше, т.е. приблизительно 40-110°C, предпочтительнее, приблизительно 75-90°C, и температуру кислоты на выходе поддерживают в пределах приблизительно 175-215°C. Соответствующие температуры газа обычно на 10-35°C выше температуры кислоты, с которой газ контактирует. Предпочтительная концентрация кислоты на впуске в противоточную вторичную абсорбционную зону, т.е. концентрация кислоты в контакте с потоком газа, выходящим из вторичной зоны, является такой, как описана выше, и представлена в таблице 1. Регулирование отношения Ж/Г в предпочтительных пределах служит цели регулирования Δt между газовой и жидкой фазами на минимальном уровне по всей вторичной абсорбционной зоне, например, Δt, которая по всей вторичной абсорбционной зоне не превышает приблизительно 35°C. Концентрацию кислоты в потоке газа, выходящего из вторичной зоны, регулируют регулированием концентрации кислоты на выходе из вторичной абсорбционной зоны, концентрации кислоты на впуске и температуры кислоты на впуске/температуры газа на выходе. Температуру газа на выходе регулируют регулированием температуры кислоты на впуске в зону.

Хотя температуры газа на выходе в описанных выше пределах являются приемлемыми, дополнительно уменьшить нагрузку тумана можно путем ввода вторичной поглощающей кислоты при температуре в нижней части в пределах 40-110°C. Однако чтобы сохранить желательный профиль Δt при предпочтительном отношении Ж/Г, может потребоваться добавить во вторичную абсорбционную зону насадку высоты, чтобы приспособить к более низкой температуре кислоты на впуске и более низкой температуры газа на выходе. Однако поскольку температура потока газа на выходе низка, вклад в нагрузку тумана SO₃, пара серной кислоты и водяного пара в потоке газа на выходе является малым.

При сравнении фиг. 12 с фиг. 13-16 можно увидеть, что основное место для образования тумана кислоты - во вторичной абсорбционной зоне, либо в части выше по технологической цепочке, где поток жидкости слишком высокий, либо в части ниже по технологической цепочке, где поток жидкости слишком низкий. В любом случае образование тумана во вторичной зоне намного превышает образование тумана в первичной зоне. Хотя основной целью вторичной зоны является борьба с образованием тумана, эти профили показывают, что эффективная борьба с туманом достижима только в том случае, если по всей вторичной зоне сохранены должный баланс отношения Ж/Г, концентрации кислоты на впуске и Δt между газовой и жидкой фазами. Если поток кислоты слишком велик или слишком мал, вследствие плохого выбора отношения Ж/Г, или если концентрация кислоты на впуске не в требуемых пределах, работа вторичной зоны не достигает основной цели, для которой она существует. Остается желательным избегать усугубления проблемы тумана неудовлетворительным выбором условий в первичной зоне, например, при работе с поглощающей кислотой ниже азеотропной точки, но основное бремя борьбы с туманом возлагается на управление и регулирование условий во вторичной зоне.

При работе с высокими нормами ввода водяного пара в первичную абсорбционную зону первичная поглощающая кислота обычно находится на стороне олеума, т.е. выше азеотропной точки как на выходе кислоты, так и на впуске кислоты в абсорбционную зону. Высокая крепость кислоты на выходе из зоны является крайне желательной, чтобы минимизировать скорость коррозии труб теплообменника из сплава Fe/Cr, через которые кислоту циркулируют для регенерации энергии, высвобождаемой при абсорбции. Если вводом водяного пара обеспечивают высокую долю реакционной воды, например, более 80%, 90% или выше, градиент концентрации через абсорбер очень мал, означая, что крепость раствора кислоты на впуске (выходе газа) обычно также на или почти на стороне олеума.

Поскольку газ, выходящий из первичной абсорбционной зоны, по существу находится в равновесии с кислотой, поступающей в первичную зону, газ, поступающий во вторичную абсорбционную зону, также имеет состав выше азеотропной точки, что означает, что имеется ощутимая остаточная концентрация SO₃, не удаленного первичной поглощающей кислотой. Если SO₃ не удален из газовой фазы, то газ, выходящий из вторичной абсорбционной зоны, обладает значительной возможностью образования тумана.

Для обеспечения полного удаления SO₃ из газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны, важно, чтобы вторичная кислота, поступающая во вторичную абсорбционную зону, имела концентрацию серной кислоты ниже азеотропной точки на запас, достаточный для обеспечения подачи чистой воды во вторичную абсорбционную зону, по меньшей мере стехиометрически эквивалентной проскоку SO₃ через первичную зону, т.е. эквивалентной содержанию SO₃ в газе, поступающем во вторичную зону.

В этом отношении принципы работы вторичной абсорбционной зоны отличаются от принципов работы первичной абсорбционной зоны, как рекомендовано в патенте США № 5130112, выданном McAlister et al., и проиллюстрировано на фиг. 3 этого патента. В то время как раскрытие McAlister рекомендует, чтобы кислота, поступающая в противоточную первичную абсорбционную зону, и газ, выходящий из этой зоны, имели состав, в котором концентрация SO₃ выше азеотропной точки, чтобы обеспечить относительно низкую точку росы и тем самым минимизировать образование тумана при охлаждении газа, выходящего из первичной зоны, то при намного более низких температурах, преобладающих при выходе газа из вторичной зоны, применим другой, но дополняющий принцип. Поскольку при прохождении через вторичную зону газ охлаждается, единственный способ оставить его выше точки росы - удалить SO₃ из газа; для этой цели требуется избыток воды.

Фиг. 24 представляет собой схематическое изображение системы для управления работой вторичной абсорбционной зоны таким образом, чтобы обеспечить минимальную разность температур между газовой и жидкой фазами или Δt в этой зоне и подачу воды к вторичной поглощающей кислоте, достаточную для удаления остаточного SO₃, поступающего с газом, вытекающим из выхода из первичной зоны.

Датчики температуры (TS) измеряют температуру газа, поступающего во вторичную абсорбционную зону 115 (TS1), вторичной поглощающей жидкости, выходящей из вторичной абсорбционной зоны (TS2), вторичной поглощающей жидкости, поступающей во вторичную абсорбционную зону (TS3), и газа, выходящего из вторичной абсорбционной зоны (TS4). Сигналы от этих датчиков температуры подаются на процессор управления Δt 171. Сигнал из процессора управления Δt для управления клапаном 173 линии подачи вторичной поглощающей кислоты во вторичную абсорбционную зону регулирует поток вторичной кислоты, доставляемый в абсорбционную зону, так, что Δt между газовой и жидкой фазами как на впуске кислоты, так и на выпуске кислоты вторичной абсорбционной зоны равна не более чем приблизительно 35°C, предпочтительно, не более чем приблизительно 30°C, еще предпочтительнее, не более чем приблизительно 25°C, или не более чем приблизительно 20°C. При оптимальных условиях Δt на впуске и на выпуске не более чем приблизительно 15°C или даже не более чем приблизительно 10°C.

Датчик удельной электропроводности CS1 при контакте с первичной поглощающей кислотой, поступающей в первичную абсорбционную зону 103, посылает сигнал как на регистрирующее устройство/контроллер удельной электропроводности первичной поглощающей кислоты (CRC1), так и на процессор управления крепостью вторичной кислоты 175. В ответ на этот сигнал контроллер удельной электропроводности CRC1 посылает сигнал, корректирующий положение регулирующего клапана 177 для регулирования нормы подачи разбавляющей воды в циркулирующий поток первичной поглощающей кислоты при норме, поддерживающей требуемую крепость раствора поглощающей кислоты, рециркулирующей в первичную абсорбционную зону 103. Необязательно и предпочтительно, в качестве источника воды для разбавления может использоваться поперечный поток относительно разбавленной кислоты, например, 93%-ая кислота.

Водяной пар вводят в конверсионный газ через отверстие 121 зоны ввода водяного пара 127 в пропорции, достаточной, чтобы эквивалентное содержание воды в конверсионном газе, поступающем в абсорбер, было по меньшей мере 0,40 молей, предпочтительнее, по меньшей мере 0,50, 0,55, 0,60, 0,70 молей или 0,80 молей, наиболее обычно от приблизительно 0,55 и до приблизительно 0,98 молей, на моль общего эквивалентного содержания оксида серы в газе, поступающем в первичную абсорбционную зону. При приближении отношения эквивалентного содержания воды к эквивалентному содержанию оксида серы к 0,98, работа приближается к точке, в которой всю реакционную воду для первичной абсорбционной зоны подают путем ввода водяного пара в 127, обходясь без необходимости ввода воды или разбавленной кислоты через клапан 177. Обычно, уравновешенную норму производства чистой кислоты, которую отводят из абсорбционной системы, могут поддерживать регулированием уровня или удельной электропроводности кислоты в зумпфе абсорбционной башни или отдельном зумпфе (не показанном).

По данным о равновесии, хранящимся в управляющем крепостью вторичной кислоты процессоре 175, и сигналу электропроводности, полученному из CS1, процессор 175 рассчитывает содержание в газе пара серной кислоты, водяного пара и пара SO₃, выходящем из первичной абсорбционной зоны 103 и поступающем во вторичную абсорбционную зону 115, при предпосылке, что поток газа, выходящий из первичной зоны, находится в равновесии с кислотой, поступающей в эту зону.

Управляющий крепостью раствора вторичной кислоты процессор 175 получает также сигнал от датчика потока FS1 в потоке вторичной кислоты, поступающей во вторичную абсорбционную зону 115, от датчика потока FS2 в потоке конверсионного газа, поступающего в первичную абсорбционную зону 103, и от линейного анализатора 179 в потоке конверсионного газа, который измеряет содержание SO₃ в конверсионном газе. По этим трем сигналам плюс составу газа, поступающего во вторичную абсорбционную зону 115, определенному по сигналу удельной электропроводности из датчика CS1 и хранимым данным о равновесии процессор 175 рассчитывает материальный баланс по вторичной абсорбционной зоне, который определяет норму, с которой в поток вторичной кислоты, поступающей во вторичную абсорбционную зону 115, должна добавляться вода, чтобы обеспечить подачу доступной чистой воды во вторичную зону, достаточную для обеспечения того, что состав газа, выходящего из вторичной абсорбционной зоны, равен составу в или выше азеотропной точки в отношении содержания воды, и равен составу в или ниже азеотропной точки в отношении содержания SO₃.

При достижении установившегося состояния можно измерить норму, с которой элементарную серу или иной однородный источник серы подают в серную горелку, и рассчитать материальный баланс при подаче этой нормы к процессору 175, вернее, чем объединением потока газа, измеренного поточным анализатором 179 и датчиком потока FS2.

Датчик удельной электропроводности CS2 измеряет удельную электропроводность кислоты, поступающей во вторичную абсорбционную зону, и передает этот сигнал как на управляющий крепостью вторичной кислоты процессор 175, так и на регистрирующее устройство/контроллер удельной электропроводности CRC2, который сообщается с позиционером клапана на клапане 181, регулирующем норму разбавляющей воды (или поперечного потока разбавленной кислоты), которую вводят во вторичный поток кислоты. Процессор 175 также получает сигнал от датчика температуры TS3, измеряющего температуру кислоты, поступающей во вторичную абсорбционную зону. По материальному балансу, рассчитанному для вторичной зоны, процессор 175 определяет концентрацию вторичной кислоты, поступающей во вторичную абсорбционную зону 115, достаточную для обеспечения подачи чистой воды, которая обеспечивает, что SO₃ в газе, выходящем из абсорбционной зоны, уменьшился до уровня, достаточного, чтобы избежать избыточного образования тумана при охлаждении газа. Процессор превращает требуемую концентрацию в удельную электропроводность при температуре кислоты, измеренной датчиком температуры TS3, и передает сигнал на регистрирующее устройство/контроллер удельной электропроводности CRC2, которое/который регулирует положение клапана 181 для регулирования нормы подачи разбавляющей воды в циркулирующий поток вторичной кислоты при норме, которая устанавливает требуемый состав газа, выходящего из вторичной абсорбционной зоны. Процессор устанавливает норму добавления воды, обеспечивающую подавление в газе SO₃, выходящем из вторичной абсорбционной зоны без создания избытка, существенно разбавляющего крепость кислоты в первичной абсорбционной зоне при протекании вторичной кислоты в первичную зону.

Кроме того, определено, что принципы схемы управления на фиг. 24 могут быть применены к разработке способа и протокола запуска, не обязательно зависящего от контрольно-измерительных приборов, способов и контуров управления с обратной связью, реализованных в схеме на фиг. 24. Материальный баланс, тепловой баланс и отношения равновесия, регулирующие работу, описанную со ссылками на фиг. 24, подлежат предварительному определению при разработке, запуске и эксплуатации способа. В условиях уравновешенной установившейся расчетной работы расход подачи вторичной кислоты во вторичную абсорбционную зону может устанавливаться на фиксированном уровне для любой выбранной скорости работы, регулируемой расходом подачи элементарной серы или иного источника серы в серную горелку и управлением крепости раствора кислоты, оцениваемой по удельной электропроводности кислоты, поступающей в первичную абсорбционную зону и выходящей из нее. По материальному балансу и известным соотношениям равновесия при любой определенной скорости работы расход кислоты, подаваемой во вторичную абсорбционную зону, можно установить на фиксированном уровне для регулирования Δt на концах вторичной абсорбционной зоны ниже расчетной цели, такой, как не более приблизительно 35°C или не более приблизительно 30°C и т.д., а расход добавления разбавляющей воды можно установить на фиксированном уровне для регулирования крепости раствора этого потока кислоты.

Если первичная и вторичная абсорбционные зоны работают в предпочтительных условиях, описанных в настоящем документе, фактическая туманная нагрузка в газе, выходящем из вторичной абсорбционной зоны, обычно не более приблизительно 20 г/Нм³. Содержание тумана можно дополнительно уменьшить в обычных элиминаторах тумана до 5,0 мг/Нм³. Кроме того, из-за относительно низкой нагрузки тумана в газе, выходящем из абсорбера, нагрузку тумана можно уменьшить приблизительно с 20 г/Нм³ до менее приблизительно 0,1 г/Нм³ или менее приблизительно 0,05 г/Нм³ в газе, выходящем из системы элиминаторов тумана, поддерживая при этом относительно высокую скорость через элиминаторы тумана, например, по меньшей мере приблизительно 300 Нм³ или по меньшей мере приблизительно 340 Нм³ или между приблизительно 340 и приблизительно 500 Нм³ в час на квадратный метр площади поверхности элемента элиминатора тумана поперечно направлению потока газа.

Иллюстрацию эффективности должным образом управляемой вторичной абсорбционной зоны можно видеть в данных о нагрузках тумана и пара, приведенных в таблице ниже для газа, выходящего из первичной теплорегенерационной абсорбционной зоны, вторичной абсорбционной зоны и элиминаторов тумана соответственно промышленной установки по производству серной кислоты контактным методом.

Данные по туману - система регенерации тепла Измеренный туман
(мг/фактический кубический фут) Элиминаторы тумана на выпуске Выпуск 2-й стадии Выпуск 1-й стадии Туман ›3 мкм 0,255 228,6 870,3 Туман ‹3 мкм 0,158 409,7 2631,8 Всего 0,413 638,4 3502,1 Пар 0,321 61,68 143,6 Всего туман + пар 0,734 700,1 3645,7

Можно отметить, что предпочтительное относительно низкое отношение Ж/Г во вторичной абсорбционной зоне намного ниже, чем предпочтительное отношение Ж/Г в первичной зоне. Поэтому желательно обеспечить бóльшую площадь для массопередачи на единицу объема во вторичной зоне. Например, в случае седел первичная зона может преимущественно насаживаться седлами номинального размера 7,6 см (3 дюйма), а вторичная зона может предпочтительно насаживаться седлами номинального размера 5 см (2 дюйма).

При работе в предпочтительных условиях, описанных выше в настоящем документе, способом можно управлять таким образом, чтобы создавать не более приблизительно 20 г, предпочтительно, не более приблизительно 15, 10 или 5,0 г, тумана на стандартный кубический метр обедненного газа, выходящего из абсорбционной системы, даже если более 80%, предпочтительно, более 90% и, наиболее предпочтительнее, 95-100% разбавляющей воды подают в конверсионный газ, содержащий SO₃ до теплорегенерационной абсорбционной зоны, и полезную энергию регенерируют из абсорбционной системы в количестве свыше 1160 кДж/кг SO₃, 1220 кДж/кг SO₃, 1270 кДж/кг SO₃ или даже 1330 кДж/кг SO₃ (500 БТЕ на фунт SO₃, 525 БТЕ на фунт SO₃, 550 БТЕ на фунт SO₃ или даже 575 БТЕ на фунт SO₃), поступающего в абсорбер. Если рассматривать с другой стороны, способ можно осуществлять при таких условиях с относительно умеренной производительностью элиминаторов тумана, например, путем использования элементов отделения тумана, имеющих общую площадь поперечного сечения, нормального потока, такую, что линейная скорость через элементы отделения тумана равна по меньшей мере 200 м/ч, предпочтительно, по меньшей мере 300 м/ч, предпочтительнее, по меньшей мере приблизительно 400 м/ч. Например, элиминаторы тумана могут иметь такой размер, что линейная скорость газа через элементы варьирует между приблизительно 250 и приблизительно 650 м/ч, предпочтительно, между приблизительно 400 и приблизительно 500 м/ч.

Кроме того, в соответствии с настоящим изобретением, энергия, регенерированная в теплорегенерационной поглощающей кислоте, может использоваться частично в целях, значительно отличающихся от тех, в которых ее используют в известном уровне техники. Фиг. 3 иллюстрирует альтернативный вариант осуществления изобретения, который функционирует по существу таким же образом, как и способ на фиг. 2, но в котором кислоту, выходящую из основного косвенного теплообменника 105, делят на поток, содержащий чистое производство кислоты, который отводят из системы, рециркулируемый поток кислоты, который возвращают в первичную абсорбционную зону 103, и вспомогательную кислоту (далее по тексту именуемую также «вторичной теплорегенерационной жидкостью»), представляющую собой поток вторичной поглощающей кислоты, который пропускают через вспомогательный теплообменник 131. Тепло из потока вспомогательной кислоты перемещают в поток воды в теплообменнике 131, необязательно генерирующий пар низкого давления для ввода в поток конверсионного газа, содержащего SO₃, в зоне ввода водяного пара 127 до первичной абсорбционной зоны 103. Охлажденный поток вспомогательной кислоты, выходящей из теплообменника 131, могут разделять, чтобы получить часть кислоты-продукта и часть из вторичной поглощающей кислоты, которую циркулируют для впуска кислоты 117 вторичной абсорбционной зоны 115.

Теплообменники 105 и 131 для поглощающей кислоты могут использовать либо последовательно, как показано на фиг. 3, или параллельно относительно циркулирующей абсорбционной жидкости. Работа в сериях может быть предпочтительной, поскольку температура и энергоемкость циркулирующей кислоты весьма адекватны для генерирования пара для ввода в зоне ввода водяного пара 127, даже после того, как в основном теплообменнике 105 регенерировано максимально доступное тепло для генерирования пара при требуемом давлении. Однако поскольку при параллельной работе температура кислоты, поступающей во вспомогательный теплообменник, выше, требуемая площадь поверхности вспомогательного теплообменника меньше, как и часть кислоты, которая должна пропускаться через вспомогательный теплообменник.

Предпочтительная стратегия управления для способа на фиг. 3 подобна таковой на фиг. 2, за исключением того, что концентрацией кислоты, выходящей из теплорегенерационной абсорбционной зоны, можно управлять, регулируя ток пара в паровой инжектор и объемный расход, с которым кислоту-продукт отводят из абсорбционной системы.

Фиг. 9 иллюстрирует способ, подобный способу на фиг. 3, за исключением того, что в серии циркуляции вторичной теплорегенерационной жидкости предусмотрены два последовательных вспомогательных теплообменника, и поток серной кислоты, включающий чистое производство серной кислоты в абсорбционной системе, отделяют из потока вторичной кислоты после теплообменника 133, а не контура циркуляции первичной поглощающей кислоты, как показано на фиг. 2 и 3. Первый вспомогательный теплообменник 131 генерирует пар для ввода в поток конверсионного газа, содержащего SO₃, в зоне ввода водяного пара 127. После генерирования до 100% потребности в разбавляющей воде в виде пара в теплообменнике 131 поток кислоты остается при температуре выше предпочтительной температуры кислоты на впуске для вторичной абсорбционной зоны. Таким образом, дополнительную энергию регенерируют в полезной форме во втором вспомогательном теплообменнике 133, расположенном после теплообменника 131 в направлении потока вторичной поглощающей кислоты.

На технологической схеме на фиг. 9, поглощающую кислоту, выходящую из теплообменника 105, разделяют, чтобы получить поток, который возвращают в первичную абсорбционную зону, и вспомогательный поток (вторичную теплорегенерационную жидкость), из которой в конечном итоге получают вторичную поглощающую кислоту и поток чистого производства. Технологическая схема на фиг. 9 включает также во вспомогательном потоке кислоты до теплообменника 131 зону разбавления 135. С разбавлением или без него, поток вспомогательной кислоты вначале пропускают через первый вспомогательный теплообменник 131, в котором генерируют пар под атмосферным давлением для ввода в поток конверсионного газа, содержащего SO₃, в зоне ввода водяного пара. Поток вспомогательной кислоты, выходящий из теплообменника 131, затем пропускают через теплообменник 133, в котором дальнейшее тепло передают в питательную воду для котла 105 системы регенерации тепла. Вспомогательную кислоту, выходящую из теплообменника 133, разделяют для получения потока, представляющего чистое производство серной кислоты в теплорегенерационной абсорбционной системе, и поток, служащий в качестве вторичной поглощающей кислоты. Последнюю подают через впуск кислоты 117 башни в верхней части вторичной абсорбционной зоны 115.

Путем разбавления вспомогательного потока кислоты в разбавителе 135 вторичную поглощающую кислоту и кислоту чистого производства можно регулировать независимо от концентрации первичной поглощающей кислоты и при более низкой концентрации. При необходимости можно избежать ненужного разбавления первичной поглощающей кислоты, а избыточную воду удалить из абсорбционной системы путем отведения вторичной кислоты, выходящей из вторичной абсорбционной зоны, в сборную емкость для кислоты, питательный бак кислоты сушильной башни или иное местоназначение вместо того, чтобы позволить ей протекать в первичную абсорбционную зону. Следует понимать, что последний вариант возможен и в случае, если необходим в технологических схемах, показанных на фиг. 1 и 2.

Фиг. 10 иллюстрирует способ, адаптированный для производства серной кислоты из SO₂, полученного в металлургической установке, например, в печи для обжига медной руды. Способ на фиг. 10 в большинстве аспектов подобен способу на фиг. 9, но отличается в части устройств, для разведения вспомогательного потока кислоты. Зона разбавления 137 для вспомогательной кислоты предусмотрена после второго вспомогательного теплообменника 133, а не до теплообменника 131 в направлении потока вторичной поглощающей кислоты. Еще одна зона разбавления 107 предусмотрена в потоке возвращаемой первичной кислоты после ее отделения от потока вторичной кислоты и перед ее поступлением в башню 101 через впуск 113 для возврата кислоты. На обеих фиг. 9 и 10 как источник воды для разбавления кислоты в контуре (контурах) циркуляции кислоты может использоваться поперечный поток более разбавленной кислоты.

Фиг. 11 иллюстрирует еще одну модификацию способа на фиг. 9, в котором энергию, высвобождаемую при абсорбции SO₃, используют для получения пара для подготовки питательной воды котла в деаэраторе. Отработанный поток из деаэратора содержит водяной пар низкого давления, который может использоваться как источник водяного пара для ввода в поток газа, содержащий SO₃, за абсорбционной зоной. Неконденсирующиеся компоненты в потоке на выходе деаэратора существенно не разбавляют поток, содержащий SO, в который их вводят, и не снижают эффективность абсорбции SO₃ или конденсацию H₂SO₄ в абсорбционной зоне. Неконденсирующиеся компоненты отводят из способа производства серной кислоты контактным методом обычным путем в остаточном газе.

Как показано на фиг. 11, поглощающую жидкость, выходящую из теплорегенерационной абсорбционной зоны 103, пропускают через основной теплообменник 105, в котором тепло передается из поглощающей жидкости в питательную воду котла для генерирования пара под средним давлением. Пар могут генерировать под давлениями, описанными в настоящем документе. Поглощающую жидкость, выходящую из теплообменника 105, разделяют для получения потока основной поглощающей жидкости, который возвращают в теплорегенерационную абсорбционную зону 103, и потока вспомогательной (вторичной теплорегенерационной) кислоты, содержащего вторичную поглощающую жидкость и чистый продукт серной кислоты. В соответствии с предпочтительной практикой, как показано, поток вспомогательной кислоты в конечном итоге разделяют, чтобы получить чистый продукт кислоты, который направляют в емкость для кислоты-продукта, и оставшуюся жидкость, т.е. вторичную поглощающую жидкость, которую подают во вторичную абсорбционную зону 115 для регенерации из потока газа, остаточного SO₃, выходящего из первичной абсорбционной зоны 103.

На пути потока между точкой разделения и вторичной абсорбционной зоной поток вспомогательной кислоты пропускают через вспомогательный теплообменник 163 деаэратора, в котором тепло передается из вспомогательной жидкости в поток воды, который циркулируют между теплообменником 163 и деаэратором 165. Поток воды предпочтительно поступает во вспомогательный теплообменник 163 деаэратора по существу при своей точке кипения под давлением, преобладающем в деаэраторе, обычно почти атмосферным. Передача тепла во вспомогательном теплообменнике деаэратора превращается значительную часть потока воды в пар, и смесь воды в жидком виде и пара, выходящую из теплообменника, подают в деаэратор, в котором она контактирует с не деаэрированной питательной водой котла, и служит для отделения неконденсирующихся компонентов от питательной воды. Деаэрированный конденсат сливают из нижней части или места у нижней части деаэратора, а неконденсирующиеся компоненты вентилируют из верхней части деаэратора в потоке отходящего газа деаэратора, обычно содержащего по меньшей мере приблизительно 99,5 об. %, более обычно, по меньшей мере приблизительно 99,8 об. %, наиболее обычно, между приблизительно 99,8 об. % и приблизительно 99,999 об. % водяного пара.

Отработанный поток из деаэратора обычно находится под давлением менее приблизительно 34,5 КПа (5 фунтов на квадратный дюйм) (манометрическое), обычно, менее приблизительно 13,8 КПа (2 фунта на квадратный дюйм) (манометрическое), наиболее обычно, не более приблизительно 18 дюймов водного столба. Этот поток преимущественно направляют в канал для ввода 121 в канале подачи газа 129 до впуска газа 123 абсорбера. Как подробнее описывается ниже, расход водяного пара в выходном потоке деаэратора может быть достаточным для обеспечения высокой доли реакционной воды, в потоке газа, необходимой для превращения SO₃ в серную кислоту. Неконденсирующиеся компоненты безвредно отводят из установки по производству серной кислоты в остаточном газе.

В способе, показанном на фиг. 11, поток вспомогательной кислоты (вторичной теплорегенерационной жидкости) вначале пропускают через подогреватель 167 питательной воды котла, находящийся до вспомогательного теплообменника 163 деаэратора в направлении потока вторичной кислоты. Подогреватель 167 питательной воды котла содержит косвенный теплообменник, в котором тепло передается из вспомогательного потока в питательную воду котла, предпочтительно нагревая питательную воду котла под давлением до температуры, приближающейся к температуре равновесия при давлении, при котором пар генерируют в котле. В других предпочтительных вариантах осуществления настоящего способа, как также показано на фиг. 11, питательную воду котла, нагретую в теплообменнике 167, подают как питательную воду под давлением в основной теплообменник 105, в котором путем передачи тепла, высвобождаемого при абсорбции SO₃, из поглощающей жидкости, выходящей из теплорегенерационной абсорбционной зоны, генерируют пар под средним давлением.

Вспомогательная кислота, выходящая из подогревателя 167 питательной воды котла, направляется во вспомогательный теплообменник 163 деаэратора.

После выхода из вспомогательного теплообменника 163 деаэратора вспомогательную кислоту разделяют, чтобы получить поток кислоты-чистого продукта и поток вторичной поглощающей жидкости, который могут подавать во вторичную абсорбционную зону 115, где его контактируют с газом, выходящим из первичной абсорбционной зоны 103 и используют как для охлаждения потока газа, так и для абсорбции из него остаточного SO₃ перед выходом газа из абсорбционной системы, и либо возвращают на дальнейшую стадию преобразователя или выпускают как остаточный газ из установки по производству серной кислоты контактным методом. В других предпочтительных вариантах осуществления, как показано на фиг. 11, дополнительное тепло, высвобождаемое при абсорбции SO₃, регенерируют путем пропускания вспомогательной кислоты, выходящей из вспомогательного теплообменника 163 деаэратора, через еще один косвенный теплообменник перед разделением кислоты на поток чистого продукта и поток вторичной поглощающей кислоты, который возвращают в абсорбер. В варианте осуществления на фиг. 11 обработанную, но не деаэрированную питательную воду котла предварительно нагревают в теплообменнике 169 путем передачи тепла вспомогательной кислоты, выходящей из теплообменника 163. Вода, выходящая не деаэрированной из подогревателя 169 питательной воды котла, протекает затем в деаэратор 165.

В особенно предпочтительных вариантах осуществления предлагаемого способа, как показано на фиг. 11, питательная вода котла, которую подают в подогреватель 167 питательной воды котла, это деаэрированная вода, выходящая из деаэратора 165. Таким образом, на общей схеме на фиг. 11, не деаэрированную воду предварительно нагревают в подогревателе 169 питательной воды, подогретую воду деаэририруют в деаэраторе 165, в котором неконденсирующиеся компоненты отделяют, используя пар, который генерируют во вспомогательном теплообменнике 163 деаэратора, и деаэрированную воду нагревают под давлением в подогревателе 167 деаэрированной воды котла до температуры равновесия пар/жидкость или до температуры, близкой к ней, при давлении, преобладающем на выходной стороне абсорбционного теплорегенерационного теплообменника 105. На каждой из этих стадий источником тепла является поток вспомогательной кислоты, протекающий эффективно в режиме противотока по отношению к потоку воды через подогреватель 167 деаэрированной питательной воды котла, вспомогательный теплообменник 163 деаэратора и подогреватель 160 не деаэрированной питательной воды котла. Воду под давлением, выходящую из подогревателя 167 деаэрированной питательной воды котла, подают в теплообменник 105 для превращения в пар под средним давлением путем передачи тепла из поглощающей жидкости, выходящей из теплорегенерационной абсорбционной зоны.

Энергии, доступной из вспомогательной поглощающей жидкости для подогрева не деаэрированной питательной воды котла и генерирования пара для деаэрации, достаточно, чтобы поток отработанного газа из деаэратора мог обеспечить существенную долю водяного пара, необходимого для реакции с серным ангидридом SO₃, содержащимся в конверсионном газе. При условии, что вспомогательный теплообменник 163 деаэратора имеет достаточную теплопроводность, существенная часть потока воды, который циркулируют между деаэратором 165 и теплообменником 163, может превращаться в пар, давая в результате значительный поток водяного пара в отработанном газе деаэратора. Например, расход и температуру не деаэрированной питательной воды котла, поступающей в деаэратор, и интенсивность теплопередачи из вспомогательной поглощающей жидкости в поток воды в теплообменнике деаэратора могут регулировать в сочетании, что дает по меньшей мере 0,40 моля, предпочтительно, по меньшей мере приблизительно 0,55 моля, предпочтительно, по меньшей мере приблизительно 0,60 моля, предпочтительнее, по меньшей мере приблизительно 0,70 моля, наиболее предпочтительнее, по меньшей мере приблизительно 0,80 моля водяного пара в потоке отработанного газа деаэратора на моль общего эквивалентного содержания в газе оксида серы, потока газа, содержащего оксид серы.

Энергии, доступной из вспомогательной кислоты, достаточно и для того, чтобы питательную воду котла можно было подогреть до температуры деаэрации и деаэрировать в объемах, превышающих потребность в воде основного абсорбционного котла-утилизатора 105. Таким образом, деаэрированную питательную воду котла можно отводить из системы, показанной на фиг. 11, и подавать в другое место производственного предприятия, например, в котел-утилизатор для регенерации энергии из газообразного продукта сгорания, полученного при сжигании источника серы для получения сернистого ангидрида SO₂.

Кроме того, технологическая схема на фиг. 11 может использоваться либо для получения максимального количества водяного пара для ввода в газ, содержащий SO₃, до теплорегенерационной абсорбционной зоны и минимизации расхода, с которым пар должен подаваться из других источников для этой цели, либо для получения максимального потока деаэрированной питательной воды котла, которую подают из абсорбционной теплорегенерационной системы. Если высокая доля загрузки охлаждающей вспомогательной кислоты предназначена для вспомогательного теплообменника деаэратора, то максимальные доли водяного пара могут генерироваться в качестве реакционной воды для ввода в газ-преобразователь до абсорбера. Если скорость потока воды в деаэраторе высока относительно интенсивности теплопередачи во вспомогательном теплообменнике деаэратора, максимальные количества деаэрированной питательной воды котла могут генерироваться для использования в котле-утилизаторе 105 и (или) для отвода из абсорбционной системы и использования в другом месте производственной установки. В соответствии с последней альтернативой, сочетанием расхода и температуры не деаэрированной воды, поступающей в деаэратор, и интенсивности теплопередачи из потока вспомогательной кислоты в поток воды во вспомогательном теплообменнике деаэратора могут управлять таким образом, что отношение массового расхода деаэрированной питательной воды котла, выходящей из деаэратора, к эквивалентному триоксиду серы, поступающему в абсорбционную зону, равно по меньшей мере приблизительно 1,0, предпочтительно, по меньшей мере приблизительно 1,5, предпочтительнее, по меньшей мере приблизительно 2,0, обычно, между приблизительно 2,0 и приблизительно 3,0, тем самым допуская значительный отвод деаэрированной питательной воды котла в котел-утилизатор на газообразном продукте сгорания, содержащем SO₂, или внутренний энергетический котел. В соответствии с нуждами конкретного устройства, на котором осуществляют предлагаемый способ, включая водный и энергетический балансы цеха по производству серной кислоты и всего производственного предприятия, долю тепла, высвобождаемого при абсорбции, регенерированного из потока вспомогательной кислоты как пар для ввода, могут соответствующим образом уравновешивать с долей тепла, высвобождаемого при абсорбции, потребленного при деаэрации питательной воды котла для отвода из абсорбционной теплорегенерационной системы.

Даже при максимальной регенерации энергии из вторичной поглощающей жидкости в виде водяного пара в отходящий поток деаэратора, в деаэратор предпочтительно вводят дополнительный пар низкого давления, чтобы обеспечить адекватное отделение неконденсирующихся компонентов из питательной воды котла. Если интенсивность парообразования во вспомогательном теплообменнике деаэратора недостаточна для обеспечения данного целевого потока водяного пара в отходящем газе деаэратора для ввода в поток газа, содержащий триоксид серы, поступающий в теплорегенерационную абсорбционную зону, дополнительным паром, подаваемым в деаэратор, можно покрывать этот недостаток, тем самым обеспечивая по меньшей мере 0,40, 0,55, 0,60, 0,70 или 0,80 моля водяного пара в отходящем газе деаэратора, и смесительной зоне ввода, на общее эквивалентное содержание триоксида серы в конверсионном газе, поступающем в теплорегенерационную абсорбционную зону.

Дополнительный пар обычно вводят под давлением по меньшей мере приблизительно 13,8 кПа (2 фунта на квадратный дюйм) (манометрическое), предпочтительно, по меньшей мере приблизительно 34,5 кПа (5 фунтов на квадратный дюйм) (манометрическое), обычно, приблизительно от 55 приблизительно 83 до кПа (от 8 приблизительно до 12 фунтов на квадратный дюйм) (манометрическое). Дополнительный пар вносит дополнительные вклад в скорость, с которой водяной пар могут подавать в поток отходящего газа деаэратора для ввода в поток, содержащий SO₃, до теплорегенерационной абсорбционной зоны.

Дополнительный пар могут вводить в деаэратор с постоянной скоростью или, необязательно, скорость дополнительного пара могут регулировать для регулирования скорости, с которой реакционную воду подают путем ввода отходящего газа деаэратора в поток газа, содержащий SO₃, до абсорбера. Например, скорость ввода пара низкого давления в деаэратор могут регулировать, как описано в патенте США № 5538707, раскрытие которого ссылкой включается в настоящее описание. В особенно предпочтительных вариантах осуществления предлагаемого способа первую порцию дополнительного пара подают в деаэратор с постоянной скоростью, а вторую порцию дополнительного газа подают в поток отработанного газа со скоростью, регулируемой для регулирования отношения эквивалентного водяного пара к эквивалентному в потоке газа, триоксиду серы, поступающего в абсорбционную зону. Вторую дополнительную порцию предпочтительно вводят в поток отходящего газа либо в деаэраторе, либо между деаэратором и отверстием 121 для ввода для зоны 127 ввода водяного пара в канал 129 подачи газа SO₃.

Фиг. 23 иллюстрирует альтернативу способу на фиг. 11, в которой энергию, высвобождаемую при абсорбции SO₃, используют для получения пара для использования как источника водяного пара для ввода в поток газа, содержащий SO₃, за абсорбционной зоной. Как показано на фиг. 23, поглощающую жидкость, выходящую из теплорегенерационной абсорбционной зоны 103, пропускают через основной теплообменник или котел-утилизатор 105, в котором тепло передается из поглощающей жидкости в питательную воду котла для генерирования пара среднего давления. Пар могут генерировать с давлениями, указанными в настоящем документе. Поглощающую жидкость, выходящую из теплорегенерационного теплообменника 105, разделяют для получения потока основной поглощающей жидкости, который возвращают в теплорегенерационную абсорбционную зону 103, и поток вспомогательной (вторичной теплорегенерационной) кислоты, содержащий вторичную поглощающую жидкость и чистый продукт серной кислоты. В соответствии с практикой, как показано, поток вспомогательной кислоты в конечном итоге разделяют, чтобы получить чистый продукт кислоты, который направляют в емкость для кислоты-продукта, и оставшуюся жидкость, т.е. вторичную поглощающую жидкость, которую подают во вторичную абсорбционную зону 115 для регенерации из потока газа, остаточного SO₃, выходящего из первичной абсорбционной зоны 103.

Поток вспомогательной кислоты (вторичной теплорегенерационной жидкости) вначале пропускают через подогреватель 167 питательной воды котла. Подогреватель 167 питательной воды котла содержит косвенный теплообменник, в котором тепло передается от вспомогательного потока в питательную воду котла, предпочтительно нагревая питательную воду котла под давлением до температуры, приближающейся к температуре равновесия при давлении, при котором пар генерируют в котле. Питательную воду котла, нагретую в теплообменнике 167, подают как питательную воду под давлением в основной теплообменник 105, в котором путем передачи тепла, высвобождаемого при абсорбции SO₃, из поглощающей жидкости, выходящей из теплорегенерационной абсорбционной зоны, генерируют пар среднего давления.

В способе, который проиллюстрирован на фиг. 23, вспомогательную кислоту, выходящую из подогревателя 167 питательной воды котла, направляют в подогреватель 180 испарительного резервуара, в котором тепло передается от вспомогательной кислоты в поток воды из испарительного резервуара 182. Передача тепла в подогревателе испарительного резервуара нагревает поток воды под давлением, и последний возвращают в испарительный резервуар, где давление понижено, чтобы вызвать испарение значительной части нагретого потока воды и образование пара низкого давления. Этот пар низкого давления преимущественно направляют в отверстие 121 для ввода в канале 129 подачи газа до впуска 123 газа абсорбера. Расход водяного пара из испарительного резервуара 182 может быть достаточным для обеспечения высокой доли реакционной воды, необходимой для превращения SO₃ в потоке газа в серную кислоту.

В варианте осуществления на фиг. 23 питательную воду котла (например, конденсат турбогенератора) вначале предварительно нагревают в подогревателе 169 путем передачи тепла от вспомогательной кислоты, выходящей из подогревателя 180 испарительного резервуара. Затем нагретый конденсат необязательно вводят в деаэратор 165, и мгновенно испаряют. В деаэратор 165 могут также вводить любую подпиточную воду для дегазации. Деаэрированный конденсат стекает из нижней части или места у нижней части деаэратора, а неконденсирующиеся компоненты выпускают из верхней части деаэратора в потоке отходящего газа деаэратора. Хотя на фиг. 23 это не показано, поток отходящего газа деаэратора могут объединять с паром низкого давления, который направляют из испарительного резервуара 182 в отверстие 121 для ввода в канале подачи газа 129 до впуска 123 газа абсорбера. Деаэрированный конденсат, выходящий из деаэратора 165, затем протекает в подогреватель 167 питательной воды котла. Как показано на фиг. 23, часть деаэрированного конденсата из деаэратора 165 можно необязательно пропускать в испарительный резервуар 182.

После выхода из подогревателя 169 вспомогательную кислоту разделяют, чтобы получить поток кислоты-чистого продукта и поток вторичной поглощающей жидкости, которую можно подавать во вторичную абсорбционную зону 115, где он контактирует с газом, выходящим из первичной абсорбционной зоны 103, и служит как для охлаждения потока газа, так и для абсорбции из него остаточного SO₃ перед выходом газа из абсорбционной системы, и либо возвращают на дополнительную стадию в конвертер или выпускают как остаточный газ из установки по производству серной кислоты контактным методом.

Таким образом, на общей схеме на фиг. 23 конденсат турбогенератора предварительно нагревают в подогревателе 169 питательной воды и необязательно деаэрируют, подогретую деаэрированную воду нагревают под давлением в подогревателе 167 воды котла до температуры равновесия пар/жидкость или до температуры, близкой к ней, при давлении, преобладающем на выходной стороне абсорбционного теплорегенерационного теплообменника 105 и воду в жидком виде из испарительного резервуара 182 нагревают под давлением в подогревателе 180 испарительного резервуара. На каждой из этих стадий источником тепла является поток вспомогательной кислоты. Воду под давлением, выходящую из подогревателя 167 питательной воды котла, подают в теплообменник 105 для превращения в пар среднего давления путем передачи тепла от поглощающей жидкости, выходящей из теплорегенерационной абсорбционной зоны.

Энергия, доступная из вспомогательной поглощающей жидкости для подогрева питательной воды котла и генерирования пара, достаточна, чтобы испарительный резервуар мог обеспечивать существенную часть водяного пара, необходимого для реакции с SO₃, содержащимся в конверсионном газе. При необходимости можно вводить дополнительный пар низкого давления, чтобы обеспечить данный целевой поток водяного пара для ввода в поток газа, содержащий триоксид серы, поступающий в теплорегенерационную абсорбционную зону.

Фиг. 6 иллюстрирует систему для ввода пара в поток SO₃ конверсионного газа до абсорбционной системы. На этой фигуре схематически иллюстрируются теплорегенерационная башня 101, первичная абсорбционная зона 103 и канал 129 подачи конверсионного газа, содержащего SO₃. Пар под атмосферным давлением подают в зону 127 ввода водяного пара из источника 139 (например, из первого вспомогательного теплообменника 131 на фиг. 10) через заключенное в политетрафторэтилен впрыскивающее сопло 141, выставленное соосно с канальным соплом 143 и установленное на фланце 145, прикрепленном к фланцу 147 на канальном сопле. Канальное сопло расположено на колене 149 канала 129. Смешиванию пара и конверсионного газа способствуют перегородки 151 на внутренней стенке канала 129 после впрыскивающего сопла в направлении потока газа. Предпочтительно, смешивание достаточно, чтобы предотвратить локальные перепады состава и температуры, которые могли бы создать холодные участки, на которых серная кислота могла бы конденсироваться. Перегородки 151 или статические смесительные лапки и канал 129 конструктивно исполнены соответствующим образом, например, как описано в патенте США № 4929088, и могут иметь коррозионностойкое покрытие. Подпорка 153 поддерживает канал 129, но теплоизолирована от него, во избежание образования холодного участка, на котором серная кислота могла бы конденсироваться. Подпорка расположена после второго колена 155, в пятке которого имеется углубление 157, предназначенное для сбора любого скопления конденсата кислоты. Дно углубления облицовано кислотостойким кирпичом или плиткой 159 и наклонено, чтобы создать понижение, сообщающееся со спускным клапаном 161, через который любой конденсат кислоты можно периодически удалять через ловушку или уплотнение, которые могут быть соединены с клапаном.

Кроме того, в соответствии с изобретением способ регенерации тепла при абсорбции SO₃, осуществляют в существующей установке по производству серной кислоты контактным методом, содержащей промежуточный абсорбер, которая усовершенствована с обеспечением теплорегенерационной абсорбционной зоны. Теплорегенерационную абсорбционную зону обеспечивают путем установки нового абсорбера, отношение и конструкция которого позволяет работу при высокой температуре, для получения поглощающей кислоты высокой температуры, тепло от которой передается в новый теплообменник путем передачи тепла другой жидкости, тем самым нагревая указанную другую жидкость до температуры выше приблизительно 150°C. Если необходимо обеспечить вторичную абсорбционную зону, как показано, например, на фиг. 2, 3 или 9-11, существующий промежуточный абсорбер можно переделать так, чтобы он содержал вторичную абсорбционную зону.

Однако установлено, что промежуточная башня предпочтительно не работает при отношении массового расхода поглощающей жидкости к газу, для которого она была обычно изначально спроектирована. Там, где промежуточная башня была спроектирована для регенерации из потока газа SO₃, содержащего обычно 7-12 об. % SO₃, ее отношение и конструкция обычно позволяют работу при соотношении массового расхода жидкости к газу от приблизительно 6 до приблизительно 10. Однако в соответствии с настоящим изобретением установлено, что работа вторичной абсорбционной зоны в пределах этого диапазона Ж/Г и при температурах, описанных выше в настоящем документе, приводит к чрезмерному, в некоторых случаях обильному образованию тумана. Удивительно, однако установлено также, что проблему образования тумана во вторичной абсорбционной зоне, работающей в существующей промежуточной башне, можно в основном решить работой при Ж/Г, которое заметно ниже или заметно выше Ж/Г, на которое промежуточная башня была изначально рассчитана и конструктивно исполнена. Без введения в какую-либо конкретную теорию, считается, что работа при относительно низком Ж/Г в диапазоне от приблизительно 1,0 до приблизительно 7,0 позволяет потоку газа проходить через вторичную абсорбционную зону при относительно высокой температуре, избегая быстрого охлаждения и сильного образования тумана, которому подвергаются при Ж/Г, на которое башня была изначально рассчитана. С другой стороны, работа при относительно высоком Ж/Г в диапазоне от приблизительно 14 до приблизительно 18, хотя и не обязательно, избегающая эффекта быстрого охлаждения, обеспечивает значительный поток жидкости, разбивающий туман при его образовании, и захватывает кислоту в виде тумана во вторичную поглощающую жидкость до того, как поток газа выходит из вторичной абсорбционной зоны. Хотя эти объяснения можно попытаться дать по факту, реальность такова, что не было оснований прогнозировать, что проблемы образования тумана будут настолько неблагоприятными, какими они обычно являются при расчетном Ж/Г промежуточной башни, и даже еще меньше оснований прогнозировать, что либо более высокое Ж/Г, либо более низкое Ж/Г, и еще меньше, что они оба обеспечат существенные решения проблемы.

Кроме того, настоящее изобретение относится к способу модификации существующей установки по производству серной кислоты контактным методом, содержащей существующий промежуточный абсорбер, предназначенный для регенерации при высокой температуре тепла, высвобождаемого при абсорбции SO₃ серной кислотой. В соответствии с этим способом устанавливают новый абсорбер для приема конверсионного газа, содержащего триоксид серы. Новый абсорбер содержит первичную абсорбционную зону, предназначенную для абсорбции при высокой температуре SO₃ первичной поглощающей жидкостью, содержащей серную кислоту, чтобы получить в ней дополнительную серную кислоту. Новый абсорбер сконструирован и имеет отношения для работы при высокой температуре и образования поглощающей кислоты высокой температуры.

Кроме того, способ модификации включает установку высокотемпературного теплообменника, предназначенного для передачи тепла, высвобождаемого при абсорбции SO₃, от первичной поглощающей жидкости в другую жидкость и нагревания последней до температуры по меньшей мере 150°C. Предпочтительно, высокотемпературный теплообменник содержит абсорбционный котел-утилизатор, в котором генерируют пар под давлением по меньшей мере приблизительно 0,4 МПа (4 бар). Обеспечивают средства для циркуляции первичной поглощающей жидкости между первичной абсорбционной зоной нового абсорбера и высокотемпературным теплообменником. Такие средства циркуляции содержат высокопроизводительный насос для кислоты, обычно имеющий производительность, достаточную для создания массового расхода поглощающей жидкости по меньшей мере 3770 фунт/фут²-час (18440 кг/м²-час) в новом абсорбере, трубопровод для потока кислоты, соединяющий выход кислоты нового абсорбера с впуском нового теплообменника, и трубопровод для потока кислоты, соединяющий выход теплообменника с впуском первичной абсорбционной зоны нового абсорбера.

Трубопровод для потока газа устанавливают для направления потока газа, выходящего из нового высокотемпературного абсорбера, во впуск существующего промежуточного абсорбера. Трубопровод для газа, ранее предусмотренный для подачи конверсионного газа, содержащего SO₃, в промежуточную башню, перенаправляют в новый абсорбер с любыми изменениями конфигурации трубопровода, требуемыми для этой цели.

Кроме того, предусмотрены средства для циркуляции вторичной поглощающей жидкости через существующий промежуточный абсорбер, где можно удалять из потока газа, остаточный SO₃, выходящего из первичной абсорбционной зоны, путем перемещения во вторичную поглощающую жидкость. Преимущественно, поглощающую жидкость, выходящую из абсорбционного теплорегенерационного теплообменника, можно разделять с обеспечением первичной поглощающей жидкости, которую рециркулируют в первичную абсорбционную зону, и вторичной поглощающей жидкости, которую подают в верхнюю часть существующей промежуточной башни. В таких вариантах осуществления средства для циркуляции по промежуточной башне содержат, таким образом, трубопровод, установленный для направления вторичной поглощающей жидкости от точки разделения в верхнюю часть промежуточной башни, в комбинации с насосом, установленным для циркуляции поглощающей кислоты между новым абсорбером и новым теплообменником, предназначенным для регенерации тепла, высвобождаемого при абсорбции.

Средства для циркуляции вторичной поглощающей жидкости выполнены с такими размерами и/или управляются таким образом, что отношение массового расхода вторичной поглощающей жидкости к газу во вторичной абсорбционной зоне составляет от приблизительно 1,0 до приблизительно 7,0 или от приблизительно 14 до приблизительно 18.

Кроме того, в соответствии с настоящим изобретением установлено, что можно добиться еще более высоких степеней генерирования пара среднего давления, если абсорбционная система работает с потоком конверсионного газа на впуске, содержащим более высокие концентрации триоксида серы, например, в диапазоне 11-13 об. %. Таких высоких уровней оксида серы можно добиться путем превращения SO₂, образованного в металлургических установках, или при работе при пониженных соотношениях избыточного воздуха. Вследствие ощутимого снижения потерь тепла с неконденсирующимися компонентами в потоке газа пар среднего давления можно получать при давлении по меньшей мере 0,4 МПа (4 бар) манометрического давления в количестве по меньшей мере приблизительно 0,50 тонны на тонну серной кислоты, произведенной из SO₃, поступающего в абсорбционную зону. Там где крепость газа находится в предпочтительном повышенном диапазоне, описанном выше, и более 70% требуемой реакционной воды вводят как водяной пар в поток конверсионного газа перед теплорегенерационной абсорбционной зоной, пар под давлением 0,4 МПа манометрического давления или выше можно получать в количестве по меньшей мере приблизительно 0,55 тонны на тонну чистого продукта серной кислоты. Там где более 80% реакционной воды вводят как пар перед теплорегенерационным абсорбером, пар под давлением более или равном 0,4 МПа манометрического давления можно генерировать в количестве по меньшей мере приблизительно 0,60, более предпочтительно по меньшей мере приблизительно 0,65 и наиболее предпочтительно по меньшей мере приблизительно 0,70 тонны на тонну чистого продукта серной кислоты. Ориентировочно, пар можно получать в диапазоне от 0,4 до приблизительно 0,9 тонны на тонну чистого продукта серной кислоты.

Работа при высокой крепости газа может быть особенно привлекательной, где абсорбционная теплорегенерационная система функционирует как промежуточный абсорбер для промежуточной установки по производству кислоты контактным методом. Как высокая крепость газа, так и уменьшенный избыток воздуха ведут к немного более высокому содержанию в потоке газа, остаточного SO₂, выходящем из конвертера и проходящем через теплорегенерационную абсорбционную систему. Однако если газ направляют обратно на дополнительную стадию в конвертер и оттуда в конечный абсорбер, чистые потери конечного выхода серной кислоты становятся пренебрежимо малыми или вообще отсутствуют.

Различные варианты осуществления изобретения, описанные выше, могут быть преимущественно реализованы в промежуточной установке по производству серной кислоты контактным методом, в которой теплорегенерационный абсорбер функционирует как промежуточный абсорбер либо с вторичной абсорбционной зоной, показанной как пример на фиг. 2, 3 и/или 9-11, либо без нее. Однако будет понятно, что теплорегенерационная система может быть реализована и как однопроходная установка по производству кислоты, в которой теплорегенерационная абсорбционная система служит как единственная абсорбционная система. В последнем случае еще одной альтернативой является направление потока газа, выходящего из теплорегенерационного абсорбера, на стадию конденсации, на которой по существу 100% кислоты в паровой фазе и остаточной воды и SO₃ конденсируются в виде концентрированной серной кислоты. В этих вариантах осуществления конденсирующие поверхности теплообмена могут изготавливаться из материалов, известных в настоящей области техники для конденсации концентрированной серной кислоты.

Следующие примеры дополнительно иллюстрируют способ согласно настоящему изобретению.

Пример 1

В способе, проиллюстрированном на фиг. 2, поток сухого конверсионного газа, содержащего SO₃ при температуре 165°C, текущий при норме 50 стандартных кубических метров в секунду (106000 стандартных кубических футов в минуту) и содержащий 11,6 мол. % SO₃, 0,6 мол. % SO₂, 4,2 мол. % O₂ и 83,6 мол. % N₂, пропускают через косвенный теплообменник с регенерацией тепла реакции SO₂ и SO₃ путем передачи его перегретому пару. Поток газа, содержащего SO₃, выпускают из пароперегревателя при 165°C, и подают при абсолютном давлении приблизительно 0,2 МПа (18 фунт/кв. дюйм абсолютного давления) в зону 127 ввода водяного пара, как показано на фиг. 2. В зоне 127 ввода пар под давлением по меньшей мере приблизительно на 0,1 МПа (1 бар) выше давления в газовой линии вводят в поток газа при 4,3 кг/с (570 фунт/мин), достаточным, чтобы установить молярное отношение эквивалента водяного пара в потоке газа к эквиваленту SO₃, равным приблизительно 0,95-1,0. В зоне ввода водяного пара тепло паровой фазы от реакции SO₃ и водяного пара повышает температуру потока газа до 312°C.

Конверсионный газ подают в теплорегенерационную башню 101 на фиг. 2 впуск газа 123 ниже первичной теплорегенерационной абсорбционной зоны 103. Газ течет вверх через абсорбционную зону в режиме противотока по отношению к первичной поглощающей кислоте, которую образуют путем объединения доли первичной поглощающей кислоты, рециркулируемой из теплообменника 105, с вторичной поглощающей кислотой, текущей вниз из выхода для кислоты вторичной абсорбционной зоны 115. Рециркулируемую поглощающую кислоту, имеющую крепость раствора 99,5% и температуру 200°C, возвращают в первичную абсорбционную зону 103 в башне 101 через впуск 113 для возврата кислоты при расходе приблизительно 560 кг/с (74000 фунт/мин), в то время как вторичная поглощающая кислота течет вниз из выхода для кислоты вторичной абсорбционной зоны при норме приблизительно 48,5 кг/с (6400 фунт/мин) и при температуре приблизительно 190°C. При протекании первичной поглощающей кислоты вниз через абсорбционную зону 103, серная кислота конденсируется из газовой фазы в жидкую фазу, и SO₃ поглощается из газовой фазы в жидкую фазу, где он реагирует с водой с получением дополнительной серной кислоты. Первичная поглощающая кислота выходит из абсорбционной зоны и удаляется из башни через выход 109 для кислоты при температуре 232°C и расходе приблизительно 630 кг/с (83000 фунт/мин). Поскольку водяной пар ввели в конверсионный газ при норме, достаточной, чтобы молярное отношение эквивалента водяного пара к эквиваленту SO₃ в конверсионном газе, поступающем в абсорбционную зону, было приблизительно 1,0, крепость раствора кислоты остается на уровне 99,5% по всей башне и в горячей поглощающей кислоте, выходящей из башни через выпуск 109.

Кислоту, извлеченную из выхода 109 башни, циркулируют через котел 105 системы регенерации тепла, в котором тепло передается от кислоты с образованием пара, имеющего давление 0,9-1 МПа (9-10 бар) при норме 0,6 тонны пара на короткую тонну кислоты, полученной конденсацией серной кислоты и поглощением SO₃ в теплорегенерационной абсорбционной зоне 103. За исключением бокового потока, который удаляет чистую серную кислоту, полученную при поглощении, кислоту, выходящую из теплообменника 105, возвращают в первичную абсорбционную зону через впуск 113 для возврата кислоты. Чистое производство кислоты составляет приблизительно 25 кг/с (2100 фунт/мин).

Вторичную поглощающую кислоту подают во вторичную абсорбционную зону 115 в теплорегенерационной башне 101 через впуск 117 при температуре 60°C, расходе приблизительно 48,5 кг/с (6400 фунт/мин) и крепости раствора 98,5%. Обедненный газ, выходящий из верхней части первичной теплорегенерационной абсорбционной зоны 103, течет вверх через вторичную абсорбционную зону 115 в режиме противотока по отношению к вторичной поглощающей кислоте, посредством чего эти остаточные SO₃ и H₂SO₄ передаются из потока газа во вторичную поглощающую кислоту. Поток газа выходит из верхней части абсорбционной зоны через элиминаторы тумана 119, причем газ выходит при температуре 70°C и расходе приблизительно 44,3 нормальных кубических метров в секунду (94000 стандартных кубических футов в минуту). Поток сухого газа на выходе содержит приблизительно 0,001 мол. % SO₃, 0,6 мол. % SO₂, 4,2 мол. % кислорода и 95,2 мол. % азота.

Пример 2

В способе, проиллюстрированном на фиг. 3, работа подобна таковой в примере 1 за исключением того, что первичная абсорбционная зона работает при более высоком Ж/Г, и присутствует соответственно более низкое повышение температуры кислоты через первичную абсорбционную зону и более низкое побочное падение температуры кислоты через теплообменник 105. Поглощающую кислоту, выходящую из основного теплообменника 105 поглощающей кислоты, разделяют на поток первичной поглощающей кислоты, который возвращают в первичную абсорбционную зону через впуск 113 для возврата кислоты, поток произведенной чистой кислоты и поток вторичной поглощающей кислоты, который во вспомогательном теплообменнике 131 кислоты охлаждают до 60°C. Альтернативно, поток кислоты, выходящий из теплообменника 105, разделяют на поток первичной поглощающей кислоты и поток вспомогательной кислоты, который пропускают через теплообменник 131 и затем разделяют на поток чистого продукта и поток вторичной кислоты, который возвращают во вторичную абсорбционную зону 115.

В варианте осуществления на фиг. 3 рециркулированная поглощающая кислота поступает в первичную абсорбционную зону при температуре приблизительно 200°C и норме 710 кг/с (94000 фунт/мин), где ее смешивают с приблизительно 48,5 кг/с (6400 фунт/мин) кислоты, выходящей из нижней части вторичной абсорбционной зоны 115. Поглощающую кислоту отбирают из нижней части первичной абсорбционной зоны при норме приблизительно 790 кг/с (104000 фунт/мин) и при температуре 226°C, и произведенная чистая серная кислота остается на уровне приблизительно 13,5 кг/с (1800 фунт/мин). Как и в примере 1, крепость раствора кислоты равна 99,5% по всей первичной абсорбционной зоне. Температуры, значения потока и составы газа являются такими же, как в примере 1, равно как температуры, значения потока и составы вторичной кислоты.

Работа при более высоком Ж/Г на фиг. 3 обеспечивает повышенную массопередачу в первичной абсорбционной зоне и немного более низкий потенциал коррозии в основании теплорегенерационной башни и в теплообменнике 105.

Пример 3

В способе на фиг. 9 поток влажного сернистого ангидрида SO₂ от установки по переработке истощенной кислоты, содержащий избыток кислорода, пропускают через слой катализатора, чтобы превратить SO₂ в SO₃. В зоне 227 ввода пара в поток газа вводят дополнительный водяной пар с получением потока газа, поступающего в теплорегенерационную башню 101 через впуск 123 и протекающего в первичную абсорбционную зону 103 при температуре 315°C. Введенный в абсорбционную зону после ввода пара конверсионный газ протекает с расходом 103 кг-моль/с (13 623 фунт-моль/час) и содержит 0,4 об. % SO₂, 5,4 об. % SO₃, 2,3 об. % кислорода, 72,7 об. % азота, 5,6 об. % водяного пара, 11 об. % CO₂ и 2,5 об. % H₂SO₄. Поглощающая кислота выходит из первичной абсорбционной зоны при крепости раствора 99,5%, расходе 107 кг-моль/с (14100 фунт-моль/час) и температуре 204°C. После пропускания через теплообменник 105 поток кислоты разделяют, чтобы получить поток рециркулируемой кислоты, который возвращают в теплорегенерационную абсорбционную зону 103, и вспомогательный поток, содержащий вторичную поглощающую кислоту. Вспомогательный поток в зоне 135 разбавления разбавляют водой, чтобы уменьшить крепость раствора кислоты до 99,2%. Разведенную кислоту пропускают через косвенный теплообменник 131, в котором тепло передается от потока кислоты для образования пара под давлением немного выше атмосферного для ввода в поток конверсионного газа в зоне 127 ввода водяного пара в канале 129 подачи газа. Кислоту, выходящую из теплообменника 131, пропускают через второй вспомогательный теплообменник 133, где ее дополнительно охлаждают, например, путем отвода тепла в питательную воду котла. После этого поток кислоты разделяют, чтобы получить произведенную чистую часть, которую отводят из абсорбционной системы при норме 8,4 кг-моль/с (1113 фунт-моль/час), концентрации 99,2% и температуре 71°C. Оставшаяся часть кислоты при той же концентрации и температуре представляет собой вторичную поглощающую кислоту, которую рециркулируют при норме 98,4 кг-моль/с (13000 фунт-моль/час) через впуск 113 кислоты.

В теплообменнике 105 генерируют пар, имеющий давление 0,9 МПа (9 бар), при норме 0,45 тонны на тонну произведенной чистой серной кислоты в абсорбционной системе.

Обедненный газ, выходящий из вторичной абсорбционной зоны, пропускают через элиминаторы тумана 119, и выводят из абсорбционной системы при норме 89 кг-моль/с (11770 фунт-моль/час) при температуре 70°C. Обедненный газ содержит 0,5 об. % SO₂, 12,7 об. % CO₂, 2,7 об. % кислорода и 84,1 об. % азота.

Пример 4

В способе на фиг. 10 поток влажного сернистого ангидрида SO₂ из установки по сжиганию серы, содержащий избыток кислорода, пропускают через слой катализатора, чтобы превратить SO₂ в SO₃. В зоне ввода 127 пара в поток газа подают дополнительный водяной пар для получения потока газа, поступающего в теплорегенерационную башню 101 через впуск 123 и протекающего в первичную абсорбционную зону 103 при температуре 293°C. Подаваемый в абсорбционную зону газ содержит 0,2 об. % SO₂, 4,3 об. % SO₃, 9 об. % кислорода, 79,2 об. % азота, 3,7 об. % водяного пара и 3,5 об. % H₂SO₄. Поток газа протекает вверх через первичную абсорбционную зону 103 в режиме противотока по отношению к первичной поглощающей кислоте, полученной в верхней части зоны объединением кислоты, рециркулируемой из теплообменника 105 поглощающей кислоты, и вторичной поглощающей кислоты, протекающий вниз из выхода кислоты вторичной абсорбционной зоны 115. Крепость раствора кислоты по всей первичной абсорбционной зоне равна 99,5%. Горячую первичную поглощающую кислоту, выходящую из первичной абсорбционной зоны, отбирают из нижней части башни 101 через выход 109 кислоты для циркуляции через теплообменник 105.

Кислоту, выходящую из теплообменника 105, разделяют на рециркулируемую часть, которую возвращают в башню через впуск 113 для возврата кислоты, и вспомогательную часть, которую пропускают последовательно через два вспомогательных теплообменника 131 и 133. В разбавителе 137 после теплообменника 133 и до впуска 117 вторичной поглощающей кислоты в башню в направлении потока вторичной поглощающей кислоты добавляют воду, чтобы уменьшить крепость раствора кислоты, поступающего во вторичную абсорбционную зону, с 99,5% до 99,2%. Тепло, высвобождаемое при разбавлении, повышает температуру вторичной кислоты до 71°C. Между зоной разбавления и впуском 117 башни поток серной кислоты, содержащий чистое производство серной кислоты, отводят с расходом 7 кг-молей/с (920 фунтов-молей/ч), причем выходящий поток вторичной поглощающей кислоты протекает с расходом 14,8 кг-молей/с (1960 фунтов-молей/ч) во вторичную абсорбционную зону.

В теплообменнике 105 генерируют пар, имеющий давление 0,9 МПа (9 бар), в количестве 0,86 тонны/тонну чистого производства серной кислоты в абсорбционной системе.

Обедненный газ, выходящий из вторичной абсорбционной зоны, пропускают через элиминаторы 119 тумана и выводят из абсорбционной системы с расходом 78,2 кг-молей/с (10330 фунтов-молей/ч) при температуре 71,1°C. Обедненный газ содержит 0,2 об. % SO₂, 10,2 об. % кислорода и 89,6 об. % азота.

Пример 5

Были проведены моделирования способа, показанного на фиг. 8. После ввода пара конверсионный газ, содержащий SO₃, введенный в систему, имеет такой состав, как и в случае металлургического способа в примере 3. Можно видеть, что способ в этом примере в некоторых аспектах подобен способу на фиг. 3, но содержит лишь одну абсорбционную зону, т.е. лишь теплорегенерационную абсорбционную зону без вторичной абсорбционной зоны. Отдельные моделирования провели для способов, в которых абсорбционная зона содержит одну, две или три стадии равновесия пар-жидкость.

В каждом случае конверсионный газ, поступающий в противоточную теплорегенерационную абсорбционную зону 203, имеет те же состав, температуру и расход, как и в примере 3. В каждом случае циркулирующая поглощающая кислота выходит из теплорегенерационной абсорбционной зоны при концентрации 99% и после этого вначале пропускается через теплообменник 205, в котором кислота охлаждается до 183°C, и может генерироваться пар под промежуточным давлением. Кислоту, проходящую через теплообменник 205, затем разделяют, чтобы получить циркуляционный поток и поток чистого производства. Чистое производство составляет 1086 футов-молей/ч при температуре 183°C.

Циркулирующий поток кислоты пропускают с расходом 13000 фунтов-молей/ч через вспомогательный теплообменник 231, в котором кислоту охлаждают до 60°C, после чего повторно вводят в верхнюю часть башни над теплорегенерационной абсорбционной зоной 203. Поскольку в верхнюю часть башни возвращают весь циркулирующий поток кислоты, вторичная абсорбционная зона как таковая отсутствует. Состав потока газа, выходящего из каждой стадии равновесия для каждого случая, указан в таблице 3. В таблице 3A приводятся данные по моделированию одной стадии равновесия при абсорбции, в таблице 3В - данные по моделированию системы, состоящей из двух стадий равновесия при абсорбции, в таблице 3С - данные по моделированию системы, состоящей из трех стадий равновесия при абсорбции в одной колонне, и в таблице 3D - данные по моделированию системы, состоящей из четырех стадий равновесия в одной колонне.

Таблица 3A Газ/пар Состав газа, поступающего на стадию 1 абсорбции Состав и температура выходящего газа     Стадия
1 Стадия
2 Стадия
3 Стадия
4 Элиминаторы тумана SO₂ 0,42 кг-молей/с (55,7 фунтов-молей/ч) 0,42 кг-молей/с (55,6 фунтов-молей/ч)       0,42 кг-молей/с (55,6 фунтов-молей/ч) SO₃ 5,6 (742,3) 0,11 (15)       0,11 (15) O₂ 2,37 (312,8)         2,37 (312,8) CO₂           11,3 (1499,7) N₂ 75 (9901)         75 (9901) H₂O 0,6 (768) 0,11 (14,6)       0,11 (14,6) H₂SO₄ 2,6 (343,5) 0,32 (43,4)       0,32 (43,4) Всего 103 (13623,4)         89,6 (11842) Температура 315°C
(600°F) 183°C (362ºF)       183°C
(362ºF) Туман SO₃   4,5 г/Нм³         H₂SO₄   16                       Произведенная кислота Крепость раствора   99%         Объем   99,3 кг-молей/с
(13128,7 фунтов-молей/ч)         Температура   183°C (362°F)        

Таблица 3B Газ/пар Состав газа, поступающего на стадию 1 абсорбции Состав и температура выходящего газа     Стадия
1 Стадия
2 Стадия
3 Стадия
4 Элиминаторы тумана SO₂ 0,42 кг-молей/с (55,7 фунтов-молей/ч) 0,42 кг-молей/с (55,9 фунтов-молей/ч) 0,42 кг-молей/с (55,6 фунтов-молей/ч)     0,42 кг-молей/с (55,6 фунтов-молей/ч) SO₃ 5,6 (742,3) 0,3 (39) 0,0001 (0,0125)     0,0001 (0,0125) O₂ 2,37 (312,8)         2,37 (312,8) CO₂           11,3 (1499,7) N₂ 75 (9901)         75 (9901) H₂O 0,6 (768) 0,24 (32,1) 0,0006 (0,085)     0,0006 (0,085) H₂SO₄ 2,6 (343,5) 0,72 (96) 0,0001 (0,0137)     0,0001 (0,137) Всего 103 (13623,4)         89 (11769) Температура 315ºC
600ºF 201ºC
394ºF 90ºC
194 ºF     90ºC
(194ºF) Туман SO₃   1,17 г/Нм³ 3,8 мг/Нм³       H₂SO₄   35,2 51                     Произведенная кислота Крепость раствора     99%       Объем     106,8 кг-молей/с (14113,2 фунтов-молей/ч)       Температура     201ºC
(394ºF)      

Таблица 3C Газ/пар Состав газа, поступающего на стадию 1 абсорбции Состав и температура выходящего газа     Стадия
1 Стадия
2 Стадия
3 Ста-дия
4 Элиминаторы тумана SO₂ 0,42 кг-молей/с (55,7 фунтов-молей/ч) 0,42 кг-молей/с (55,9 фунтов-молей/ч) 0,42 кг-молей/с (56,1 фунтов-молей/ч) 0,42 кг-молей/с (55,7 фунтов-молей/ч)   0,42 кг-молей/с (55,6 фунтов-молей/ч) SO₃ 5,6 (742,3) 0,34 (45,5) 0,00017 (0,022) 0,000006 (0,00075)   0,000006 (0,00075) O₂ 2,37 (312,8)         2,37 (312,8) CO₂           11,3 (1499,7) N₂ 75 (9901)         75 (9901) H₂O 0,6 (768) 0,28 (36,7) 0,0001 (0,0122) 0,0001 (0,0166)   0,0001 (0,0166) H₂SO₄ 2,6 (343,5) 0,83 (109,6) 0,0016 (0,217) 0,0001 (0,016)   0,0158 Всего 103 (13623,4)         89 (11769) Температура 315ºC
(600ºF) 204ºC
(400ºF) 95,9ºC
(204,6ºF) 65,5ºC
(150ºF)   65,5ºC
(150ºF) Туман SO₃   13,6 мг/Нм³ 6,8 мг/Нм³ 0,23 мг/Нм³     H₂SO₄   40,1 81 5,9                   Произведенная кислота Крепость раствора       99%     Объем       106,8 кг-молей/с (14113,5 фунтов-молей/ч)     Температура       204ºC
(400ºF)    

Таблица 3D Газ/пар Состав газа, поступающего на стадию 1 абсорбции Состав и температура выходящего газа     Стадия
1 Стадия
2 Стадия
3 Стадия
4 Элимина-торы тумана SO₂ 0,42 кг-молей/с (55,7 фунтов-молей/ч) 0,42 кг-молей/с (55,9 фунтов-молей/ч) 0,42 кг-молей/с (56,1 фунтов-молей/ч) 0,42 кг-молей/с (56,1 фунтов-молей/ч) 0,42 кг-молей/с (55,7 фунтов-молей/ч) 0,42 кг-молей/с (55,6 фунтов-молей/ч) SO₃ 5,6 (742,3) 0,37 (49,4) 0,0002 (0,0275) 0,000007
(0,00093) 0,000003 (0,00041) 0,000003 (0,00041) O₂ 2,37 (312,8)         2,37 (312,8) CO₂           11,3 (1499,7) N₂ 75 (9901)         75 (9901) H₂O 0,6 (768) 0,3 (39,2) 0,0001
(0,0138) 0,0001
(0,0187) 0,0001 (0,0118) 0,0001 (0,0118) H₂SO₄ 2,6 (343,5) 0,885 (117,0) 0,002 (0,253) 0,0001
(0,0187) 0,0001 (0,01009) 0,0001 (0,010) Всего 103 (13623,4)         89 (11769) Температура 315ºC
(600ºF) 205ºC
(402ºF) 97,8ºC
(208ºF) 67,2ºC
(153ºF) 60,5ºC
(141ºF) 60,5ºC
(141ºF) Туман SO₃   14746 г/Нм³ 8,38 мг/Нм³ 0,28 мг/Нм³ 0,125 мг/Нм³   H₂SO₄   42,8 94 7,0 3,76                 Произведенная кислота Крепость раствора         99%   Объем         106,8 кг-молей/с (14113,4 фунтов-молей/ч)   Температура         205ºC
(402ºF)  

Пример 6

В способе на фиг. 11 установку по производству серной кислоты контактным методом со сжиганием серы используют для получения потока газообразного продукта сгорания, содержащего SO₃, который пропускают через преобразователь для превращения SO₂ в SO₃. Водяной пар подают в поток конверсионного газа в зоне ввода 127 по каналу для ввода 121 для получения потока газа, который вводят в теплорегенерационную башню 101 через впуск 123, и пропускают в первичную абсорбционную зону 103 при температуре 315°C. Абсорбционная зона 103 содержит насадку или иные средства для способствования контакту газ/жидкость, через которые поток газа протекает вверх в режиме противотока по отношению к первичной абсорбционной жидкости, содержащей 99,5 масс. % серной кислоты, текущей вниз. Поток газа, выходящий из первичной абсорбционной зоны 103, течет вверх через вторичную абсорбционную зону 115, где его контактируют с вторичной абсорбционной жидкостью для удаления из потока газа, остаточного SO₃. Затем вторичная абсорбционная жидкость поступает в верхнюю часть вторичной абсорбционной зоны при концентрации серной кислоты 98,5-99,2 масс. % и из нижней части вторичной абсорбционной зоны протекает в первичную абсорбционную зону при концентрации приблизительно 99,2%-99,5 масс. %.

Поглощающую кислоту, выходящую из нижней части первичной абсорбционной зоны 103, циркулируют с помощью насоса 111 через основной теплообменник 105, представляющий собой котел, в котором тепло передается из поглощающей кислоты для получения пара под давлением приблизительно 125 фунт/кв. дюйм, т.е. 0,85 МПа (8,5 бар) манометрического давления. Поглощающую кислоту отводят из абсорбционного котла-утилизатора 105 при температуре 204°C, и разделяют для получения основной поглощающей жидкости, которую рециркулируют в верхнюю часть первичной абсорбционной зоны 103, и потока вспомогательной кислоты, содержащего вторичную поглощающую жидкость, которую рециркулируют в верхнюю часть вторичной абсорбционной зоны 115.

Между точкой разделения и впуском кислоты в верхней части вторичной абсорбционной зоны поток вспомогательной кислоты пропускают последовательно через три косвенных теплообменника последовательно, т.е. теплообменники 167, 163 и 169. Теплообменник 167 представляет собой подогреватель для деаэрированной питательной воды котла, подаваемой в основной теплообменник 105, теплообменник 163 является вспомогательным в отношении деаэратора 165, и теплообменник 169 представляет собой подогреватель для не деаэрированной питательной воды котла до деаэратора по направлению потока питательной воды котла.

В теплообменнике 167 поток вспомогательной кислоты охлаждают с 204°C до 165°C, тем самым нагревая деаэрированную питательную воду котла со 108°C до 178°C, приблизительно температуры равновесия пар-жидкость при давлении 8,5 бар пара, генерированного в котле 105. Воду под давлением, выходящую из подогревателя 167, предпочтительно передают непосредственно в котел 105, как показано на фигуре.

В теплообменнике 163 вспомогательную кислоту охлаждают со 165°C до 115°C, при этом испаряя значительную часть воды, циркулируемой между теплообменником 163 и деаэратором 165 при постоянной температуре 108°C. Объединенную смесь воды в жидком виде и пара, выходящую из теплообменника 163, возвращают в деаэратор 165, в котором пар помогает отделять неконденсирующиеся компоненты из деаэрированной питательной воды котла, которую предпочтительно принимают из выхода воды в теплообменнике 169, как показано на фигуре.

В теплообменнике 169 поток вспомогательной кислоты охлаждают со 115°C до 64°C, при этом нагревая не деаэрированную питательную воду котла с 40°C до 108°C. Вспомогательную кислоту, выходящую из теплообменника 169, могут разбавлять, сколько необходимо, водой или поперечным потоком более разбавленной (например, до 93 масс. %) серной кислоты в разбавителе 137 перед возвратом вторичной поглощающей жидкости в верхнюю часть вторичной абсорбционной зоны 115.

Обработанную, но не деаэрированную питательную воду котла подают с расходом 4320 фунтов-молей в час, и нагревают в подогревателе питательной воды с 40°C до 108°C, после чего подают в деаэратор 165 вместе с потоком объединенным жидкой воды и пара, выходящим из вспомогательного теплообменника 163 деаэратора. В деаэратор подают также дополнительный пар, насыщенный при давлении 10 фунт/кв. дюйм (0,07 МПа) манометрического давления, с расходом 132 фунта-моля в час. Поток, вводимый в деаэратор, используют для отделения неконденсирующихся компонентов из не деаэрированной питательной воды котла, протекающей в деаэратор из теплообменника 169, тем самым создавая поток отходящего газа, содержащий приблизительно 99,9 об. % водяного пара, остальное неконденсирующиеся компоненты. Необязательно, дополнительный пар под низким давлением подают в деаэратор для регулирования содержания водяного пара в отходящем газе деаэратора при заданном отношении к эквивалентному содержанию в потоке конверсионного газа, триоксида серы, поступающего в первичную абсорбционную зону 103.

Отходящий газ деаэратора, содержащий пар, образованный в теплообменнике 163, плюс дополнительный пар из внешнего источника, возвращают в зону ввода 127 через отверстие для ввода 121 для смешивания с конверсионным газом, который подают в первичную абсорбционную зону 103. В отходящем газе деаэратора, который возвращают в зону ввода, содержится водяной пар со скоростью 700 фунтов-молей в час. Из этого количества приблизительно 550 фунтов-молей в час получают из тепла, переданного при охлаждении вторичной поглощающей кислоты со 165°C до 115°C.

Конденсат из деаэратора со скоростью 3300 фунтов-молей в час протекает из нижней части деаэратора на впуск теплорегенерационного теплообменника 105, в котором пар генерируют со скоростью 3300 фунтов-молей в час под давлением 8,5 бар. Умеренное дополнительное приращение конденсата - 552 фунтов-молей в час - отводят из теплорегенерационной абсорбционной системы для использования в качестве питательной воды котла в другом месте установки по производству серной кислоты контактным методом или в другом месте на производственном предприятии, на котором находится установка по производству серной кислоты.

Пар генерируют под давлением 8,5 бар в теплообменнике 105 в количестве 0,64 тонны/тонну чистого производства серной кислоты.

В варианте осуществления этого примера можно видеть, что большая часть энергии, содержащейся во вторичной поглощающей жидкости, расходуется при генерировании водяного пара для ввода в поток конверсионного газа, поступающего в теплорегенерационную абсорбционную зону.

Пример 7

Работа способа в примере 7 по существу идентична по своей общей технологической схеме работе способа в примере 6, но есть значительное отличие в части распределения тепловой энергии во вторичной поглощающей жидкости.

Работа в примере 7 идентична примеру 6 в части первичной абсорбционной зоны 103, теплорегенерационно теплообменника 105 для генерирования пара среднего давления и подогревателя 167 деаэрированной питательной воды котла. Технологическая схема в части воды, в соответствии с которой не деаэрированную питательную воду котла пропускают через теплообменник 169 в деаэратор 165, а деаэрированную питательную воду котла из деаэратора 165 пропускают через подогреватель 167 деаэрированной воды котла в котел-утилизатор 105, работающий на тепле, высвобождаемом при абсорбции SO₃, также является такой же, равно как температура, до которой деаэрированную питательную воду котла нагревают под давлением в подогревателе 167.

Однако в способе в примере 7 из потока вспомогательной кислоты во вспомогательном теплообменнике 163 деаэратора извлекают намного более низкую часть тепла, чем в способе в примере 6. Таким образом, доля воды, поступающей в деаэратор, которую превращают в пар в теплообменнике 163, в примере 7 намного ниже, чем в примере 6. Как следствие, к работе вспомогательного теплообменника деаэратора относится составляющая лишь приблизительно 209 фунтов-молей водяного пара в час в отходящем газе деаэратора. Другую составляющую в размере 491 фунт-моль в час получают из сочетания постоянного дополнительного потока 10 фунт/кв. дюйм манометрического давления пара со скоростью 132 фунта-моля в час и второй дополнительной подачи пара, которую регулируют, чтобы получить общее содержание водяного пара 700 фунтов-молей в час в поток отходящего газа, который возвращают в канал для ввода 121 для смешивания с потоком конверсионного газа в зоне ввода 127 для смешивания.

Однако поскольку питательной воды, которую вводят через теплообменник 169, испаряется меньше, схема в примере 7 обеспечивает намного бóльшую подачу деаэрированного конденсата, чем вариант осуществления в примере 6. Таким образом, после подачи 3300 фунтов-молей в час деаэрированной питательной воды котла в подогреватель 167 питательной воды и абсорбционный котел-утилизатор 105 деаэратор отводит еще 5593 фунта-моля в час деаэрированной питательной воды котла при температуре 108°C для использования в другом месте установки по производству серной кислоты контактным методом или в другом месте на производственном предприятии.

Пар генерируют в основном теплообменнике 105 в количестве между 0,56 тонны/тонну чистого производства серной кислоты.

Весь дополнительный пар регенерируют, либо в качестве технологической воды в потоке серной кислоты-продукта, либо в качестве деаэрированной питательной воды котла, используемой для генерации пара в основном теплообменнике теплорегенерационной системы или в другом месте установки по производству серной кислоты контактным методом или в другом месте на производственном предприятии.

В свете вышеизложенного ясно, что несколько целей изобретения достигнуты, равно как получены и другие преимущественные результаты.

Поскольку в описанные выше варианты осуществления настоящего изобретения возможно внесение различных изменений в пределах объема изобретения, все варианты осуществления, раскрытые в вышеприведенном описании и показанные на прилагаемых чертжах, должны интерпретироваться как иллюстративные и не в ограничительном смысле.

При введении элементов настоящего изобретения или предпочтительного варианта (предпочтительных вариантов) его осуществления формы единственного числа и слово "указанный" в соответствующем роде и числе означают, что имеются один или несколько элементов. Термины "содержащий", "включающий" и "имеющий" в соответствующем роде и числе имеют включительно значение, и означают, что могут быть и дополнительные элементы, иные, нежели перечисленные.

Изобретение относится к регенерации энергии при производстве серной кислоты. Способ включает сжигание источника серы в газе, содержащем избыток кислорода; контакт потока газа, содержащего газообразный продукт сгорания, с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы; контакт полученного конверсионного газа с первичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту; циркуляцию указанной абсорбционной жидкости между первичной абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло отбирается жидким теплоносителем; контакт потока газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны, с вторичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту. Изобретение позволяет повысить регенерацию энергии, высвобождаемой при поглощении влажного SO₃ серной кислотой. 4 н. и 6 з.п. ф-лы, 24 ил., 7 табл., 7 пр.

1. Способ получения серной кислоты в установке по производству серной кислоты контактным методом, содержащей промежуточный абсорбер, где указанную установку модифицируют для работы в соответствии со способом, который регенерирует тепло, высвобождаемое при абсорбции SO₃, в пригодной форме при температуре по меньшей мере примерно 150°C, причем способ включает:
сжигание источника серы в газе, содержащем избыток кислорода, для получения потока газа, содержащего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород;
контакт потока газа, содержащего оксид серы, содержащего указанный газообразный продукт сгорания, с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, что тем самым превращает поток газа, содержащий оксид серы, в конверсионный газ, содержащий SO₃;
контакт конверсионного газа в первичной абсорбционной зоне с первичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, что тем самым абсорбирует триоксид серы и/или передает серную кислоту из конверсионного газа в первичную абсорбционную жидкость;
циркуляцию указанной абсорбционной жидкости между указанной первичной абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, образуемое при реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или абсорбции триоксида серы первичной абсорбционной жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний по меньшей мере до 150°C; и
контакт потока газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны, с вторичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту, во вторичной абсорбционной зоне, причем остаточный SO₃, содержащийся в потоке газа, поступающего в указанную вторичную абсорбционную зону, регенерируется как серная кислота во вторичной абсорбционной жидкости, где
указанная вторичная абсорбционная зона содержит промежуточный абсорбер, существующий в указанной установке до указанной модификации, и отношение массового расхода указанной вторичной абсорбционной жидкости к газу в указанной вторичной абсорбционной зоне варьирует в пределах от примерно 1,0 до примерно 7,0 или от примерно 14 до примерно 18.

2. Способ по п. 1, где указанный существующий промежуточный абсорбер был сконструирован для работы при отношении массового расхода абсорбционной жидкости - серной кислоты - к газу от примерно 6 до примерно 10 при крепости газа от примерно 7% до примерно 12% по объему SO₃.

3. Способ по п. 1 или 2, в котором указанный источник серы содержит элементарную серу.

4. Способ по п. 3, где водяной пар вводится в конверсионный газ, содержащий SO₃, до первичной абсорбционной зоны в направлении потока газа в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе до по меньшей мере примерно 0,55 моля, по меньшей мере примерно 0,60 моля, по меньшей мере примерно 0,70 моля, по меньшей мере примерно 0,80 моля, по меньшей мере примерно 0,90 моля или по меньшей мере примерно 0,95 моля на моль общего эквивалентного содержания в газе SO₃, перед входом в абсорбционную зону.

5. Способ по п. 4, дополнительно включающий:
циркулирование указанной поглощающей жидкости из указанной абсорбционной зоны в основной косвенный теплообменник, в котором тепло переносится на основной жидкий теплоноситель, нагревая последний по меньшей мере до 150°C;
разделение потока поглощающей жидкости, выходящего из указанного основного теплообменника для обеспечения потока основной поглощающей жидкости, который рециркулируется в указанную первичную абсорбционную зону, и потока вспомогательной поглощающей жидкости;
пропускание указанного потока вспомогательной жидкости через косвенный теплообменник дополнительно к деаэратору питательной воды котла, причем в указанном вспомогательном теплообменнике деаэратора тепло передается от указанной вспомогательной жидкости в поток воды для генерирования деаэрирующего пара;
направление деаэрирующего пара в указанный деаэратор, где питательная вода котла приводится в контакт с деаэрирующим паром для извлечения неконденсирующихся компонентов из питательной воды котла; и
отведение потока отходящего газа деаэратора из указанного деаэратора, причем указанный поток отходящего газа деаэратора содержит водяной пар и неконденсирующиеся газы.

6. Способ по п. 5, дополнительно включающий ввод водяного пара, содержащегося в указанном потоке отходящего газа деаэратора, в газ, содержащий оксид серы, перед первичной абсорбционной зоной относительно направления потока газа.

7. Способ по п. 6, где вода, деаэрированная в указанном деаэраторе, вводится в указанный основной теплообменник как источник питательной воды котла для генерирования пара.

8. Способ модификации существующей установки для производства серной кислоты контактным методом, содержащей промежуточный абсорбер для регенерации при высокой температуре тепла, выделяющегося при поглощении SO₃ в серной кислоте, который включает:
установку нового абсорбера для приема конверсионного газа, содержащего триоксид серы, причем указанный новый абсорбер содержит первичную абсорбционную зону, предназначенную для абсорбции при высокой температуре SO₃ первичной поглощающей жидкостью, содержащей серную кислоту, для получения в ней дополнительной серной кислоты;
установку высокотемпературного теплообменника, предназначенного для передачи тепла, высвобождаемого при абсорбции SO₃, от первичной поглощающей жидкости в другую текучую среду и нагревания последней до температуры по меньшей мере примерно 150°C;
установку средств для циркуляции указанной первичной поглощающей жидкости между указанной первичной абсорбционной зоной и указанным высокотемпературным теплообменником;
установку трубопровода для направления потока газа, выходящего из указанного высокотемпературного абсорбера, во впуск указанного существующего промежуточного абсорбера; и
установку средств для циркуляции вторичной поглощающей жидкости через указанный существующий промежуточный абсорбер, в котором остаточный SO₃ может быть удален из потока газа, выходящего из указанной первичной абсорбционной зоны, путем передачи в указанную вторичную поглощающую жидкость, причем указанные средства для циркуляции указанной вторичной поглощающей жидкости выполнены с такими размерами и/или управляются средствами регулирования расхода так, что отношение массового расхода указанной вторичной поглощающей жидкости к газу в указанной вторичной абсорбционной зоне составляет от примерно 1,0 до примерно 7,0 или от примерно 14 до примерно 18.

9. Способ получения серной кислоты, включающий:
сжигание в газе источника серы, содержащем избыток кислорода, для получения потока газа, содержащего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы и кислород;
контакт потока газа, содержащего оксид серы, содержащего указанный газообразный продукт сгорания, с катализатором для конверсии диоксида серы в триоксид серы, что тем самым превращает поток газа, содержащий оксид серы, в конверсионный газ, содержащий SO₃;
контакт конверсионного газа в теплорегенерационной абсорбционной зоне с поглощающей жидкостью, содержащей серную кислоту, что тем самым переносит триоксид серы из конверсионного газа на поглощающую жидкость;
циркулирование указанной поглощающей жидкости между указанной абсорбционной зоной и основным косвенным теплообменником, в котором тепло переносится на основной жидкий теплоноситель, нагревая последний по меньшей мере до 150°C;
разделение потока поглощающей жидкости, выходящего из указанного основного теплообменника, с обеспечением потока основной поглощающей жидкости, который рециркулируется в указанную теплорегенерационную абсорбционную зону, и потока вспомогательной поглощающей жидкости;
пропускание указанного потока вспомогательной жидкости через косвенный теплообменник, вспомогательный по отношению к котлу питательной воды деаэратора, причем тепло переносится во вспомогательный теплообменник указанного деаэратора от указанной вспомогательной жидкости к потоку воды для образования деаэрирующего пара;
направление деаэрирующего пара в указанный деаэратор, где питательная вода котла приводится в контакт с деаэрирующим паром для извлечения неконденсирующихся компонентов из питательной воды котла; и
отвод потока отходящего газа деаэратора из указанного деаэратора, причем указанный поток отходящего газа деаэратора содержит водяной пар и неконденсирующиеся газы.

10. Способ получения серной кислоты, включающий:
сжигание серы в сухом газе, содержащем избыток кислорода в зоне горения, для получения потока газа, содержащего оксид серы, содержащего газообразный продукт сгорания, включающий диоксид серы, кислород и не более 0,005 моля водяного пара на моль SO₂;
контакт потока газа, содержащего оксид серы, содержащего указанный газообразный продукт сгорания, с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, что тем самым превращает поток газа, содержащий оксид серы, в конверсионный газ, содержащий не более 0,005 моля водяного пара на моль SO₃;
контакт конверсионного газа в первичной теплорегенерационной абсорбционной зоне с поглощающей жидкостью, содержащей серную кислоту, что передает последнюю от конверсионного газа в поглощающую жидкость;
ввод водяного пара в конверсионный газ в зоне ввода водяного пара, до первичной теплорегенерационной абсорбционной зоны в направлении потока газа в отношении, достаточном, чтобы повысить эквивалентное содержание водяного пара в газе по меньшей мере до примерно 0,55 моля на моль общего эквивалентного содержания в газе оксида серы, перед поступлением потока газа в первичную теплорегенерационную абсорбционную зону; и
циркуляцию указанной поглощающей жидкости между указанной первичной теплорегенерационной абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло, высвобождаемое при реакции триоксида серы и воды, конденсации серной кислоты и/или абсорбции триоксида серы поглощающей жидкостью, отбирается жидким теплоносителем, нагревая последний по меньшей мере до 150°C; причем конверсионный газ подают в первичную теплорегенерационную абсорбционную зону без промежуточной конденсации какого-либо компонента потока конверсионного газа между указанной зоной ввода водяного пара и указанной первичной теплорегенерационной абсорбционной зоной.