專利名稱：生產(chǎn)硫酸的方法和裝置的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及生產(chǎn)硫酸的方法和裝置，其中在含至少一個接觸段的轉(zhuǎn)化器中使SO2催化氧化以形成SO3，使含SO3的工藝氣體在通過至少一個接觸段后從轉(zhuǎn)化器中抽出并且進(jìn)料至熱回收設(shè)備，其中利用工藝氣體的熱量由給水產(chǎn)生蒸汽，和然后使工藝氣體進(jìn)料至吸收器，其中SO3被吸收在硫酸中。

背景技術(shù)：
硫酸通常通過被稱之為“雙吸收方法”的方法來生產(chǎn)，這種方法在Ullmann的Encyclopaedia of Industrial Chemistry，第五版，第A25卷，635-700頁中進(jìn)行了描述。在四段或五段轉(zhuǎn)化器中借助于固體催化劑如包含五氧化二釩作活性組分的固體催化劑，使通過燃燒硫或作為來自冶煉廠廢氣得到的二氧化硫(SO2)轉(zhuǎn)化為三氧化硫(SO3)。在經(jīng)過轉(zhuǎn)化器的接觸段之后，將所得的SO3抽出并進(jìn)料至中間吸收器，或在經(jīng)過轉(zhuǎn)化器的最后接觸段之后進(jìn)料至最后的吸收器，其中使含SO3的氣體與濃硫酸逆流通過并被吸收于其中。
由元素硫生產(chǎn)硫酸的裝置在經(jīng)濟(jì)上“經(jīng)歷”著原材料硫的成本明顯地高于產(chǎn)品硫酸所帶來的收益的這一事實。
這些裝置只能通過最大化/最優(yōu)化產(chǎn)生副產(chǎn)物如高壓和低壓蒸汽和從而產(chǎn)生附加的收益而經(jīng)濟(jì)地操作。
在過去，已經(jīng)做出很多努力以盡可能完全地通過產(chǎn)生高壓蒸汽而應(yīng)用元素硫由大氣氧的氧化(燃燒)為SO2過程中所放出的熱和SO2催化氧化為SO3過程中所放出的熱。在這種情況下，使各種設(shè)備如蒸發(fā)器、節(jié)熱器(鍋爐給水預(yù)熱器)和蒸汽過熱器以合適的方式連接起來產(chǎn)生蒸汽，此時工藝工程邊界條件為主要的決定因素。例如，催化作用的預(yù)定反應(yīng)溫度需要滿足，并且在一定的界限內(nèi)也需要考慮理想的蒸汽品質(zhì)(如壓力和溫度)。然后這種蒸汽可以采用已知的方式通過透平交流發(fā)電機(jī)轉(zhuǎn)化為電能。例如如果元素硫用作初始材料，取決于工藝和所產(chǎn)生的蒸汽品質(zhì)(壓力和溫度)，約60％最初在硫中存在的能量通常用來產(chǎn)生蒸汽。用來產(chǎn)生高壓蒸汽的能量轉(zhuǎn)化的程度受限于在中間或最終吸收之前冷卻工藝氣體的有限選擇。例如為了防止溫度降低至硫酸的露點(diǎn)以下，工藝氣體不應(yīng)該冷卻至低于130-170℃。進(jìn)一步的限制來自于在蒸汽發(fā)生器(如節(jié)熱器)中使用脫氣鍋爐給水(即從鍋爐給水中基本上脫除溶解氧氣)，為了避免水側(cè)腐蝕這是必須的。通常應(yīng)用的給水的所謂非受壓(通常為0.1-0.3bar，所有壓力均相對于大氣壓而給出)熱脫氣意味著給水的溫度約為102-105℃。因此從熱力學(xué)方面，即使不考慮露點(diǎn)腐蝕，大量的經(jīng)濟(jì)上可行的氣體冷卻至低于130℃幾乎是不可能的。
在生產(chǎn)硫酸的傳統(tǒng)方法的隨后部分期間，氣體在中間吸收和最后最收的過程中都進(jìn)一步冷卻。這種顯能即SO3冷凝所放出的能量及通過由SO3和H2O形成H2SO4以及稀釋形成的硫酸的能量所放出的熱量因此處于低的溫度水平，并且通常由冷卻水間接地從過程中脫除。
在過去，已開發(fā)了各種方法來作為低壓蒸汽獲得部分這種熱量并因此整體提高了裝置的經(jīng)濟(jì)可行性，在這方面，參考Monsanto持有的專利US 4,576,813(也為EP 0 181 313 B1)和根據(jù)DE 38 30 365 C2由Lurgi開發(fā)的″HEROS″方法。為了改進(jìn)這些方法，已經(jīng)做了大量的嘗試，但是這些改進(jìn)迄今為止僅是有限的應(yīng)用?？梢詤⒖糓onsanto的專利US 4,670,242(EP 0 130 967 B1)和根據(jù)尚未公開的德國專利申請DE 10 2004 012 293.8的Outokumpu方法。依賴于工藝工程回路和低壓蒸汽(通常為6-10bar下的飽和蒸汽)的品質(zhì)，有可能增加整體效率從約60％至高達(dá)80-85％。但是，這些低溫?zé)峄厥辗椒ǖ膽?yīng)用局限于可獲得低壓蒸汽用戶的情況，所述低壓蒸汽具有降低的品質(zhì)。如果不是這種情況，低壓蒸汽當(dāng)然也可以進(jìn)料至透平交流發(fā)電機(jī)，但是由于低的蒸汽壓力，這通常不是很經(jīng)濟(jì)。因此，目前操作的大多數(shù)裝置并不配備這種系統(tǒng)。
硫酸生產(chǎn)中產(chǎn)生的熱的剩余部分(占15-20％)通常被冷卻水帶走并因而由積極應(yīng)用中脫除。在給水通到熱脫氣之前，少量的這種熱可通過用“熱硫酸”(通常80-110℃)間接加熱的新鮮“冷”給水(通常為20-30℃，例如作為冷凝透平/交流發(fā)電機(jī)的冷凝器的返回)另外回收。例如預(yù)熱至超過85-90℃是不可能的，這是由于為了使常壓熱脫氣有效率地和有效地操作，這種脫氣仍需要10-20℃的一定溫升。因此，這種附加程度的熱回收也是有限的。


發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的一個目的是進(jìn)一步改進(jìn)硫酸生產(chǎn)過程中的熱利用。
通過權(quán)利要求1和19的特征，本發(fā)明基本上實現(xiàn)了這一目的，其中進(jìn)料至用來產(chǎn)生蒸汽的熱回收設(shè)備的給水的溫度比進(jìn)入吸收器的工藝氣體的溫度高。
結(jié)果是，可以增加所產(chǎn)生的高品質(zhì)高壓蒸汽的比例并將常規(guī)只能用于產(chǎn)生低壓蒸汽的熱量用于此目的。與此同時，低壓蒸汽的量可以基本上保持恒定，這最終會導(dǎo)致低的熱量損失(例如到冷卻水)。
利用其它相同的邊界條件，在本發(fā)明的方法中，鍋爐給水的熱脫氣例如可以在更高的溫度或更高的壓力下實施。結(jié)果是，可以用低溫?zé)釋ⅰ袄洹苯o水預(yù)熱至高得多的溫度如165℃(相比于常規(guī)的85℃而言)。這反過來最終允許較高溫度如175℃的鍋爐給水通入裝置來產(chǎn)生高壓蒸汽。對于可獲得的總量相同的熱量而言，相比于鍋爐給水僅為約105℃的常規(guī)方法，其結(jié)果是可以增加所產(chǎn)生的高壓蒸汽的量。
作為對加壓脫氣的替換，當(dāng)然也可能在大氣壓下連續(xù)操作脫氣器，但是在這種情況下在鍋爐進(jìn)料泵下游，通過應(yīng)用低壓蒸汽的換熱器將給水加熱至較高的入口溫度(進(jìn)入節(jié)熱器)。自然地，在此上下文中的最大溫度稍稍低于在加壓脫氣過程中對于相同低壓蒸汽壓力可以達(dá)到的溫度。
但是，因為例如175℃的鍋爐給水已不能再在節(jié)熱器中用來冷卻工藝氣體至例如130-170℃，這引起了熱力學(xué)障礙。因此，本發(fā)明還涉及間接繞開這種阻力但結(jié)果仍確保增加上述高壓蒸汽的產(chǎn)量的可能辦法。
按照本發(fā)明的優(yōu)選構(gòu)造，給水與進(jìn)入吸收器的工藝氣體之間的溫度差為5-100℃，優(yōu)選為20-50℃。
按照本發(fā)明，使給水在超過102℃、優(yōu)選140-190℃的溫度下進(jìn)料至熱回收設(shè)備的高壓部分，而優(yōu)選在中間接觸段處從轉(zhuǎn)化器中抽出的工藝氣體被進(jìn)料至中間吸收器和然后返回轉(zhuǎn)化器，及使工藝氣體在通過轉(zhuǎn)化器的最終接觸段之后進(jìn)料至最終吸收器，氣體入口溫度在中間吸收器處為約130-170℃和在最終吸收器處為約120-150℃。
在給水進(jìn)入熱回收設(shè)備之前，使給水在原料溫度優(yōu)選為20-90℃下熱脫氣，然后在脫氣的過程中其升溫至例如102-105℃。
在本發(fā)明特別優(yōu)選的構(gòu)造中，作為比較，將尚未脫氣的冷給水預(yù)熱至超過105℃，優(yōu)選為130-190℃和特別為約165℃，之后進(jìn)入熱脫氣，在這種情況下，給水的最大預(yù)熱溫度比脫氣器操作壓力下蒸汽的飽和溫度優(yōu)選低約5-20℃，從而仍然能保持熱脫氣的功能。
按照本發(fā)明，進(jìn)入熱脫氣之前的冷給水的預(yù)熱通過利用來自硫酸裝置的吸收部分和/或接觸部分的廢熱間接實施。
在本發(fā)明的改進(jìn)方案中，給水的熱脫氣在比大氣壓高的壓力下操作，優(yōu)選在3-10bar下操作。
在另一個實施方案中，使給水在大氣條件下脫氣，并且在其進(jìn)入熱回收設(shè)備之前，使其在換熱器中加熱至高于在脫氣過程中所產(chǎn)生的約105℃的溫度。
在這種情況下，給水的加熱例如可以通過低壓蒸汽、輸入的廢蒸汽、中壓蒸汽(其壓力低于裝置中產(chǎn)生的高壓蒸汽的壓力)或源自裝置外的加熱的傳熱油來實施。
按照本發(fā)明，以一定的方式設(shè)置節(jié)熱器從而從熱力學(xué)角度來說，可能將過量熱傳遞出工藝，并且傳遞的過量熱的程度與包括在大氣壓下操作熱給水脫氣的常規(guī)裝置相當(dāng)。
從熱回收設(shè)備排出的氣體的溫度優(yōu)選為約170-350℃，其等于或高于常規(guī)溫度120-170℃(≥171℃)，并且這些氣體的進(jìn)一步冷卻(并因此為高壓蒸汽產(chǎn)生的間接熱回收)可以用于部分加熱例如燃燒空氣、再加熱來自中間吸收的氣體和/或部分加熱/預(yù)熱進(jìn)入熱脫氣之前的給水。
特別地，低壓蒸汽如壓力為約10bar的飽和蒸汽被用于熱脫氣。
也可能將軟化水用作給水。
如果在本發(fā)明的裝置中存在產(chǎn)生低壓蒸汽的設(shè)備，則優(yōu)選使低壓蒸汽至少部分進(jìn)料至脫氣器。在這種情況下，低壓蒸汽的壓力保持為高于熱脫氣設(shè)備的壓力的水平。
按照本發(fā)明的優(yōu)選構(gòu)造，吸收器和借助于硫酸干燥空氣的干燥塔與用來供應(yīng)硫酸的公用泵系統(tǒng)相連，正如本申請人的DE 10 2004 012293.8中所述。
在這種情況下，對于打算在中間吸收之前冷卻氣體的熱回收設(shè)備來說，優(yōu)選具有氣體旁路。
如果提供單獨(dú)的熱的吸收器，按照本發(fā)明此熱的吸收器也具有氣體旁路。
在如下示例性實施方案和附圖的基礎(chǔ)上對本發(fā)明進(jìn)行更詳細(xì)的解釋。在附圖中描述和/或說明的所有特征，不管是其本身還是其任意的理想組合，均形成了本發(fā)明的主題，而不管它們在權(quán)利要求中概括的方式或權(quán)利要求被回引的方式。



圖1概略地描述了生產(chǎn)硫酸的常規(guī)雙催化接觸裝置， 圖2給出了圖1所示裝置的水或蒸汽回路， 圖3概略地描述了通過本發(fā)明方法生產(chǎn)硫酸的裝置， 圖4給出了圖3所示裝置的變體， 圖5給出了本發(fā)明裝置的進(jìn)一步改進(jìn)， 圖6給出了圖4所示裝置的變體， 圖7給出了圖5所示裝置的變體， 圖8給出了本發(fā)明裝置的進(jìn)一步改進(jìn)， 圖9給出了圖3-8所示裝置之一應(yīng)用的干燥和吸收裝置， 圖10給出了圖9所示裝置的改進(jìn)， 圖11給出了帶有圖9所示的干燥和吸收裝置的圖3-8所示裝置的產(chǎn)生高壓和低壓蒸汽的蒸汽和水的設(shè)置， 圖12給出了帶有圖10所示的干燥和吸收裝置的圖3-8所示裝置的產(chǎn)生高壓和低壓蒸汽的蒸汽和水的設(shè)置， 圖13給出了帶有圖9所示的干燥和吸收裝置的圖3-8所示裝置的產(chǎn)生高壓和低壓蒸汽的蒸汽和水的設(shè)置，其中圖9所示的所述裝置以改進(jìn)的形式進(jìn)行操作。
圖14給出了帶有常規(guī)干燥和吸收裝置的圖3-8所示裝置的產(chǎn)生高壓和低壓蒸汽的蒸汽和水的設(shè)置。

具體實施例方式 優(yōu)選的示例性實施方案的描述 實施例1圖1給出了常規(guī)的雙催化接觸裝置，其中節(jié)熱器ECO1和ECO2分別直接設(shè)置在最終吸收和中間吸收上游的氣體物流上。氣體出口溫度典型地在ECO1出口為140℃和在ECO2出口為170℃，兩個節(jié)熱器在水側(cè)可以串聯(lián)也可以并聯(lián)，進(jìn)料至裝置的鍋爐給水的溫度典型地為105℃。
實施例2圖2給出了對應(yīng)的常規(guī)水或蒸汽回路。在這種情況下給水入口所示的預(yù)熱器的殼程進(jìn)料為來自吸收部分的熱硫酸，酸的溫度典型地為60-120℃，和使給水典型地從20-40℃加熱至約85-90℃。
實施例3圖3給出了雙催化接觸裝置，其中以一定的方式設(shè)置節(jié)熱器ECO1和ECO2，從而它們可以串聯(lián)或并聯(lián)地利用典型地175℃的鍋爐給水進(jìn)料，和因此在這些設(shè)備處的氣體出口溫度不能低于鍋爐給水的這一溫度，但是典型地分別為200℃和334℃。在這種情況下殘余的氣體熱量被用來在CRE中部分加熱來自中間吸收的氣體和/或預(yù)熱或加熱軟化水。中間或最終吸收上游的氣體溫度典型地在水加熱器處為160℃和在換熱器CRE處為140℃，因此其意味著在接觸系統(tǒng)內(nèi)傳遞至高壓蒸汽發(fā)生器(WHB、ECO1、ECO2、SHE1、SHE2)的熱量與實施例1中的相同。在這種情況下，在圖3中所提到的水加熱器在熱脫氣之前用于預(yù)熱″冷″給水，或者替代地以其它方式應(yīng)用該熱量例如加熱輸入的水。表1給出了能力為3000噸/天的硫酸裝置的各氣體組成和流量。(在每種情況下在表1-8的第1行中所示的序號涉及相關(guān)圖中對應(yīng)序號所表示的點(diǎn))。
實施例4圖4給出了按照實施例3的雙催化接觸裝置，除其它相同的參數(shù)之外，水加熱器被用來預(yù)熱裝置內(nèi)所需的部分空氣的換熱器GHE所替代。該設(shè)置典型地對應(yīng)于如下應(yīng)用例如如果實施硫燃燒所應(yīng)用的SO2濃度(如17-18vol％)高于進(jìn)料至接觸系統(tǒng)的濃度(如11.8vol％)和因此需要更多的空氣來稀釋，則所述空氣按上述在GHE中進(jìn)行預(yù)熱。SO3側(cè)的氣體出口溫度在GHE處典型地為173℃和在換熱器CRE處為140℃，因此其意味著在接觸系統(tǒng)內(nèi)傳遞至高壓蒸汽發(fā)生器(WHB、ECO1、ECO2、SHE1、SHE2)的熱量與按照實施例1的熱量大致相同。表2給出了能力為3000噸/天的硫酸裝置的各氣體組成和流量。
實施例5圖5給出了與實施例4類似的雙催化接觸系統(tǒng)的詳細(xì)描述，但是其帶有總共5個接觸段、在轉(zhuǎn)化器內(nèi)整合的換熱器和第4與第5接觸段間的急冷，并且在外部CRE的上游連接磨損換熱器?？諝忸A(yù)熱器具有與實施例4中的GHE相同的功能。裝置配備有相應(yīng)的旁路(用虛線表示)以控制各個催化劑床層入口的溫度。去中間和最終吸收的氣體出口溫度與實施例4中的那些大約相同。
實施例6圖6給出了按照實施例4的雙催化接觸系統(tǒng)，其中其它參數(shù)相同，只是換熱器(實施例5中的空氣預(yù)熱器)不用來預(yù)熱稀釋空氣，而是用來部分地再加熱來自中間吸收器(此處為CRE2)的氣體。這種設(shè)置典型地對應(yīng)于如下應(yīng)用與進(jìn)料至接觸系統(tǒng)的氣體濃度(如11.5vol％)相同或稍微高一些采用的濃度(如11-13vol％)實施硫的燃燒。在這種情況下，換熱器CRE1和CRE2在SO2氣體側(cè)并聯(lián)連接。SO3側(cè)的氣體出口溫度在CRE2處典型地為170℃和在換熱器CRE 1處為140℃，因此其意味著在接觸系統(tǒng)內(nèi)傳遞至高壓蒸汽發(fā)生器(WHB、ECO1、ECO2、SHE1、SHE2)的熱量與按照實施例2的量大致相同。
實施例7圖7給出了實施例5的替代實施方案，其中使在空氣加熱器中經(jīng)過預(yù)熱的空氣全部通過燃燒爐用于硫的燃燒。在這種情況下，去中間吸收和最終吸收的氣體的出口溫度也與實施例6的溫度大致相同。
實施例8圖8給出了實施例5的另一個實施方案，其具有5段接觸系統(tǒng)和兩個位于轉(zhuǎn)化器內(nèi)用來在中間吸收器之后再加熱氣體的換熱器，以及另外在轉(zhuǎn)化器內(nèi)整合的蒸汽過熱器SHE2。使在空氣預(yù)熱器中經(jīng)過預(yù)熱的空氣部分通過用于硫燃燒并且部分用于進(jìn)一步稀釋燃燒氣體。該實施例構(gòu)成了本發(fā)明的典型實施方案。表3給出了能力為3000噸/天的硫酸裝置的各氣體組成和流量。
實施例9圖9給出了屬于實施例3-8的接觸系統(tǒng)的干燥和吸收系統(tǒng)，并且整合了用來發(fā)生低壓蒸汽的熱回收系統(tǒng)″HEROS″(HEatRecOvery System的縮寫)。按照本發(fā)明的方法，各塔即干燥塔、中間吸收器和最終吸收器的所有酸回路均被設(shè)計為具有相同酸濃度和酸進(jìn)料溫度的公用回路。只有HEROS吸收器配備有其自己的酸回路，其溫度水平比上述酸回路明顯更高，特別地高使得在蒸發(fā)器中能夠直接產(chǎn)生典型地為6-10bar的低壓蒸汽。同樣，描述了按照專利申請DE 102004 012 293.8的″HEROS″吸收器周圍的氣體旁路，所述專利申請由此特別地到所說明的程度而引入本申請的主題。表4給出了能力為3000噸/天的硫酸裝置的溫度、濃度和流量。
實施例10象實施例9一樣，圖10給出了通過″HEROS″對熱回收的整合，但是在這種情況下其具有特別針對大裝置即能力超過3000t/d的大裝置才應(yīng)用的設(shè)置，雖然這種設(shè)置從原理上講也可以應(yīng)用于較小的裝置。所有的吸收器和干燥塔均設(shè)計為整合的文丘里填料塔，意圖在于改善氣體的分布。在這種情況下，從干燥塔和兩個SO3吸收器散發(fā)出的熱也被完全地回收。在這種情況下，只有一少部分仍通過冷卻水即只冷卻產(chǎn)品酸而從系統(tǒng)中脫除。本實施例的裝置回路可以屬于實施例3-8中所示的任何接觸系統(tǒng)。表5給出了能力為3000噸/天的硫酸裝置的各溫度、濃度和流量。
實施例11圖11給出了當(dāng)應(yīng)用實施例3-8的接觸系統(tǒng)以及組合實施例9的干燥和吸收系統(tǒng)時，典型地設(shè)置的高壓和低壓蒸汽發(fā)生的各個設(shè)備的蒸汽和水設(shè)置/回路。在此上下文中的起始點(diǎn)用于在9bar下操作的脫氣器。在這種情況下，使軟化水在進(jìn)入脫氣器之前在干燥和吸收系統(tǒng)內(nèi)預(yù)熱至在預(yù)熱器2出口的98℃。表6給出了能力為3000噸/天的硫酸裝置的各溫度、濃度和流量。
實施例12圖12給出了當(dāng)應(yīng)用實施例3-8所示的接觸系統(tǒng)以及組合實施例10的干燥和吸收系統(tǒng)時，典型地設(shè)置的高壓和低壓蒸汽發(fā)生的各個設(shè)備的蒸汽和水設(shè)置/回路。起始點(diǎn)用于在9bar下操作的脫氣器。在這種情況下，使軟化水在干燥和吸收系統(tǒng)內(nèi)和在進(jìn)入脫氣器之前預(yù)熱至在酸冷卻器3出口的166℃。表7給出了能力為3000噸/天的硫酸裝置的各溫度、濃度和流量。
實施例13圖13給出了當(dāng)應(yīng)用實施例3-8的接觸系統(tǒng)以及組合實施例9的干燥和吸收系統(tǒng)時，典型地設(shè)置的高壓和低壓蒸汽發(fā)生的各個設(shè)備的蒸汽和水設(shè)置/回路。在這種情況下，起始點(diǎn)用于在大氣條件下即在約0.1bar且和等效約105℃下操作的脫氣器，且用于為產(chǎn)生高壓蒸汽要在蒸汽加熱器換熱器中被低壓蒸汽加熱的鍋爐給水。用于產(chǎn)生低壓蒸汽的鍋爐給水在預(yù)熱器2中用熱酸預(yù)熱。由于結(jié)果類似于實施例11或12中所獲得的那些結(jié)果，所以沒有給出數(shù)據(jù)表。
實施例14圖14給出了當(dāng)應(yīng)用實施例3-8的接觸系統(tǒng)且結(jié)合常規(guī)的干燥和吸收系統(tǒng)，即沒有附加的低壓蒸汽發(fā)生HEROS且給水的溫度因此典型地為85℃時，典型地設(shè)置的高壓和低壓蒸汽發(fā)生的各個設(shè)備的蒸汽和水設(shè)置/回路。在此上下文中，同樣地假定脫氣器在大氣條件下即在約0.1bar和等效約102℃下操作，和用于產(chǎn)生高壓蒸汽的鍋爐給水在預(yù)熱器換熱器中用輸入的低壓蒸汽加熱。表8給出了能力為3000噸/天的硫酸裝置的各溫度、濃度和流量。
表1序號4-6沒有給出 表2 表3 表4 表5 表6 表7 表8 參考符號列表 CRE 冷再加熱換熱器(氣-氣換熱器) ECO 節(jié)熱器(鍋爐給水預(yù)熱器) GHE氣體換熱器(氣體-空氣換熱器) HRE熱再加熱換熱器(氣-氣換熱器) WHB廢熱鍋爐 SHE過熱器 LP 低壓 HP 高壓
權(quán)利要求
1.一種由含SO2的工藝氣體生產(chǎn)硫酸的方法
其中在含至少一個接觸段的轉(zhuǎn)化器中使SO2催化氧化以形成SO3，
使含SO3的工藝氣體在通過至少一個接觸段后從轉(zhuǎn)化器中抽出并且進(jìn)料至熱回收設(shè)備，其中利用工藝氣體的熱量由給水產(chǎn)生蒸汽，和
然后使所述工藝氣體進(jìn)料至吸收器，其中SO3被吸收在硫酸中，
所述方法的特征在于進(jìn)料至產(chǎn)生蒸汽的所述熱回收設(shè)備的給水的溫度比進(jìn)入所述吸收器的所述工藝氣體的溫度高。
2.權(quán)利要求1所述的方法，特征在于所述給水與進(jìn)入所述吸收器的所述工藝氣體之間的溫差為5-100℃，優(yōu)選為20-50℃。
3.權(quán)利要求1或2所述的方法，特征在于進(jìn)料至所述熱回收設(shè)備的所述給水的溫度超過102℃，優(yōu)選為140-190℃。
4.前述權(quán)利要求任一項所述的方法，特征在于使所述工藝氣體在中間接觸段處從所述轉(zhuǎn)化器中抽出、進(jìn)料至中間吸收器和然后返回進(jìn)料至所述轉(zhuǎn)化器，并且特征在于使所述工藝氣體在通過所述轉(zhuǎn)化器的最終接觸段之后進(jìn)料至最終吸收器，及在所述中間吸收器處氣體的入口溫度為約130-170℃和在所述最終吸收器處氣體的入口溫度為約120-150℃。
5.前述權(quán)利要求任一項所述的方法，特征在于在所述給水進(jìn)入所述熱回收設(shè)備之前，使所述給水優(yōu)選在20-90℃的進(jìn)料溫度下進(jìn)行熱脫氣。
6.權(quán)利要求5所述的方法，特征在于所述給水的所述熱脫氣在高于大氣壓的壓力下操作，優(yōu)選在3-10bar下操作。
7.權(quán)利要求5或6所述的方法，特征在于在所述給水進(jìn)入所述熱脫氣之前，使所述給水預(yù)熱至高于105℃，優(yōu)選預(yù)熱至130-190℃，和特別地預(yù)熱至約165℃。
8.權(quán)利要求7所述的方法，特征在于所述給水的最大預(yù)熱溫度比所述脫氣器的操作壓力下飽和蒸汽的溫度低約5-20℃。
9.權(quán)利要求7或8所述的方法，特征在于在其進(jìn)入所述熱脫氣之前，冷給水的預(yù)熱通過來自硫酸裝置的吸收部分和/或接觸部分的廢熱間接實施。
10.權(quán)利要求1-5任一項所述的方法，特征在于使所述給水在大氣條件下脫氣，并且在其進(jìn)入熱回收設(shè)備之前使其在換熱器中加熱至高于在脫氣過程中產(chǎn)生的約105℃的溫度。
11.權(quán)利要求10所述的方法，特征在于在所述熱脫氣之前所述給水的加熱例如用低壓蒸汽、輸入的廢物流、中壓蒸汽(其壓力比裝置內(nèi)產(chǎn)生的高壓蒸汽的壓力低)或源自裝置外的加熱的傳熱油來實施。
12.前述權(quán)利要求任一項所述的方法，特征在于從所述熱回收設(shè)備排出的氣體的溫度為約170-350℃。
13.權(quán)利要求12所述的方法，特征在于從所述熱回收設(shè)備排出的氣體用于部分加熱例如燃燒空氣、再加熱來自中間吸收的氣體和/或在所述給水進(jìn)入所述熱脫氣之前使其部分加熱/預(yù)熱。
14.前述權(quán)利要求任一項所述的方法，特征在于將低壓蒸汽如壓力約為10bar下的飽和蒸汽用于所述熱脫氣。
15.前述權(quán)利要求任一項所述的方法，特征在于所述吸收器和借助于硫酸而干燥空氣的干燥塔用公用的酸回路在相同的濃度下進(jìn)行操作。
16.權(quán)利要求15所述的方法，特征在于所述硫酸裝置用單獨(dú)的熱的吸收器進(jìn)行操作，該熱的吸收器配備有氣體旁路。
17.前述權(quán)利要求任一項所述的方法，特征在于打算在中間吸收之前冷卻氣體的所述熱回收設(shè)備具有氣體旁路。
18.前述權(quán)利要求任一項所述的方法，特征在于所應(yīng)用的給水為軟化水。
19.用于生產(chǎn)硫酸的裝置，特別是通過前述權(quán)利要求任一項的方法生產(chǎn)硫酸的裝置，其具有
帶有至少一個接觸段而使SO2催化氧化以形成SO3的轉(zhuǎn)化器，
至少一個吸收器，在所述轉(zhuǎn)化器的接觸段后向該吸收器中加入含SO3的工藝氣體從而使SO3吸收在硫酸中，
熱回收設(shè)備，其中所述工藝氣體將其部分熱量釋放至給水從而產(chǎn)生蒸汽，和
在所述給水引入所述熱回收設(shè)備之前對其脫氣的脫氣器，
所述裝置的特征在于進(jìn)料至所述熱回收設(shè)備的所述給水的溫度比進(jìn)料至所述吸收器的所述工藝氣體的溫度高。
20.權(quán)利要求19所述的裝置，特征在于中間吸收器和最終吸收器，其中在所述轉(zhuǎn)化器的中間接觸段之后向所述中間吸收器中加入含SO3的工藝氣體，和在所述轉(zhuǎn)化器的最后接觸段之后向所述最終吸收器中加入含SO3的工藝氣體。
21.權(quán)利要求19或20所述的裝置，特征在于有用于產(chǎn)生低壓蒸汽的設(shè)備，和特征在于至少部分低壓蒸汽被進(jìn)料至所述脫氣器。
22.權(quán)利要求20或21所述的裝置，特征在于打算在中間吸收之前來冷卻氣體的所述熱回收設(shè)備具有氣體旁路。
23.權(quán)利要求19-22任一項所述的裝置，特征在于單獨(dú)的熱的吸收器，該熱的吸收器配備有氣體旁路。
24.權(quán)利要求19-23任一項所述的裝置，特征在于使吸收器和借助于硫酸而干燥空氣的干燥塔連接到用于提供硫酸的公用泵系統(tǒng)。
全文摘要
本發(fā)明涉及生產(chǎn)硫酸的方法和裝置，其中在含至少一個接觸段的轉(zhuǎn)化器中使SO2催化氧化以形成SO3，使含SO3的工藝氣體在通過至少一個接觸段后從轉(zhuǎn)化器中抽出并且進(jìn)料至熱回收設(shè)備，其中利用工藝氣體的熱量由給水產(chǎn)生蒸汽，和然后使工藝氣體進(jìn)料至吸收器，其中SO3被吸收在硫酸中。在生產(chǎn)硫酸的過程中為了提高熱量的利用率，使給水以比進(jìn)料至吸收器的工藝氣體高的溫度進(jìn)料至熱回收設(shè)備。
文檔編號C01B17/80GK101124157SQ200680005576
公開日2008年2月13日 申請日期2006年2月11日 優(yōu)先權(quán)日2005年2月21日
發(fā)明者K-H·道姆 申請人:奧圖泰有限公司