BRPI0622170A2

BRPI0622170A2 - processo de produzir Ácido sulférico a partir de gases de alimentaÇço

Info

Publication number: BRPI0622170A2
Application number: BRPI0622170-0A
Authority: BR
Inventors: Kurt Agerbaek Christensen
Original assignee: Haldor Topsoe A/S
Priority date: 2006-11-29
Filing date: 2006-11-29
Publication date: 2011-12-27
Also published as: ZA200903720B; WO2008064698A1; BRPI0622170B1; EP2099711B1; MX2009005634A; CN108341401A; ES2353332T3; DE602006017608D1; CA2670295A1; CN101626977A; ATE484485T1; CA2670295C; AU2006351179A1; AU2006351179B2; EP2099711A1

Abstract

PROCESSO DE PRODUZIR ÁCIDO SULFéRICO A PARTIR DE GASES DE ALIMENTAÇçO. Processo de produzir ácido sulfúrico a partir de gases de alimentação contendo 0,1-30% SO~ 2~, compreender as etapas: (a) passar o gás de alimentação para uma primeira etapa de conversão catalítica em que SO~ 2~ é oxidado em SO~ 3~ sobre um ou mais leitos de catalisador, (b) resfriar o gás contendo S03 da referida primeira etapa de contato por passagem do referido gás a um estágio de condensação intermediário retirando um gás contendo SO~ 2~ não convertido e SO~ 3~ não absorvido e retirando uma corrente de produto de ácido sulfúrico concentrado, (c) reaquecer referido gás contendo SO~ 2~ não convertido e SO~ 3~ não absorvido, (d) passar o gás da etapa (c) para uma segunda etapa de conversão catalítica, em que SO~ 2~ não convertido é oxidado em S03 sobre um ou mais leitos de catalisador, (e) resfriar o gás da etapa (d) a uma temperatura de O<198>C a 100<198>C acima do ponto de orvalho de ácido de referido gás, (f) passar o gás da etapa (e) com uma relação molar de H~ 2~O para SO~ 3~ de pelo menos 1,05, calculado com a hipótese de que SO~ 3~ não é hidratado em H~ 2~SO~ 4~, e ponto de orvalho de ácido de abaixo cerca de 240<198>C, em um estágio de condensação em meio úmido final, em que o ácido sulfúrico restante é condensado por resfriamento de referido gás por troca térmica indireta ou direta com um meio de resfriamento, (g) prover, no gás, antes da etapa de condução (f), um teor de 10^ 10^ a 10^ 13^ partículas sólidas por Nm^ 3^ por % em volume de SO~ 3~, calculado com a hipótese de que SO~ 3~ não é hidratado em H~ 2~SO~ 4~, (h) retirar, do estágio de condensação em meio úmido final da etapa (f), uma corrente de 70-98 % em peso de ácido sulfúrico.

Description

"PROCESSO DE PRODUZIR ÁCIDO SULFÚRICO A PARTIR DE GASES DE ALIMENTAÇÃO"

CAMPO DA INVENÇÃO

A presente invenção refere-se à produção de ácido sulfurico a partir de um gás de alimentação de dióxido de enxofre. Em particular, a invenção refere-se à produção de ácido sulfurico a partir de gases úmidos de alimentação contendo SO2 em concentrações de 0,1 % em peso a 30 % em volume, particularmente 6 % em volume, e tendo uma relação molar H2 para SO2+SO3 maior do que um, como gases de exaustão de operações metalúrgicas e da combustão de combustíveis contendo hidrogênio, como ácido gasto de alquilação petroquímica, sulfeto de hidrogênio, refugo de sulfato de amônio e combustíveis fósseis incluindo resíduos de óleo pesado e coque de petróleo. Mais particularmente, a invenção refere-se à melhora no controle de névoa de ácido de plantas tendo um estágio de condensação de umidade único para a produção de ácido sulfurico após o estágio de conversão de SO2 e onde o agente de resfriamento no referido estágio de condensação é um meio gasoso como ar.

ANTECEDENTES DA INVENÇÃO

A produção de ácido sulfurico a partir de gases de exaustão em operações industriais comuns é normalmente conduzida por um estágio de oxidação catalítica, onde SO2 é convertido em SO3 seguido por uma etapa de hidratação, pela qual SO3 é convertido em vapor de ácido sulfurico. O ácido sulfurico é então condensado em uma etapa de resfriamento por troca térmica indireta com um meio de resfriamento, normalmente ar.

Patente US 5 198 206 descreve tal processo, em que um gás contendo SOae um excesso de água é submetido a um estágio de condensação em meio úmido único a fim de produzir ácido sulfurico condensado. Neste processo, os vapores de ácido sulfúrico são condensados em um modo onde a formação de gotículas de névoa de ácido finas é substancialmente evitada, assim facilitando a fíltração da névoa de ácido durante o contato do gás com um filtro de alta velocidade. As partículas sólidas pequenas atuando como núcleos em que o vapor de ácido sulfurico condensa são provida antes da condensação começar a fim de limitar a quantidade de névoa de ácido emitida. Esta patente ainda descreve o uso de um gás de alimentação sintético em uma configuração experimental contendo um tubo de vidro para condensador ácido sulfürico, onde o gás sintético pode ser adequado de modo a ter um ponto de orvalho de ácido de 185 °C. O gás sintético entrando no estágio de condensação único corresponde ao que é normalmente obtido após a conversão de SO2 quando gases de alimentação pobre, isto é, gases contendo bem baixo de 6 % em volume de SO2, por exemplo 0,1 % em volume de SO2 são tratados.

Em muitas situações práticas, no entanto, também gases de alimentação fortes, isto é, gases contendo 6-30%, particularmente 10-30 % em volume de SO2 precisam ser tratados. Em plantas tendo um estágio de condensação em meio úmido único, como na patente US 5 198 206, o gás de alimentação forte para a planta precisa ser substancialmente diluído em ar de modo que o ponto de orvalho do ácido do gás antes do estágio de condensação em meio úmido único é mantido em cerca de 260°C, porque quanto maior o teor de SO2 e SO3 no gás, maior seu ponto de orvalho de ácido. Deste modo, as emissões de névoa de ácido devem ser mantidas em cerca de 10-20 ppm em volume.

Uma diluição de ar substancial, por exemplo de um gás forte contendo 14 % em volume de SO2 para um gás contendo 5-6 % em volume SO2, de modo a reduzir seu ponto de orvalho a 260°C antes de entrar no estágio de condensação em meio úmido, tem a desvantagem de que o processo opera com um maior fluxo de gás, e conseqüentemente plantas maiores e mais caras são requeridas. Este problema se torna mais pronunciado com aumento de SO2 no gás de alimentação. Outra desvantagem é que dependendo sobre o projeto do condensador e condições do processo, alguma névoa de ácido é ainda emitida do condensador. Apesar das emissões de névoa de ácido correntes de cerca de 20 ppm em volume poderem ser permissíveis, legislações ambientais mais severas, que irão requerer ainda menores emissões de 50-10 ppm em volume ou mesmo abaixo de 5 ppm em volume são esperadas no futuro próximo. Em particular, as emissões de névoa de ácido de plantas de condensação em meio úmido únicas tratando gases contendo 6% em volume a 30 % em volume, particularmente 10% em volume a 30% em volume de SO2 não podem ser mantidas abaixo de 10-20 ppm em volume de H2SO4 por diluição com ar do gás a um ponto de orvalho de ácido de 260°C.

Seria assim desejável conseguir prover um gás de alimentação para o estágio de condensação em meio úmido com um ponto de orvalho de ácido de abaixo de 260°C sem requerer uma diluição de ar substancial do gás de alimentação contendo SO2 enquanto, ao mesmo tempo, obtendo emissões de névoa de ácido de cerca de 20 ppm em volume, de acordo com as exigências de emissão de névoa de ácido correntes.

Seria também desejável ser capaz de prover um processo de produção de ácido sulfurico a partir de um gás de alimentação contendo SO2 sem requerer diluição de ar substancial de referido gás de alimentação enquanto, ao mesmo tempo, obtendo emissões de névoa de ácido de 5-10 ppm em volume ou abaixo de 5 ppm em volume.

Outra desvantagem de um processo com um estágio de condensação em meio úmido único é a limitação de equilíbrio da conversão de SO2. Mesmo com os catalisadores de oxidação de SO2 comerciais mais ativos, a conversão de SO2 total máxima é limitada a 99,5 - 99,7% dependendo da concentração de O2 no gás. Para maiores conversões, a depuração onerosa de gás residual com, por exemplo, H2O2 ou NaOH deve ser incluída. Por exemplo, por diluição de ar de um gás de alimentação contendo 8-9 % em volume de SO2 para um gás contendo 5-6 % em volume de SO2, a conversão de equilíbrio a 380°C de SO2 para SO3 no conversor catalítico a montante do estágio de condensação pode apenas ser aumentada de 99,5 a 99,7%, o que está muito próximo das exigências de conversão de SO2 atuais de acima de 99,7%.

Sabe-se há muito tempo que a conversão de SO2 em SO3 pode ser aumentada por in de um segundo absorvedor antes do estágio final de conversão, ainda que o estágio de absorção final tenha sido normalmente conduzido sob condições secas, onde a relação molar de SO2 + SO3 para água no gás de alimentação para a conversão de SO2 está acima de 1. Por exemplo, patente US 4 368 183 descreve um processo úmido/seco de produção de ácido sulfurico concentrado usando um estágio de absorção intermediário. Os gases contendo SO2 são cataliticamente convertidos em SO3 em um primeiro estágio de contato em um conversor de SO2. O gás contendo SO3 e vapor d'água, onde a relação molar de água para SO3 está abaixo de um, é então passado para um estágio de absorção intermediário incluindo um Venturi, onde ácido sulfurico é produzido. O gás de saída seco deste estágio intermediário é retornado para o conversor de SO2 de modo que o SO2 restante é cataliticamente convertido em SO3 em um segundo estágio de contato e finalmente passado para um absorvedor terminal, em que a produção final de ácido sulfurico é conduzida sob condições secas no gás substancialmente isento de SO2. Assim, este processo pode manipular gases de alimentação com uma relação molar de S02+SÜ3 para água acima de cerca de 1, em que o gás emergindo da torre de absorção intermediária é secado pelo ácido sulfurico. Para os gases de alimentação com mais água do que SO2+SO3, em uma base molar, o gás emergindo do estágio de absorção intermediário contém vapor d'água que condensa na torre de absorção final como uma névoa de ácido, que é difícil de remover em um modo econômico.

Seria desejável conseguir tratar os gases de alimentação com um excesso molar de vapor d'água comparado com SO2+SO3 e ainda ser capaz de produzir ácido sulfurico concentrado de acima de 98 % em peso, porque estes gases úmidos de alimentação são comuns em operações industriais, por exemplo de queimadores de enxofre, operações metalúrgicas, como de ustulação de minério e da combustão de combustíveis contendo hidrogênio, por exemplo ácido gasto de alquilação petroquímica, sulfeto de hidrogênio, refugo de sulfato de amônio e combustíveis fósseis incluindo resíduos de óleo pesado e coque de petróleo. Em particular, seria desejável tratar estes gases enquanto, ao mesmo tempo, sendo capaz de cooperar com exigências mais severas para a conversão de SO2 de acima de 99,7% e emissões de névoa de ácido de 5-10 ppm em volume ou abaixo de 5 ppm em volume.

SUMÁRIO DA INVENÇÃO

Assim, é um objeto da invenção prover um processo para produzir ácido sulfurico concentrado a partir de um gás de alimentação contendo 0,1 % em volume a 30 % em volume de SO2, particularmente um gás de alimentação forte contendo 6 % em volume a 30 % em volume de SO2, que permite que o gás entrando no estágio de condensação em meio úmido final tenha um ponto de orvalho de ácido de abaixo de 260°C, enquanto, ao mesmo tempo, atendendo às exigências correntes de emissões de névoa de ácido de cerca de 20 ppm em volume sem recorrer a diluição de ar substancial de referido gás de alimentação forte.

É também um objeto da invenção prover um processo para produzir ácido sulfurico concentrado a partir de um gás de alimentação contendo 0,1 a 30% em volume de SO2, particularmente um gás de alimentação forte contendo 6 a 30 % em volume de SO2, que é capaz de atender às exigências mais severas de emissões de névoa de ácido, isto é, 5-10 ppm em volume ou abaixo de 5 ppm em volume sem recorrer a uma diluição de ar substancial de referido gás de alimentação forte.

E outro objeto da invenção prover um processo para produzir ácido sulfurico concentrado de acima de 98 % em peso a partir de um gás de alimentação contendo 0,1 % em volume a 30 % em volume de SO2, particularmente um gás de alimentação forte contendo 6 % em volume a 30 % em volume de SO2 com conversões de SO2 de acima de 99,5% ou mesmo acima de 99,7%, enquanto simultaneamente evitando diluição de ar substancial de referido gás de alimentação forte.

Estes e outros objetos são alcançados pelo processo da invenção.

De acordo com a invenção, provê-se um processo de produção de ácido sulfurico a partir de gases de alimentação contendo 0,1-30% SO2 compreendendo as etapas de:

(a) passar o gás de alimentação para uma primeira etapa de conversão catalítica em que SO2 é oxidado em SO3 sobre um ou mais leitos de catalisador,

(b) resfriar o gás contendo SO3 da referida primeira etapa de contato por passagem do referido gás a um estágio de condensação intermediário retirando um gás contendo SO2 não convertido e SO3 não absorvido e retirando uma corrente de produto de ácido sulfurico concentrado,

(c) reaquecer referido gás contendo SO2 não convertido e SO3 não absorvido,

(d) passar o gás da etapa (c) para uma segunda etapa de conversão catalítica, em que SO2 não convertido é oxidado em SO3 sobre um ou mais leitos de catalisador,

(e) resfriar o gás da etapa (d) a uma temperatura de 0°C a 100°C acima do ponto de orvalho de ácido de referido gás,

(f) passar o gás da etapa (e) com uma relação molar de H2O para SO3 de pelo menos 1,05, calculado com a hipótese de que SO3 não é hidratado em H2SO4, e ponto de orvalho de ácido de abaixo cerca de 240°C, em um estágio de condensação em meio úmido final, em que o ácido sulfurico restante é condensado por resfriamento de referido gás por troca térmica indireta ou direta com um meio de resfriamento,

(g) prover, no gás, antes da etapa de condução (f), um teor de 1010 a IO13 partículas sólidas por Nm3 por % em volume de SO3, calculado com a hipótese de que SO3 não é hidratado em H2SO4,

(h) retirar, do estágio de condensação em meio úmido final da etapa (f), uma corrente de 70-98 % em peso de ácido sulfurico.

Os Requerentes verificaram que as emissões de névoa de ácido a partir de plantas de gás forte (gases contendo cerca de 6% a 30%, particularmente 10 % em volume a 30 % em volume SO2) não podem ser sempre mantidas abaixo de 10-20 ppm em volume de H2SO4, porque a janela para o controle de névoa de ácido definida pelo número de partículas sólidas atuando como núcleos para a captura de H2SO4 e que são adicionadas ao gás antes do estágio de condensação final se estreita à medida que o ponto de orvalho de ácido do gás aumenta e se estende particularmente de modo drástico em pontos de orvalho de ácido acima de 240°C.

Os Requerentes verificaram que a emissão de névoa de ácido mínima a partir do condensador final aumenta com aumentado ponto de orvalho de ácido sulfurico do gás de alimentação entrando no condensador final e que a emissão de névoa de ácido pode ser mantida abaixo de 5-10 ppm em volume, se o ponto de orvalho for mantido abaixo de 260°C, preferivelmente abaixo de 250°C, mais preferivelmente abaixo de 240°C. Mais especificamente, os Requerentes verificaram que por condensação de Mais especificamente, os Requerentes verificaram que por condensação de ácido sulfürico em dois estágios, o ponto de orvalho de ácido no gás de alimentação para o condensador úmido final é mantido em um valor baixo, normalmente abaixo de 240°C, por exemplo 220°C, assim permitindo a expansão da janela de controle da névoa de ácido no condensador úmido final, de modo que o controle da névoa de ácido é facilitado e as emissões são mantidas abaixo de 10 ppm em volume, e mesmo abaixo de 5 ppm em volume. Assim, a janela de partículas sólidas adicionadas a montante do condensador úmido final e que atuam como núcleos para a captura de ácido sulfórico, pode ser expandida por tanto como cerca de uma ordem de grandeza. Por exemplo, em uma situação sem absorvedor intermediário, onde o gás contendo SO2 foi diluído em ar a 5-6% de SO2 correspondendo a um ponto de orvalho de 260°C no gás entrando no condensador em meio unido final, a janela de partículas sólidas que podem ser adicionadas a montante do condensador úmido final a fim de manter a névoa de ácido abaixo de 5 ppm em volume é fechada, isto é, a adição destas partículas não irá impedir a formação de uma névoa de ácido de acima de 5 ppm em volume. Se o gás contendo SO2 tiver sido diluído em ar em ponto de orvalho de cerca de 250°C no gás entrando no condensador úmido final, correspondendo a cerca de 3,5 % em volume de SO2 no gás, a janela de partículas sólidas, que podem ser adicionadas a montante do condensador úmido final, se abre em um único valor discreto de cerca de 2,2" 10 partículas por Ncm (calculado com a hipótese de que SO3 não é hidratado em H2SO4). Onde o gás entrando no condensador úmido final em um ponto de orvalho de ácido de cerca de 220°C, correspondendo a um gás contendo SO2 fortemente diluído a cerca de 0,8 % em volume de SO2, a referida janela de adição de partículas, requeridas para manter as emissões de névoa de ácido abaixo de 5 ppm em volume, se expande em uma faixa mais ampla. Pela invenção, o controle de névoa de estágio de condensação final sem diluição de ar substancial, os gases úmidos de alimentação com uma relação molar de H2O para SO2+SO3 acima de 1, podem ser tratados em um processo de condensação duplo com tipicamente 99,9-99,99% de conversão de SO2, enquanto ao mesmo tempo as emissões de névoa de ácido são mantidas a 5-10 ppm em volume ou abaixo de 5 ppm em volume.

Deve ser entendido que o gás entrando no estágio de condensação final é um gás úmido, tendo uma relação molar de H2O para SO3 de pelo menos 1,05, preferivelmente pelo menos 1,1. De acordo com a invenção, é também possível prover um gás de alimentação seco para o processo, isto é, um gás tendo uma relação molar de H2O para S02+S03 abaixo de 1, de modo que o gás entrando no estágio de condensação intermediário terá uma relação molar de H2O para S02+S03 abaixo de 1, enquanto água é adicionada antes do estágio de condensação final, preferivelmente após conduzir a segunda etapa de conversão catalítica em que SO2 não convertido é oxidado em SO3 sobre um ou mais leitos de catalisador, de modo que o gás entrando no referido estágio de condensação final terá uma relação molar de H2O para SO3 acima de 1,05, mais preferivelmente acima de 1,1. A força do ácido produto a partir do estágio de condensação intermediário aumenta com temperaturas crescentes de gás de alimentação, mas mesmo em temperaturas no gás de alimentação para este estágio de 400°C, a força de ácido máxima não excede 98,4 % em peso, devido ao teor de água do referido gás de alimentação. Ao conduzir o processo com déficit de água (relação molar de H2O para S02+S03 abaixo de 1) no estágio de condensação intermediário e excesso de água (relação molar de H2O para SO3 acima de 1,05) no estágio de condensação final, uma corrente de produto de referido condensador intermediário de força de ácido particularmente elevada é obtida, isto é, acima de 99 % em peso, enquanto, ao mesmo tempo, é possível obter conversões de SO2 de 99,9 - 99,99% e emissões de névoa de ácido são mantidas a 5-10 ppm em volume ou abaixo de 5 ppm em volume.

A adição de água em um processo tratando gás de alimentação contendo SO2 seco, a fim de prover um excesso de água no gás, de acordo com a invenção, também pode ser conduzida após passar o gás de alimentação em uma primeira etapa de conversão catalítica em que SO2 é oxidado em SO3 sobre um ou mais leitos de catalisador e antes do estágio de condensação intermediário, por exemplo por adição de água ao gás contendo SO3 imediatamente antes dele entrar no estágio de condensação intermediário. Esta situação é desejável onde é menos relevante obter uma corrente de produto de força de ácido particularmente elevada, como definido acima.

Para os gases de alimentação com déficit de água, o excesso molar de água requerida no condensador final pode ser obtido em vários modos. Para os gases desprendidos de operações metalúrgicas, o teor de água pode ser aumentado ao nível desejado por aumento da temperatura no equipamento de limpeza do gás aquoso a montante. Deste modo, não se tem necessidade de um sistema de adição de água separado na planta de ácido sulfurico. A água também pode ser injetada no gás de processo quente entrando no conversor de SO2 (linha 23 da figura 2, descrita abaixo) como uma pulverização de água, que irá evaporar rapidamente em temperatura elevada, ou como vapor. Deste modo, parte do calor de hidratação do SO3 gerado será recuperada nos resfriadores de gás (210 e 211 na figura 2). A água pode ser alternativamente adicionada a jusante do conversor (linha 221 na figura 2). Isto é vantajoso porque o fluxo de gás não será aumentado no equipamento a montante pelo vapor d'água adicionado. Para os processos incluindo combustão de uma fonte de enxofre, por exemplo enxofre elementar, o ácido de alquilação gasto ou H2S, a água pode ser adicionada ao ar de combustão. Deste modo, problemas de corrosão em potencial no ponto de adição são evitados. A água também pode ser adicionada no leito diretamente na câmara de combustão, onde é assegura a evaporação rápida.

As partículas da etapa (g) no processo podem ser adicionadas no gás em qualquer estágio antes de entrar no estágio de condensação em meio úmido final, por exemplo para o gás entrando no conversor de SO2, isto é, antes da etapa (a), ou para o gás a ser passado para o estágio de condensação intermediário da etapa (b). Preferivelmente, as partículas são providas para o gás resultante da etapa (e), isto é, na corrente de gás do conversor de SO2 antes de entrar no estágio de condensação em meio úmido final. Isto permite a misturação apropriada das partículas no gás, à medida que ele fui em direção ao condensador final e evita a perda eventual de partículas que podem surgir devido à sua passagem através de equipamento diverso a montante, como os trocadores térmicos, condensador intermediário e catalisador de conversor de SO2, caso as partículas tenham sido adicionadas em qualquer outro estágio antes de entrar no estágio de condensação em meio úmido final. Mais preferivelmente, as partículas são adicionadas imediatamente a jusante do referido conversor de SO2, assim aumentando a extensão de misturação e tempo das partículas na corrente de gás antes de entrar no estágio de condensação em meio úmido final.

Não se tem normalmente limitação com relação à composição de produto químico das partículas sólidas, ou com relação a seu tamanho, para permitir que atuem como núcleos de nucleação. No entanto, elas devem ser pequenas como possível a fim de não causar poluição notável do ácido sulfürico produzido. O tamanho de partícula (diâmetro) está preferivelmente abaixo de 10 μm, mais preferivelmente abaixo de 1 μm, por exemplo dentro da faixa de 0,001 a 10 μπι, como na faixa de 0,002 a 0,1 μm. Com base na hipótese de que cada partícula forma uma gotícula de ácido, pode ser facilmente calculado que é requerido, por exemplo, 3.2.1011 partículas/Nm3 para condensar 1% de H2SO4 no gás de alimentação na forma de gotículas de ácido sulfurico tendo um tamanho de 6 μm, as gotículas sendo separadas no filtro a uma concentração de 75 % em peso de ácido sulfurico e uma densidade de 1,6 g/cm3. Pelo menos, pode-se concluir com uma boa faixa de certeza de que, para separação ótima das gotículas de ácido sulfúrico, deveriam ter sido adicionadas entre IO10 e IO13 partículas presentes por Nm3 de gás de alimentação para os tubos por % em volume de SO3 no gás de alimentação (calculado com a hipótese de que SO3 não é hitratado em H2SO4).

O processo pode ainda compreender resfriar o gás da etapa (a) a uma temperatura de O°C a 100°C, preferivelmente 30°C a 40°C acima do ponto de orvalho de ácido de referido gás antes de conduzir a etapa (b). Isto evita o risco de condensação de H2SO4 antes de ser separado do gás da etapa (a), por exemplo, após a primeira etapa de conversão catalítica no conversor de SO2, e que pode resultar no dano de peças mecânicas em qualquer equipamento a jusante, que pode estar em contato com a corrente. A provisão de água em um processo tratando gás de alimentação contendo SO2 seco a fim de prover por excesso de água no gás contendo SO3, de acordo com a invenção, pode ser conduzida com vantagem por adição de água ao gás após resfriamento do gás da etapa (a) e antes do mesmo entrar no estágio de condensação intermediário.

Preferivelmente, o gás de alimentação contendo SO2 é um gás forte contendo 6% em volume a 30% em volume de SO2, mais preferivelmente 10 a 30 % em volume de SO2. Nestas concentrações de SO2, o benefício de evitar diluição de ar substancial do gás de alimentação contendo SO2 é mais pronunciado.

No processo da invenção, o estágio de condensação intermediário da etapa (b) pode ser conduzido em uma torre de ácido sulfurico recheada compreendendo uma zona de concentração e condensação por contato da corrente de gás contendo SO3 com ácido sulfurico líquido de força de 70-98 % em peso fluindo em contra-corrente com o gás contendo SO3. Assim, o resfriamento da corrente de gás contendo SO3 ocorre por troca térmica direta com ácido sulfurico líquido. Este tipo de condensador provê um modo expediente de produzir ácido sulfurico de acima de 98 % em peso e permite também a incorporação de uma corrente separada de ácido sulfurico de outra parte do processo em um circuito de recirculação de ácido na porção superior da referida torre de ácido sulfurico (condensador intermediário).

O processo da invenção pode assim ainda compreender retornar a corrente de 70-98 % em peso de ácido sulfurico de etapa (h), isto é, corrente de ácido do estágio de condensação final, para o estágio intermediário (b). O retorno de referida corrente de ácido para o estágio de condensação de intermediário, preferivelmente para o circuito de recirculação de ácido, permite a produção de ácido sulfurico de maior concentração (acima de cerca de 98 % em peso) do que é de outra forma obtenível que a corrente de ácido sulfurico do estágio de condensação final não tenha passado para o estágio de condensação intermediário. Em alguns casos, a corrente retornada pode com vantagem ser uma corrente de ácido de cerca de 85 % em peso de ácido sulfurico, como em situações onde o estágio de condensação final é conduzido pela passagem do gás contendo SO3 em co-corrente com ácido sulfurico condensando, como descrito abaixo. Em outros casos, a corrente retornada pode ser uma corrente de ácido de quase 98 % em peso de ácido sulfurico, como em situações onde o estágio de condensação final é conduzido pela passagem do gás contendo SO3 em contra-corrente com ácido sulfurico condensando, como também descrito abaixo.

O estágio de condensação intermediário de etapa (b) também pode ser conduzido em tubos substancialmente verticais em que o resfriamento da corrente de gás contendo SO3 ocorre por troca térmica indireta com um meio de resfriamento, em que referido meio de resfriamento é ar fluindo em contra-corrente. Em uma forma de realização particular, referido gás contendo SO3 flui em contra-corrente com ácido sulfurico condensando. Assim, o ácido sulfurico produzido no processo tem um trajeto descendente à medida que ele condensa nas paredes do tubo enquanto o gás contendo SO3 tem um trajeto em direção oposta. Preferivelmente, o ar fluido em contra-corrente para fora dos referidos tubos. Nesta forma de operação, a força do ácido sulfurico no fundo do condensador na faixa de 70-98 % em peso é normalmente obtida e, se requerido, forças de ácido de acima de 98 % em peso, por exemplo 98,5 % em peso são também possíveis.

O estágio de condensação intermediário da etapa (b) também pode ser conduzido em tubos substancialmente verticais em que o resfriamento da corrente de gás contendo SO3 ocorre por troca térmica indireta com um meio de resfriamento, em que referido meio de resfriamento é ar fluindo em contra-corrente e em que referido gás contendo SO3 flui em co-corrente com ácido sulfurico condensando. Este tipo de condensador é particularmente vantajoso em que ele é menos oneroso e mais fácil de operar do que os condensadores convencionais em contra-corrente, como descrito acima. O condensador permite o fluxo descendente do gás contendo SO3 junto com o ácido sulfurico sendo formado nos tubos, assim eliminando os riscos de problemas potenciais de inundação, que pode ser encontrados, de outra forma, em tubos resfriados, onde o gás contendo SO3 e o ácido sulfurico formado fluem em contra-corrente. A inundação é uma condição em que se evita que o ácido sulfurico condensando escoe descendentemente devido à força de arrasto do gás contendo SO3 fluindo ascendentemente, e que resulta em um aumento indesejado na queda de pressão de gás. Preferivelmente, o ar flui em contra-corrente para fora dos referidos tubos. Porque a força de ácido sulfurico no fundo do condensador é normalmente fraca, isto é, na faixa de 70-85 % em peso, o uso deste tipo de condensador, como um estágio de condensação intermediário, é apropriado para casos em que as exigências de força de ácido são menos importantes. Se requerido, as forças de ácido de acima de 98 % em peso são obteníveis ainda conduzindo a corrente de ácido sulfurico deixando o estágio de condensação intermediário e tendo uma força de ácido de 70-85 % em peso para um estágio de concentração subseqüente, como descrito na patente US 9 090 364. O estágio de concentração pode assim ser conduzido com vantagem em uma torre recheada, onde ar quente passa embaixo da seção da torre contendo o recheio de corpos resistentes a ácido, como anéis ou selas cerâmicas Raschig. O ar que sai no topo da torre recheada é misturado com gás contendo SO3 entrando no estágio de condensação intermediário, enquanto ácido sulfurico concentrado deixa sai no fundo e é ainda resfriado para uma corrente tendo a força de ácido desejada, normalmente acima de 98 % em peso.

No processo, o resfriamento do gás no estágio de condensação final é preferivelmente conduzido em tubos substancialmente verticais, por troca térmica indireta com um meio de resfriamento, em que referido meio de resfriamento é ar. Similar à situação para o estágio de condensação intermediário, em uma forma de realização particular, referido gás contendo SO3 flui em contra-corrente com ácido sulfurico condensando. Assim, o ácido sulfurico produzido no processo percorre um trajeto descendente à medida que ele condensa nas paredes do tubo enquanto o gás contendo SO3 percorre um trajeto ascendente em um ou mais tubos verticais. Preferivelmente, o ar flui em contra-corrente para fora dos referidos tubos. Por esta forma de condensação, a força do ácido sulfurico no fundo do condensador na faixa de 70-98 % em peso é normalmente obtida e, se requerido, forças de ácido de acima de 98 % em peso, por exemplo 98,5 % em peso, também são possíveis.

Em outra forma de realização, referido gás contendo SO3 flui em contra- corrente com ácido sulfurico condensando. A formação de ácido sulfurico de acordo com este tipo de condensador é particularmente vantajosa em que é menos onerosa e mais fácil de operar do que condensadores em contra- corrente convencionais, como descrito acima. O condensador permite o fluxo descendente do gás contendo SO3 junto com o ácido sulfurico sendo formado nos tubos, assim eliminando os riscos de problemas de inundação em potencial que podem, de outra forma, ser encontrados em tubos resfriados, onde o gás contendo SO3 e o ácido sulfurico formado fluem em contra- corrente. Preferivelmente, o ar flui em contra-corrente para fora dos referidos tubos. Porque a força do ácido sulfurico no fundo do condensador é normalmente fraca, isto é, na faixa de 70-85 % em peso, o uso deste tipo de condensador como o estágio de condensação final é apropriado para casos em que as exigências na força de ácido são menos importantes, ou onde pode-se esperar que a força de ácido desejada ainda pode ser obtida por retorno da corrente de ácido de 70-85 % em peso para o estágio de condensação intermediário.

Seria assim entendido que pela invenção é possível conduzir o estágio de condensação final em um aparelho que é menos oneroso e normalmente também mais fácil de operar do que condensadores convencionais com correntes em contra-corrente de gás contendo SO3 e ácido sulfurico condensando. A força de ácido menor, obtida no estágio de condensação final, é compensada por retorno da corrente de ácido para o estágio de condensação intermediário, que é preferivelmente conduzido em uma torre de ácido sulfurico recheada. Se requerido, as forças de ácido de acima de 98 % em peso são obteníveis ainda conduzindo a corrente de ácido sulfurico deixando o estágio de condensação final e tendo uma força de ácido de 70-85 % em peso a um estágio de concentração subseqüente, como descrito na patente US 9 090 364. O estágio de concentração pode assim ser conduzido com vantagem em uma torre recheada, onde ar quente passa abaixo da seção da torre contendo o recheio de corpos resistentes a ácido, como anéis ou selas cerâmicas Raschig. O ar que deixa o topo da torre recheada é misturado com gás contendo SO3 entrando no estágio de condensação final, enquanto ácido sulfurico concentrado deixa no fundo e é ainda resfriado em uma corrente tendo a força de ácido desejada, normalmente acima de 98 % em peso.

O resfriamento do gás no estágio de condensação final pode ser também conduzido em uma torre de ácido sulfurico recheada por troca térmica direta com ácido sulfurico circulante. Assim, a invenção também engloba um processo, em que o ácido sulfurico restante na corrente de gás contendo SO3 e H2SO4 - vapor é condensado no estágio de condensação final por resfriamento do gás com ácido sulfurico circulante em uma torre de ácido sulfurico. Preferivelmente, o ácido sulfurico corre em contra-corrente para a corrente de gás contendo SO3 e H2SO4 - vapor através de uma zona de concentração ou absorção contendo corpos de carga, em que H2SO4 é absorvido em ácido sulfurico reciclado, como por exemplo descrito na patente US 4 348 373.

BREVE DESCRIÇÃO DOS DESENHOS

A invenção é ilustrada pelos desenhos anexos, em que figura 1 mostra a janela de controle de névoa de ácido (calculada com a hipótese de que SO3 não é hidratado em H2SO4) em que emissões abaixo de 5 ppm em volume do estágio de condensação em meio úmido final são obteníveis como uma função de ponto de orvalho de ácido de um gás entrando no referido estágio de condensação. A figura 2 é um fluxograma de acordo com uma forma de realização particular do processo, em que o estágio de condensação intermediário é conduzido em uma torre de ácido sulfurico recheada e o estágio de condensação final é conduzido em um condensador resfriado a ar com tubos verticais e com o gás contendo SO3 fluindo em contra-corrente com ácido sulfurico condensando. A figura 3 é um fluxograma de uma outra forma de realização da invenção para aumentar a força de ácido sulfurico do estágio de condensação intermediário. A figura 4 mostra um fluxograma de acordo com uma outra forma de realização da invenção, em que o estágio de condensação intermediário é provido com duas zonas de concentração de ácido. A figura 5 mostra um fluxograma com ainda outra forma de realização em que gás desprendido de um concentrador de ar quente é enviado para o estágio de condensação em meio úmido final.

DESCRIÇÃO DETALHADA DAS FORMAS DE REALIZAÇÃO PREFERIDAS

Os Requerentes verificaram que quanto maior o ponto de orvalho de ácido do gás entrando no condensador, mas estreita será a janela de controle de névoa de ácido dentro da qual a adição de referidos núcleos ainda permite emissões da névoa de ácido abaixo de 5 ppm em volume. Isto é ilustrado pela figura 1 que mostra um exemplo para um gás entrando em um estágio de condensação em meio úmido final com um excesso de água com relação a SO3 (% em volume H2O = % em volume SO3 + 7) e onde a temperatura do gás é 350C acima de seu ponto de orvalho de ácido. Um gás forte proveniente de uma operação química de ácido gasto ou qualquer outro gás forte, que pode ter sido diluído em ar a cerca de 8 % em volume a 9 % em volume de SO2 antes de um conversor de SO2 (correspondendo a 8-9 % em volume. H2S04 (g) no gás após o conversor de SO2 entrando no estágio de condensação único) e tendo um ponto de orvalho de cerca de 270°C está fora da janela de controle de névoa de ácido. Neste ponto de orvalho de ácido, a emissão de névoa de ácido a partir do condensador úmido final pode somente ser controlada a 70 - 90 ppm em volume por adição de partículas na faixa de janela muito estreita de 3,0·106-3,2·106 partículas por Ncm3. Este problema pode ser aliviado diluindo fortemente o gás em ar de modo a formar um gás com 5-6 % em volume SO2, que tem um ponto de orvalho de cerca de 260°C, mas o gás ainda estará fora da referida janela de controle de névoa de ácido. Neste ponto de orvalho de ácido, a emissão de orvalho de ácido a partir do condensador úmido final pode somente ser controlada a 10-20 ppm em volume por adição de partículas em uma faixa mais ampla, normalmente 2,0· 106-2,7· IO6 partículas por Ncm3.

Abaixo de cerca de um ponto de orvalho de ácido de cerca de 250°C, a janela de controle de névoa de ácido se abre. Neste ponto de orvalho, a janela ainda é estreita (somente dentro de uma fixa muito estreita de partículas adicionadas antes do estágio de condensação em meio úmido final conduzida, é possível manter as emissões de névoa de ácido dentro de níveis abaixo de 5 ppm em volume) e diluição significante em ar do gás contendo SO2 é requerida, que, como acima mencionado, não é expediente devido à necessidade de operar uma planta de maior capacidade. Pela invenção, a provisão de um processo em que o gás úmido entrando no estágio de condensação final tem um ponto de orvalho de ácido abaixo de cerca de 240°C permite que a janela de partículas sólidas adicionadas a montante do condensador final, de modo que a névoa de ácido está abaixo de 5 ppm em volume, seja aberta e opcionalmente expandida de modo significante, por exemplo de O-BlIo6-Ls1lo6Particulas por Ncm3, correspondendo a diluição de ar em cerca de 240°C ponto de orvalho no gás entrando no condensador úmido final, para uma janela mais ampla 0,2· 10^6-1,0" 10^6 partículas por Ncm3, onde o ponto de orvalho de ácido é 220°C.

A provisão de partículas atuando como núcleos de condensação pode ser efetuada por meios convencionais como, por exemplo, descrito na patente US do Requerente 5 198 206, por adição de uma fumaça de um arco elétrico ou solda por queima de hidrocarbonetos com mais de dois átomos de carbono ou por queima de óleo de silicone.

O gás entrando na etapa do estágio de condensação em meio úmido final é preferivelmente aquecido de uma temperatura de entrada TAi de 0 - 5O°C para uma temperatura de saída TA2 atendendo à condição

TA2>T1-(75-4-S-2-W)-(l+hi/h0) (1)

em que

TA2 e T1 são expressados em °C,

Ti é a temperatura do gás entrando no estágio de condensação final,

S é a % em volume de S03, e

W é a % em volume de H20, calculado na hipótese de que SO3 no gás não é hidratado,

hi é o coeficiente de transferência de calor no lado interno do tubo expressado em W/m2/K, e

h0 é o coeficiente de transferência de calor no lado externo do tubo expressado em W/m2/K.

Na figura 2, um fluxograma do processo de ácido sulfurico em meio úmido com condensação dupla é mostrado para um caso com uma corrente de alimentação 21 de 18000 Nm3/h de gás de alimentação tendo 14% SO2, 3% O2 e 23% H2O. O gás SO2 é diluído com 9620 Nm3/h de ar pré- aquecido representado por corrente 22 a fim de suprir oxigênio em uma relação molar de 02/S02 =1.0 gás de alimentação resultante 23 passando para o reator 24 (conversor de SO2) contém 9,1% SO2, que é convertido em SO3 sobre três leitos catalíticos adiabáticos 25, 26, 27, com resfriadores de leito intermediário 28 e 29. O gás SO3 é subseqüentemente resfriado nos trocadores térmicos 210 e 211 em uma temperatura de 310°C resultando em corrente 212, que está bem acima de seu ponto de orvalho de ácido (278°C). Na torre de condensador intermediário 213, o teor de ácido sulfurico do gás é condensado como um produto final a 98,3% em peso na corrente 214. O condensador intermediário 213 é provido com uma zona de concentração adiabática em seu fundo 215, onde o ácido é concentrado de 96 % em peso a acima de 98 % em peso, e uma zona de condensação resfriada em sua porção superior 216 com recirculação de ácido 217. O gás contendo SO3 212 do primeiro estágio de contato é preferivelmente introduzido na zona de concentração 215 de referido condensador intermediário 213. Isto permite que uma temperatura relativamente elevada, normalmente cerca de 300 - 32O°C seja mantida no fundo do condensador intermediário, isto é na zona de concentração, em que o ácido sulfurico de concentração relativamente elevada, isto é, 98,3 % em peso, é produzido. O gás deixa o condensador intermediário 213 como corrente 218, a 150°C, e contém 0,42% SO2, 0,3% vapor H2SO4 e possivelmente alguma névoa de ácido sulfurico. O gás é reaquecido no trocador térmico 210 a 375°C levando a névoa de ácido a evaporar.

O SO2 restante na corrente 219 é convertido sobre um quarto leito de catalisador 220 o que leva a conversão de SO2 total até 99,95%. O gás saindo 221 é resfriado de cerca de 390°C a 260°C no fervedor 222. O vapor de ácido sulfurico restante transportado pela corrente 221 tendo cerca de 0,1 % em volume SO3, 0,7 % em volume de H2SO4, 8% H2O e ponto de orvalho de ácido de cerca de 220°C é condensado em um condensador de ácido sulfurico em meio úmido, resfriado por ar, normal, 223, com tubos de vidro verticais, resfriados com ar, com passagem em contra-corrente do gás contendo SO3 e ácido sulfurico condensando, serpentinas para melhora da transferência térmica, removedores de névoa dos tubos, e controle de névoa de ácido por adição anterior de partículas de núcleos de condensação. Os tubos de vidro são providos com filtros de névoa de ácido que servem para separar gotículas de ácido sulfurico no gás. Os referidos filtros são montados com vantagem próximos, sobre ou no topo de cada tubo de vidro em uma conexão estanque a gás com o mesmo, assim, referidas gotículas fluem de volta descendentemente através do tubo. O filtro de névoa de ácido em cada tubo é preferivelmente um filtro de alta velocidade a uma velocidade de gás de 1-7 m/s e compreende filamentos ou fibras com um diâmetro de 0,05 mm a 0,5 mm. As fibras ou filamentos estão presentes em uma quantidade, uma espessura de camada e configuração que asseguram uma queda de pressão através do filtro de 2 mbars a 20 mbars.

O controle de névoa de ácido pode ser efetuado ao prover um sistema de controle, em que um medidor de névoa de ácido na corrente de gás deixando o estágio de condensação em meio úmido final é adaptado a um computador de processo. O sinal do medidor de névoa de ácido indicando um valor de névoa de ácido abaixo de 10 ppm em volume, preferivelmente cerca de ou abaixo de 5 ppm em volume, é recebido pelo computador de processo de modo a regular a adição de partículas sólidas como núcleos de condensação na forma de, por exemplo, fumaça da queima de hidrocarboneto a montante do estágio de condensação em meio úmido final, como descrito acima. Assim, a taxa de adição de partículas atuando como núcleos de condensação é controlada de acordo com princípios conhecidos pela ajuda de um circuito de controle contendo um medidor de névoa de ácido operando continuação posicionado a jusante do condensador úmido final. Pela invenção, o controle automático de adição de partículas é muito melhorado, como uma janela mais larga de partículas (número de partículas) pode ser adicionada à corrente de gás antes do estágio de condensação final sem risco de excursões indesejadas nos valores da névoa de ácido, de modo que emissões baixas de névoa de ácido de, por exemplo, 5 ppm em volume ou abaixo são, ao mesmo tempo, mantidas com segurança.

O ácido sulfürico concentrado com força de 95,5 % em peso deixa o condensador final 223°C a 220°C como corrente 224 e entra no sistema de recirculação 217 do condensador intermediário 213. A corrente de ar de resfriamento 225 a 25°C serve como meio de resfriamento e deixa o condensador final a 200°C. O gás do condensador final deixa como corrente 226, em cerca de 100°C com um teor de névoa de ácido de cerca de 5 ppm em volume e é, então, dirigido para uma chaminé (não mostrada). A tabela 1 resume composições de fluxo relevantes do processo da figura 2.

A conversão de SO2 total obtenível com volumes de catalisador razoáveis em conversão de SO2 24 depende da concentração de SO2 + H2SO4 do condensador intermediário 213 e a temperatura de entrada para o quarto leito 220. Se o gás for resfriado a uma temperatura menor na zona de condensação 216 do condensador intermediário 213, a conversão de SO2 pode ser aumentada ou o volume de catalisador no leito 220 reduzido.

A emissão de névoa de ácido do condensador final 223 é baixa, normalmente cerca de 5 ppm em volume e é fácil de controlar devido ao ponto de orvalho baixo do gás de alimentação 221, que é aproximadamente 220°C. As partículas pequenas atuando como núcleos podem ser adicionadas ao gás antes do fluxo de entrada para o condensador final como fumaça ou como um aerossol de partículas sólidas em uma quantidade correspondendo a 1010 a 1013 partículas por Nm por SO3 por % em volume na corrente de gás na entrada do condensador final calculada com a hipótese de que SO3 não é hidratado em H2SO4. A emissão de névoa de ácido baixa representa uma vantagem significante comparada com a situação normal, em que gases de alimentação fortes contendo 6-30 % em volume de SO2, particularmente 10- 30 % em volume de SO2 são tratados por um estágio de condensação unido após o conversão de SO2, assim o gás de alimentação para o referido estágio de condensação é diluído em ar a 5- 6 % em volume. SO2 resultante em um ponto de orvalho de ácido de 260°C e emissões de névoa de ácido acima de 5 ppm em volume . Vapor saturado a 40 bar manométrico pode ser produzido em refervedores 211 e 222. A fim de controlar a temperatura no conversor de SO2, os resfriadores de leito intermediário 28 e 29 são preferivelmente superaquecedores de vapor. O ar de diluição 22 pode ser tomado da corrente de ar de resfriamento 225 do condensador final quente deixando em cerca de 200°C, mas carga adicional pode ser alimentada para aquecer o ar para a temperatura de entradas 24 do conversor de SO2 de 410°C. Uma fração maior do calor transferido no condensador final 223 é recuperada se o ar de resfriamento quente 225 puder ser reciclado como ar de combustão em uma etapa de incineração antes do conversor de SO2 em plantas queimando, por exemplo, ácido de alquilação gasto ou H2S ou enxofre.

O re-aquecimento de gás desprendido 218 contendo névoa de ácido do condensador intermediário no trocador térmico 210 pode requerer o aquecimento em duas etapas: um primeiro trocador térmico resistente a ácido próximo do condensador intermediário montado, por exemplo, no topo do condensador intermediário 213, o que leva a temperatura do gás acima do ponto de orvalho, e um segundo trocador térmico para levar a temperatura da corrente 219 até 375°C antes da re-entrada para o conversor de SO2 24. O último pode incluir um desvio a fim de controlar a temperatura a 375°C.

Alternativamente, a primeira etapa de aquecimento pode ser realizada por recirculação de gás quente.

Sal de transferência térmica pode ser alternativamente usado como um intermediário para a transferência de calor do processo por um sistema de vapor especialmente para gases de alimentação a frio (metalúrgico), onde o fluxo de vapor dos refervedores é muito pequeno para alimentar os resfriadores de leito intermediários.

O condensador intermediário 213 é preferivelmente uma torre de ácido sulfurico compreendendo uma zona de concentração e condensação com ácido sulfurico líquido fluindo em contra-corrente para a corrente de gás contendo SO3 e H2SO4 -vapor através de uma zona de concentração ou absorção contendo corpos de carga, pelo que H2SO4 é absorvido em ácido sulfurico reciclado, como por exemplo descrito na patente US 4 348 373. O condensador intermediário 213 pode ser também construído como uma torre revestida com tijolos com recheios cerâmicos, como selas de Torus para o caso de vaso de 2,0 m de diâmetro. Como descrito acima, o condensador intermediário pode ser alternativamente um condensador de ácido sulfurico em meio úmido do mesmo tipo que o condensador final 223, em que o referido condensador final 223 é provido com tubos de vidro resfriados a ar.

A corrente de gás desprendido 218 do condensador intermediário 213 pode conter alguma névoa de ácido e dependendo da conversão de SO2 total requerida na planta até 1000 ppm em volume de névoa de ácido podem ser aceitos (a conversão no quarto leito 220 dependendo da concentração de SO2+ SO3). De acordo com os ensinamentos da patente US 4 348 373, o condensador intermediário para a produção de ácido sulfurico pode ser operado substancialmente isento de névoa de ácido no gás desprendido se a seguinte condição for atendida:

T> 140+ 6α+ β+ 0,2 (T,-Td) (2)

em que

T é a temperatura [°C] do ácido a ser reciclado deixando o condensador intermediário,

α é a concentração do gás de alimentação 212 definido por SO3+ H2SO4 [mols%],

β é a concentração de água [mols%] do gás de alimentação 212,

T1 é a temperatura [0C] do gás de alimentação 212, e

Td é a temperatura do ponto de orvalho [°C] do gás de alimentação 212.

De acordo com a fórmula (2), emissão excessiva de névoa de ácido pode ser evitada, porque a temperatura T = 247 0C é maior do que o valor calculado da fórmula, que é 218 0C.

A demanda para ácido de alta concentração em plantas de alquilação nas refinarias de óleo exigem um produto de ácido sulfurico a 98,5 - 99 % em peso. A força de ácido de produto aumenta com crescente temperatura do gás de alimentação na corrente 212, mas mesmo a 400°C no referido gás de alimentação, a força de ácido máximo não excede 98,4 % em peso devido ao teor de água do gás de alimentação 212. Como resultado, a produção de > 98,5 % em peso de ácido sulfurico é difícil de alcançar. Nos estágios de condensação intermediários de processos em meio úmido/seco convencionai,s como patente US 4 368 183, a pressão de vapor d'água sobre oleum, isto é, ácido sulfurico com SO3 dissolvido, é muito baixa e, como um resultado, a água é facilmente removida neste estágio. No entanto, onde se tem um excesso de água com relação a SO3 no gás, o SO3 irá reagir com água em uma relação molar 1:1 para produzir ácido sulfurico. Em equilíbrio, o ácido irá absorver água adicional e assim reduzir sua força de ácido até a pressão de vapor d'água sobre o ácido, como determinado pela força do ácido e a temperatura é igual como o teor de água no gás. Os Requerentes verificaram que, no processo de condensação duplo de acordo com a presente invenção, a força do ácido pode ser aumentada se ar quente, a uma temperatura de 400 - 550°C, preferivelmente 500°C, for introduzido em vez do gás de processo de normalmente cerca de 300 - 320°C na zona de concentração no fundo da torre de condensação intermediária 213. Isto é mostrado na figura 3, para as mesmas condições de gás de alimentação como na figura 2. A corrente de gás SO3 312 do conversor de SO2 34 é enviada diretamente para a zona de condensação 316 do condensador intermediário 313, e o produto de ácido flui para a zona de concentração 315, onde ele é concentrado a 98,6 % em peso por contato em contra-corrente com ar quente a 500°C. Preferivelmente, o ar foi previamente pré-aquecido no trocador térmico 329 de 150 - 300°C a 400 - 550°C, preferivelmente 500°C. Assim, em uma forma de realização preferida da invenção, o processo ainda compreende passar ar quente a uma temperatura de 400 - 5 50°C para a zona de concentração do estágio de condensação intermediário e passar o gás contendo SO3 da primeira etapa de conversão catalítica diretamente para a zona de condensação de referido estágio de condensação intermediário, pelo que o ácido sulfurico concentrado é produzido por contato em contra-corrente com referido ar quente. A tabela 2 mostra as composições de fluxo relevantes do processo mostrado na figura 3.

Em outra forma de realização da invenção, o processo ainda compreende dividir referido estágio de condensação intermediário em pelo menos uma zona de concentração superior e uma inferior, passando o gás contendo SO3 a partir da primeira etapa de conversão catalítica para a zona de concentração superior do estágio de condensação intermediário e passar ar quente a 400 - 5 50°C para a zona de concentração de fundo, assim o ácido sulfurico concentrado é produzido por contato em contra-corrente com referido ar quente. Consequentemente, o estágio de condensação intermediário é separado em pelo menos duas zonas de concentração. Na primeira, zona de concentração superior, o ácido da zona de condensação é concentrado de 95 % em peso a 98,2 % em peso por contato com a corrente de gás contendo SO3 para o estágio de condensação intermediário tendo uma temperatura de cerca de 3 OO0C e, na segunda, zona de concentração de fundo, onde ar quente a 450 - 550°C, preferivelmente 500°C, é adicionado, o ácido é ainda concentrado para o valor desejado de 98,6 % em peso. Isto permite que somente cerca de metade da quantidade de ar quente (Nm3/h), como a requerida no esquema da figura 3, seja necessário para a concentração final a 98,6 % em peso. Este processo é ilustrado na figura 4 para as mesmas condições de gás de alimentação como nas figuras 2 e 3. A tabela 3 resume as composições de fluxo relevantes. A corrente de gás SO3 a partir do conversor de SO2 44 é enviada diretamente para uma primeira zona de concentração 431 e o produto de ácido flui para uma segunda zona de concentração 430, onde é finalmente concentrada a 98,6 % em peso por contato em contra-corrente com ar quente a 400 - 550°C, preferivelmente 500°C. O ar é previamente pré- aquecido no trocador térmico 429 de 150 - 3OO°C a 450 - 55O°C, preferivelmente 5OO°C.

Em ainda outra forma de realização da invenção, o processo pode ainda compreender desviar uma corrente de gás desprendido do ar quente que esteve em contato com ácido sulfurico no estágio de condensação intermediário para o estágio de condensação final por combinação de referida corrente de gás desprendido com a corrente de gás contendo SO3 resfriado retirada da segunda etapa de conversão catalítica. Assim, o gás desprendido da zona de concentração de ar quente no estágio de condensação intermediário é enviado para o estágio de condensação final. Isto permite uma redução no tamanho do condensador intermediário assim como uma redução no tamanho em um ou mais leitos no segundo estágio de contato do conversor de SO2. Isto é ilustrado na figura 5, onde a corrente de gás desprendido 531 da zona de concentração 532 do estágio de condensação intermediário 513 é combinada com a corrente 521, a partir da segunda etapa de conversão catalítica em conversor de SO2 54, entrando no condensador final 523 como corrente 522. A tabela 4 resume as composições de fluxo relevantes para esta forma de realização do processo.

O processo da invenção é também utilizável para a re-adequação de plantas de ácido sulfurico existentes já compreendendo um conversor de SO2 e um único estágio de condensação em meio úmido. O único condensador úmido existente pode ser então usado como um condensador úmido final e o conversor de SO2 também pode ser re-usado. Na re-adequação da planta existente, um novo condensador intermediário, um leito de catalisador adicional no conversor de SO2 e um sistema de recuperação de calor são adaptados à planta. A re-adequação permite, além das vantagens já mencionadas, incluindo uma emissão de névoa de ácido baixa, a possibilidade de aumentar a capacidade da planta com poucas modificações na planta existente. No processo da invenção, o fluxo de alimentação S02-gás para a planta pode ser aumentado, enquanto o fluxo de ar de diluição é diminuído de modo a manter um fluxo total substancialmente constante através da planta antes e após a re-adequação.

Exemplo

A tabela 5 mostra um exemplo comparativo de um processo com um estágio de condensação intermediário e um estágio de condensação em meio úmido final de acordo com a invenção e um processo de acordo com a técnica anterior, onde a etapa de conversão de SO2 é seguida por um estágio de condensação em meio úmido único. No processo de acordo com a técnica anterior, compreendendo um estágio de conversão de SO2 e um único estágio de condensação em meio úmido, o gás de alimentação para o processo contendo 14 % em volume de SO2 é substancialmente ar diluído de modo a prover um gás SO2 a 5-6 % em volume com um ponto de orvalho de ácido de 260°C na entrada do estágio de condensação final. O processo de acordo com a invenção, correspondendo à figura 2, e tabela 1, não requer uma diluição de ar substancial comparado com a técnica anterior e proporciona, ao mesmo tempo, maior conversão de SO2 e menores emissões de névoa de ácido. Tabela 1

<table>table see original document page 31</column></row><table>

Tabela 2

<table>table see original document page 31</column></row><table> Tabela 3

<table>table see original document page 32</column></row><table> Tabela 5

<table>table see original document page 33</column></row><table>

1 Gás de alimentação para o processo contém 14 % em volume SO2. O gás foi diluído em ar a 5-6% SO2 antes de entrar no conversor de SO2 correspondendo a 5-6% H2SO4 (g) no gás entrando no estágio de condensação único de modo que seu ponto de orvalho de ácido é 260°C.

2 Sem depuração de gás residual.

Claims

1. Processo de produzir ácido sulfurico a partir de gases de alimentação contendo 0,1-30% SO2, caracterizado por compreender as etapas: (a) passar o gás de alimentação para uma primeira etapa de conversão catalítica em que SO2 é oxidado em SO3 sobre um ou mais leitos de catalisador, (b) resfriar o gás contendo SO3 da referida primeira etapa de contato por passagem do referido gás a um estágio de condensação intermediário retirando um gás contendo SO2 não convertido e SO3 não absorvido e retirando uma corrente de produto de ácido sulfurico concentrado, (c) reaquecer referido gás contendo SO2 não convertido e SO3 não absorvido, (d) passar o gás da etapa (c) para uma segunda etapa de conversão catalítica, em que SO2 não convertido é oxidado em SO3 sobre um ou mais leitos de catalisador, (e) resfriar o gás da etapa (d) a uma temperatura de 0°C a 100°C acima do ponto de orvalho de ácido de referido gás, (f) passar o gás da etapa (e) com uma relação molar de H2O para SO3 de pelo menos 1,05, calculado com a hipótese de que SO3 não é hidratado em H2SO4, e ponto de orvalho de ácido de abaixo cerca de 240°C, em um estágio de condensação em meio úmido final, em que o ácido sulfurico restante é condensado por resfriamento de referido gás por troca térmica indireta ou direta com um meio de resfriamento, (g) prover, no gás, antes da etapa de condução (f), um teor de 10^10 a 10^13 partículas sólidas por Nm3 por % em volume de SO3, calculado com a hipótese de que SO3 não é hidratado em H2SO4, (h) retirar, do estágio de condensação em meio úmido final da etapa (f), uma corrente de 70-98 % em peso de ácido sulfurico.

2. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que o gás de alimentação na etapa (a) contendo SO2 é um gás forte contendo 6 % em volume a 30 % em volume de SO2.

3. Processo de acordo com reivindicações 1 ou 2, caracterizado pelo fato de ainda compreender resfriar o gás da etapa (a) a uma temperatura de O°C a 100°C acima do ponto de orvalho de ácido de referido gás antes da etapa de condução (b).

4. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações precedentes, caracterizado pelo fato de ainda compreender prover as partículas de etapa (g) para o gás resultante da etapa (e).

5. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações precedentes, caracterizado em que o estágio de condensação intermediário da etapa (b) é conduzido em uma torre de ácido sulfurico recheada, compreendendo uma zona de concentração e condensação por contato da corrente de gás contendo SO3 com ácido sulfurico líquido de força de 70-98 % em peso, fluindo em contra-corrente com o gás contendo SO3.

6. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações precedentes, caracterizado pelo fato de ainda compreender retornar a corrente de 70-98 % em peso de ácido sulfurico da etapa (h) para o estágio de condensação intermediário(b).

7. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a -4, caracterizado pelo fato de que o estágio de condensação intermediário da etapa (b) é conduzido em tubos substancialmente verticais em que o resfriamento da corrente de gás contendo SO3 ocorre por troca térmica indireta com um meio de resfriamento, em que o referido meio de resfriamento é ar fluindo em contra-corrente.

8. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a -7, caracterizado em que o resfriamento do gás no estágio de condensação final é conduzido em tubos substancialmente verticais por troca térmica indireta com meio de resfriamento, em que referido meio de resfriamento é ar fluindo em contra-corrente.

9. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a -7, caracterizado pelo fato de que o resfriamento do gás no estágio de condensação final é conduzido em uma torre de ácido sulfurico recheada por troca térmica direta com ácido sulfurico circulante.

10. Processo de acordo com a reivindicação 5, caracterizado pelo fato de ainda compreender passar ar quente a 400-550°C para zona de concentração do estágio de condensação intermediário e passar o gás contendo SO3 da primeira etapa de conversão catalítica diretamente para a zona de condensação de referido estágio de condensação intermediário, assim o ácido sulfurico concentrado é produzido por contato em contra-corrente com referido ar quente.

11. Processo de acordo com a reivindicação 5, caracterizado pelo fato de ainda compreender dividir referido estágio de condensação intermediário em, pelo menos, uma zona de concentração superior e uma inferior passando o gás contendo SO3 a partir da primeira etapa de conversão catalítica para a zona de concentração superior do estágio de condensação intermediário e passar ar quente a 400-55O°C para a zona de concentração inferior, pelo que o ácido sulfurico concentrado é produzido por contato contra-corrente com referido ar quente.

12. Processo de acordo com a reivindicação 10 ou 11, caracterizado pelo fato de ainda compreender desviar uma corrente de gás desprendido do ar quente, que esteve em contato com ácido sulfurico no estágio de condensação intermediário, para o estágio de condensação final por combinação da referida corrente de gás desprendido com a corrente de gás contendo SO3 resfriado retirada da segunda etapa de conversão catalítica do estágio de conversão de SO2.