Verfahren zur Herstellung von Schwefelsäure
Die katalytische Oxydation von SO2 zu 502 soll sowohl aus wirtschaftlichen Gründen als auch aus Gründen der Vermeidung von Verunreinigungen der Luft mit SO zu möglichst hohen Umsetzungsgraden führen. Aus Gründen der Reinhaltung der Luft ist es sogar erforderlich, den Umsetzungsgrad zu solchen Werten zu steigern, die rein wirtschaftlich sonst nicht angestrebt würden. Damit erhebt sich die Forderung, diese Umsatzsteigerung auf möglichst wirtschaftliche Weise zu erzielen.
Da die bekannten Verfahren der Katalyse in Kontakt öfen mit mehreren Kontakthorden und einstufiger Absorption des bei der Katalyse gebildeten SO nur Umsetzungsgrade von etwa 96 bis 98% erzielen, wurde schon vorgeschlagen, die Absorption des SO3 mehrstufig durchzuführen. Die Zwischenabsorption des SO3 verhindert dabei die Einstellung des Gleichgewichtszustandes des Massenwirkungsgesetzes und beinflusst die Reaktion im Sinne einer günstigen SO2-Umsetzung in den folgenden Kontaktstufen, wodurch ein höherer Gesamt Umsatz erzielt wird.
Es wurden bereits mehrere Vorschläge auf diesem Gebiet gemacht, die einen möglichst hohen Vorumsatz von etwa 90% und darüber vor der ersten Absorptionsstufe anstrebten. Die meisten dieser Vorschläge konnten jedoch keinen Eingang in die Praxis finden, da die Verfahren bei der Verwendung von gereinigten und deshalb mit einer Ausgangstemperatur unter 100 Grad C vorliegenden Gasen nicht wärmeautark durchgeführt werden konnten und deshalb unwirtschaftlich arbeiteten bzw. unwirtschaftliche Investitionskosten bedingten und die verfahrenstechnischen Schwierigkeiten zur Einhaltung der Wärmebilanz nicht überwunden werden konnten.
Es sind auch Zwischenabsorptionsverfahren bekannt, die nach dem Prinzip der Nasskatalyse arbeiten, d.h., die Katalyse geht nicht von gereinigten und getrockneten SO2haltigen Gasen aus, sondern von Gasen, die entweder schon Wasserdampf enthalten oder denen auf verschiedene Weise Wasserdampf zugesetzt wird. Diese nasskatalytischen Verfahren haben aber den Nachteil, dass das gebildete SO3 aus den feuchten Gasen sehr schwer zu absorbieren ist, und daher SO3-Nebel entweichen, die sich auch mit zusätzlichem apparativen Aufwand nur unvollkommen beseitigen lassen bzw. sehr hohe Investitionskosten bedingen.
Erst in letzter Zeit wurden Verfahren bekannt, welche die Nachteile dieser Vorschläge überwanden und eine wirtschaftliche und wärmeautarke Zwischenabsorption ermöglichten.
Diese Verfahren gehen von gereinigten und getrockneten Röstgasen mit einem SO2-Gehalt von 9 bis 12% aus und erzielen Umsetzungsgrade von über 99,5%. Die Ausgangsgase werden im Wässeraustausch mit den aus der letzten und der ersten Kontaktstufe, die aus zwei Kontakthorden besteht, austretenden fertig bzw. vorkatalysierten Gasen auf die Anspringtemperatur der ersten Kontakthorde aufgeheizt und in diese eingeleitet. Zwischen der ersten und der zweiten Kontakthorde erfolgt eine Kühlung der Kontaktgase durch Einblasen von Kaltgas.
Die vorkatalysierten Gase der ersten Kontaktstufe werden im Wärmeaustausch mit den vorgewärmten Ausgangsgasen auf die Anspringtemperatur der zweiten Kontaktstufe abgekühlt und treten aus dieser Kontaktstufe mit einem Umsetzungsgrad von 80 bis 90% in einen Wärmeaustauscher, wo sie durch die aus der Zwischenabsorption austretenden Gase auf 175 bis 215 Grad C abgekühlt werden.
Anschliessend erfolgt die Zwischenabsorption des gebildeten SO3 mit starker Absorbersäure. Die austretenden Gase werden im Wärmeaustausch mit den heissen vorkatalysierten Gasen der zweiten Kontaktstufe auf die Anspringtemperatur der dritten Kontaktstufe gebracht und dem Endumsatz in dieser Stufe zugeführt. Anschliessend erfolgt die Absorption des restlichen SO3-Gehaltes im Endabsorber.
Ein nicht zum bekannten Stand der Technik gehörendes Verfahren geht ebenfalls von gereinigten und getrockneten Gasen mit einem SO2 -Gehalt von über 9% aus, wobei nicht nur eine Wärmeautarkie des Systems, sondern sogar ein nutzbarer Wärmeautarkie des Systems, sondern sogar ein nutzbarer Wärmeüberschuss erzielt wird.
Die aus der ersten Kontaktstufe austretenden vorkatalysierten Gase werden vor dem Eintritt in die bei Temperaturen von 170 bis 250 Grad C betriebene Zwischenabsorption in einer ersten Zwischenwärmeaustauschstufe im Wärmeaustausch gegen die von SO befreiten Gase der Zwischen absorption und anschliessend in einer zweiten Wärmeaustauschstufe auf einen Wärmeeinhalt abgekühlt, der mit den von den Gasen in der Zwischenabsorption aufgenommenen Wärmemenge eine Austrittstemperatur der Gase aus dem Zwischenabsorber ergibt, die etwa der Betriebstemperatur der Zwischenabsorption entspricht. Die dadurch gewonnene Wärmemenge wird nutzbringend, z.B.
zur Speisewasservorwärmung, in einem weiteren Wärmeaustauscher verwendet.
Ein weiteres nicht zum bekannten Stand der Technik gehörendes Verfahren gestattet die Verarbeitung SO2-hal- tiger Gase mit einem Gehalt unter 9%, wobei ebenfalls ein wärmeautarkes System besteht. Die aus der ersten Kontaktstufe austretenden vorkatalysierten Gase werden vor dem Eintritt in die Zwischenabsorption, die mit 170 bis 250 Grad C betrieben wird, in einer ersten Zwischen wärmeaustauschstufe gegen die von SO befreiten Gase der Zwischenabsorption und anschliessend in einer zweiten Wärmeaustauschstufe gegen das kalte SO2-haltige Eintrittsgas auf eine Temperatur abgekühlt, die etwa der Betriebstemperatur der Zwischenabsorption entspricht.
Es wurde auch bereits vorgeschlagen, mit niedrigen Umsetzungsgraden in der ersten Kontaktstufe zu fahren.
So ist ein Verfahren bekannt, bei dem Schwefelverbrennungsgasen eine bestimmte Wasserdampfmenge zugesetzt wird, dann in einer ersten Kontaktstufe ein Umsatz von 65% erfolgt, und die wasserdampfhaltigen vorumgesetzten Gase in Wärmeaustauschern langsam auf eine Temperatur unterhalb des Taupunktes abgekühlt werden.
Dieses Verfahren hat den Nachteil, dass die Abkühlung zur Vermeidung von Nebelbildung sehr langsam erfolgen muss, die Wärmeaustauscher also sehr gross und damit unwirtschaftlich ausgelegt werden müssen und ausserdem Korrosionsprobleme auftreten, die kaum oder nur unter unwirtschaftlichen Bedingungen gelöst werden können.
Ein anderes bekanntes Verfahren strebt einen Vorumsatz von 70 bis 90% an. Dieses Verfahren geht ebenfalls von Schwefelverbrennungsgasen aus, die einen SO2-Ge- halt von 8 bis 15% besitzen, und benötigt zur Deckung des Wärmebedarfs den gesamten Wärmeinhalt der über 700 Grad C heissen Ausgangsgase.
Weiterhin wurde vorgeschlagen, die gegen einen 60 80%eigen Vorumsatz und Zwischenabsorption mit starker Schwefelsäure bestehenden Bedenken der Fachwelt, dass die bei dieser Arbeitsweise entstehenden stark korrosiven Schwefelsäurenebel nicht zu vermeiden und selbst durch zusätzliche Koksfilter nicht zu beseitigen seien, dadurch zu überwinden, dass insbesondere starke, feuchte Schwefelverbrennungsgase mit mindestens 10% SO in einer ersten Kontaktstufe zu 25 bis 40% umgesetzt werden, die Zwischenabsorption des gebildeten SO3 mit schwacher Schwefelsäure von höchstens 93% erfolgt und die fühlbare Wärme des Gases in latente Verdampfungswärme umgewandelt wird, um auf diese Weise das Wasser aus der Säure zu verdampfen und den Wassergehalt des Gases zu erhöhen.
Auf diese Weise sollem Schwefelsäurenebel gebildet werden, die sich durch gewöhnliche Filter, wie z.B. I(oksfilter, abscheiden lassen. Dieses Verfahren benötigt zur Wärmeautarkie heisse, starke und feuchte Schwefelverbrennungsgase. Das Auftreten korrosiver Schwefelsäurenebel kann zwar lokalisiert, aber nicht vermieden werden. Ein weiterer Nachteil besteht darin, dass ein beträchtlicher Teil an dünner Schwefelsäure anfällt.
Ein nicht zum bekannten Stand der Technik gehörendes Verfahren ermöglicht die Verarbeitung kalter, gereinigter und getrockneter armer Gase mit einem SO3-Ge- halt unterhalb 9% dadurch, dass der SO3-Gehalt des Gases vor dem Eintritt in den Kontaktkessel durch Zusatz heisser Schwefelverbrennungsgase nach dem Endwärmeaustauscher derart aufgestärkt wird, dass die Summe der Verbrennungswärme und der Oxydationswärme des aus der Schwefelverbrennung stammenden SO mindestens ausreicht, um den Wärmeverlust in der Zwischenabsorption zu decken.
Gegenstand der Erfindung ist nun ein Verfahren zur Herstellung von Schwefelsäure durch Verbrennung von Schwefel und katalytische Umsetzung der Schwefelverbrennungsgase mit einem Gehalt von 8 bis 11 Vol.-% zu SO3 in zwei Kontaktstufen, wobei eine Zwischenabsorption des in der ersten Kontaktstufe gebildeten SO3-Gehaltes und eine Zwischenkühlung der SO3 -haltigen Gase erfolgt, das dadurch gekennzeichnet ist, dass der Umsetzungsgrad in der ersten Kontaktstufe auf 70 bis 90% des gesamten SO--Gehaltes des Schwefelverbrennungsgases eingestellt wird, die zweite Kontaktstufe aus zwei Kontakthorden gebildet wird und eine Zwischenkühlung der SO3-haltigen Gase zwischen diesen beiden Kontakthorden erfolgt.
Zweckmässigerweise wird die Zwischenabsorption mit hochprozentiger Schwefelsäure von 98 bis 98,5% als Absorptionsflüssigkeit durchgeführt.
Vorzugsweise besteht auch die erste Kontaktstufe aus zwei Kontakthorden.
Die Zwischenkühlung in der zweiten Kontaktstufe erfolgt vorzugsweise in der Weise, dass die SO3-haltigen Gase zwischen der ersten und zweiten Kontakthorde der zweiten Kontaktstufe im Wärmeaustausch gegen getrocknete kalte Luft auf die Arbeitstemperatur der zweiten Kontakthorde abgekühlt werden und die erwärmte Kühlluft als Verbrennungsluft für die Schwefelverbrennung benutzt wird.
Die Zwischenkühlung in der ersten Kontaktstufe erfolgt vorzugsweise in der Weise, dass die SO3-haltigen Gase zwischen der ersten und zweiten Kontakthorde der ersten Kontaktstufe im Wärmeaustausch gegen getrocknete kalte Luft auf die Arbeitstemperatur der zweiten Kontakthorde abgekühlt werden und die erwärmte Kühluft als Verbrennungsluft für die Schwefelverbrennung benutzt wird.
Die Zwischenkühlungen zwischen der ersten und zweiten Kontakthorde der ersten und zweiten Kontaktstufe können auch so durchgeführt werden, dass die abgeführte Wärmemenge zum Beispiel zur Dampferzeugung, Dampf überhitzung oder Wasservorwärmung ausgenutzt werden.
In diesem Falle entfällt die Vorwärmung der Verbrennungsluft an diesen Stellen. Die Schwefelverbrennung kann dann mit kalter Luft erfolgen oder mit an anderer Stelle vorgewärmter Luft.
Vorzugsweise werden die aus der ersten Kontaktstufe austretenden SO3-haltigen Gase vor der Zwischenabsorption zunächst in einem Wärmeaustauscher im Wärmeaustausch gegen die von SO3 befreiten Gase der Zwischenabsorption und dann in einem Dampferzeuger auf die Arbeitstemperatur des Zwischenabsorbers abgekühlt.
Die erste Stufe des Wärmeaustauschs kann auch mittels getrockneter Kühlluft erfolgen, die als vorgewärrnte Verbrennungsluft in den Schwefelverbrennungsofen eingeleitet wird. Die zweite Stufe kann als Speisewasservorwärmer oder Luftvorwärmer ausgebildet sein.
Die SO3-haltigen, fertigkatalysierten Gase können nach Verlassen der zweiten Kontaktstufe in einem Abhitzekessel, z.B. Dampferzeuger oder Speisewasservorwärmer, auf die Arbeitstemperatur der Endabsorption abgekühlt werden. Sie können auch in einem Wärmeaustauscher mit Luft gekühlt werden, die dann als Verbrennungsluft verwendet wird.
Die heissen Schwefelverbrennungsgase können in einem Dampferzeuger auf die Arbeitstemperatur der ersten Kontakthorde der ersten Kontaktstufe abgekühlt werden.
Die SO3-haltigen Gase zwischen der ersten und zweiten Kontakthorde der ersten Kontaktstufe können vor ihrem Eintritt in den Zwischenwärmeaustauscher durch Zusatz von Kaltluft auf eine Temperatur von 565 bis 5500C abgekühlt werden. Die geringe Senkung der Austrittstemperatur von etwa 595 bis 6100C auf diesen Wert ermöglicht die Verwendung von normalen Werkstoffen wie Schmiedeeisen für den Bau des Zwischenwärmeaustauschers, während bei der Austrittstemperatur schon Spezialstähle erforderlich sind.
Gemäss einer bevorzugten Ausgestaltung der Erfindung besteht die Kontaktmasse der ersten Kontaktstufe aus etwa 40 I/tato Schwefelsäure Monohydrat.
Die Vorteile der Erfindung bestehen darin, dass gegenüber den bisher in der Praxis durchführbaren Verfahren der mehrfachen Absorption mit hohem Vorumsatz und Ausbildung der zweiten Kontaktstufe mit einer Kontakthorde wesentlich geringere Investitionskosten erforderlich sind, da eine beträchtliche Einsparung an Kontaktmasse möglich ist. In der ersten Kontaktstufe werden nur etwa 40 1 Kontaktmasse/tato Schwefelsäure Monohydrat benötigt, was eine Einsparung von etwa 30% oder 80 l/tato ergibt. Ausserdem werden die Baukosten für die Kontaktkessel gesenkt und der Wärmegewinn aus dem System ist hoch. Bei der Ausbildung des Zwischenabsorbers als Tauchabsorber, wobei mit hoher Säuretemperatur von etwa 2000C gearbeitet wird, lässt sich ein weiterer beträchtlicher Wärmegewinn zum Beispiel für die Dampfausbeute erzielen.
Das erfindungsgemässe Verfahren wird anhand der Zeichnung näher und beispielsweise erläutert.
Das in der Schwefelverbrennungskammer 1 erzeugte Gas mit einer Temperatur von 1150 Grad C und einem SO-Gehalt von 10% wird über Leitung 2 in den Abhitzekessel 3 geleitet und abgekühlt. Über Leitung 4 gelangt es mit etwa 420 Grad C in die erste Kontakthorde 5 des Kontaktkessels 6, verlässt diese Kontakthorde über Leitung 7 mit einer Temperatur von ca. 600 Grad C und wird in der Mischkammer 8 mit über Leitung 9 herangeführter getrockneter Kaltluft von 50 bis 60 Grad C abgekühlt und gelangt über Leitung 10 in den Wärmeaustauscher 11. Hier wird das vorkatalysierte Gas im Wärmeaustausch gegen Kaltluft, die vom Gebläse 12 über Leitung 13 in den Wärmeaustauscher 11 geführt und über Leitung 14 herausgeführt wird, auf 460 Grad C abgekühlt und über Leitung 15 in die zweite Kontakthorde 16 eingeleitet.
Das weiterkatalysierte Gas wird mit einer Tem- peratur von etwa 515 Grad C und einem Umsetzungsgrad von 86% über Leitung 17 in den Zwischenwärmeaustauscher 18 und Speisewasservorwärmer 19 geführt, auf 170 Grad C abgekühlt und über Leitung 20 in den Zwischenabsorber 21 geleitet. Die von SO3 befreiten Gase verlassen den Zwischenabsorber 21 mit ca. 70 Grad C über Leitung 22, werden im Zwischenwärmeaustauscher 18 auf 420 Grad C aufgeheizt und über Leitung 23 in die dritte Kontakthorde 24 eingeleitet. über Leitung 25 treten die Gase mit einer Temperatur von 460 Grad C in den Wärmeaustauscher 26, werden dort mit über Leitung 27 herangeführter und Leitung 28 abgeführter Kaltluft auf 400 Grad C abgekühlt und über Leitung 29 in die letzte Kontakthord e eingeleitet.
Die fertigkatalysierten Gase verlassen über Leitung 31 den Kontaktkessel 6 mit einer Temperatur von ca. 405 Grad C und einem Gesamtumsetzungsgrad von 99,6%, werden im Speisewasservorwärmer 32 auf etwa 170 Grad C abgekühlt, über Leitung 33 in den Endabsorber 34 geführt, dort vom Soa-Gehalt befreit und über Leitung 35 abgeführt.
Die über Leitung 14 aus dem Wärmeaustauscher 11 austretende Kühlluft wird mit der über Leitung 28 aus dem Wärmeaustauscher 26 austretenden Kühlluft vereinigt und geht über Leitung 36 als vorgewärmte Verbrennungsluft mit 300 Grad C in die Schwefelverbrennungskammer 1.
Process for the production of sulfuric acid
The catalytic oxidation of SO2 to 502 should lead to the highest possible degree of conversion both for economic reasons and for reasons of avoiding contamination of the air with SO2. In order to keep the air clean, it is even necessary to increase the degree of conversion to values that would otherwise not be aimed for in purely economic terms. This raises the demand to achieve this increase in sales in the most economical way possible.
Since the known methods of catalysis in contact ovens with several contact trays and single-stage absorption of the SO formed during the catalysis only achieve degrees of conversion of about 96 to 98%, it has already been proposed to carry out the absorption of the SO3 in several stages. The intermediate absorption of the SO3 prevents the establishment of the equilibrium state of the law of mass action and influences the reaction in the sense of a favorable SO2 conversion in the following contact stages, whereby a higher total conversion is achieved.
Several proposals have already been made in this area which aimed at the highest possible preliminary conversion of about 90% and more before the first absorption stage. However, most of these proposals could not find their way into practice, since the processes could not be carried out independently of heat when using purified gases with an output temperature below 100 degrees C and therefore worked uneconomically or caused uneconomical investment costs and the procedural difficulties to maintain the heat balance could not be overcome.
Intermediate absorption processes are also known which work on the principle of wet catalysis, i.e. the catalysis does not start from purified and dried gases containing SO2, but from gases that either already contain water vapor or to which water vapor is added in various ways. However, these wet-catalytic processes have the disadvantage that the SO3 formed is very difficult to absorb from the moist gases, and SO3 mist escapes, which can only be removed incompletely even with additional equipment or require very high investment costs.
Only recently have methods become known which overcome the disadvantages of these proposals and enable economical and heat-self-sufficient intermediate absorption.
These processes are based on cleaned and dried roasting gases with an SO2 content of 9 to 12% and achieve degrees of conversion of over 99.5%. The starting gases are heated in water exchange with the finished or precatalyzed gases emerging from the last and the first contact stage, which consists of two contact trays, to the light-off temperature of the first contact tray and introduced into it. The contact gases are cooled between the first and second contact trays by blowing in cold gas.
The pre-catalyzed gases of the first contact stage are cooled in heat exchange with the preheated starting gases to the start-up temperature of the second contact stage and pass from this contact stage with a conversion rate of 80 to 90% into a heat exchanger, where they rise to 175 to 215 due to the gases emerging from the intermediate absorption Degrees C.
This is followed by the intermediate absorption of the SO3 formed with strong absorber acid. The exiting gases are brought to the light-off temperature of the third contact stage in heat exchange with the hot, pre-catalyzed gases of the second contact stage and are fed to the final conversion in this stage. The remaining SO3 content is then absorbed in the end absorber.
A method that does not belong to the known state of the art is also based on purified and dried gases with an SO2 content of over 9%, whereby not only a heat self-sufficiency of the system, but even a usable heat self-sufficiency of the system, but even a usable excess heat is achieved .
Before entering the intermediate absorption, which is operated at temperatures of 170 to 250 degrees C, the precatalyzed gases emerging from the first contact stage are cooled to a heat content in a first intermediate heat exchange stage in the heat exchange with the SO-freed gases of the intermediate absorption and then in a second heat exchange stage, the amount of heat absorbed by the gases in the intermediate absorption results in an exit temperature of the gases from the intermediate absorber which corresponds approximately to the operating temperature of the intermediate absorption. The amount of heat gained thereby becomes useful, e.g.
for preheating of the feed water, used in another heat exchanger.
Another method, which does not belong to the known state of the art, allows the processing of gases containing SO2 with a content of less than 9%, whereby there is also a heat self-sufficient system. Before entering the intermediate absorption, which is operated at 170 to 250 degrees C, the pre-catalyzed gases emerging from the first contact stage are in a first intermediate heat exchange stage against the SO2-freed gases of the intermediate absorption and then in a second heat exchange stage against the cold SO2- containing inlet gas is cooled to a temperature which corresponds approximately to the operating temperature of the intermediate absorption.
It has also already been proposed to run with low conversion rates in the first contact stage.
For example, a method is known in which a certain amount of steam is added to the sulfur combustion gases, then a conversion of 65% takes place in a first contact stage, and the steam-containing pre-converted gases are slowly cooled in heat exchangers to a temperature below the dew point.
This method has the disadvantage that the cooling has to take place very slowly to avoid fog formation, so the heat exchangers have to be designed to be very large and therefore uneconomical, and corrosion problems occur which can hardly be solved or only under uneconomical conditions.
Another known method aims at a preliminary conversion of 70 to 90%. This process is also based on sulfur combustion gases, which have an SO2 content of 8 to 15%, and requires the entire heat content of the starting gases, which are over 700 degrees C, to cover the heat demand.
Furthermore, it was suggested that the concerns of experts against 60 80% own preliminary conversion and intermediate absorption with strong sulfuric acid, that the highly corrosive sulfuric acid mist produced by this method of operation cannot be avoided and cannot be eliminated even with additional coke filters, should be overcome in particular strong, moist sulfur combustion gases with at least 10% SO are converted to 25 to 40% in a first contact stage, the intermediate absorption of the SO3 formed with weak sulfuric acid of at most 93% takes place and the sensible heat of the gas is converted into latent heat of evaporation in this way to evaporate the water from the acid and to increase the water content of the gas.
In this way, sulfuric acid mist is to be formed, which can be passed through ordinary filters, e.g. This process requires hot, strong and humid sulfur combustion gases for thermal self-sufficiency. The occurrence of corrosive sulfuric acid mist can be localized, but not avoided. Another disadvantage is that a considerable amount of thin sulfuric acid is produced.
A method that does not belong to the known state of the art enables the processing of cold, purified and dried poor gases with an SO3 content below 9% by reducing the SO3 content of the gas before it enters the contact vessel by adding hot sulfur combustion gases after End heat exchanger is strengthened in such a way that the sum of the heat of combustion and the heat of oxidation of the SO from the sulfur combustion is at least sufficient to cover the heat loss in the intermediate absorption.
The invention now relates to a process for the production of sulfuric acid by burning sulfur and catalytic conversion of the sulfur combustion gases with a content of 8 to 11 vol .-% to SO3 in two contact stages, with an intermediate absorption of the SO3 content formed in the first contact stage and an intermediate cooling of the SO3 -containing gases takes place, which is characterized in that the degree of conversion in the first contact stage is set to 70 to 90% of the total SO - content of the sulfur combustion gas, the second contact stage is formed from two contact trays and an intermediate cooling of the SO3 -containing gases takes place between these two contact trays.
The intermediate absorption is expediently carried out with a high percentage sulfuric acid of 98 to 98.5% as the absorption liquid.
The first contact stage also preferably consists of two contact trays.
The intermediate cooling in the second contact stage is preferably carried out in such a way that the SO3-containing gases between the first and second contact trays of the second contact stage are cooled to the working temperature of the second contact tray in heat exchange with dried cold air and the heated cooling air is used as combustion air for the sulfur combustion is used.
The intermediate cooling in the first contact stage is preferably carried out in such a way that the SO3-containing gases between the first and second contact trays of the first contact stage are cooled to the working temperature of the second contact tray by means of heat exchange with dried cold air and the heated cooling air is used as combustion air for the sulfur combustion is used.
The intermediate cooling between the first and second contact tray of the first and second contact stage can also be carried out in such a way that the amount of heat removed is used, for example, for steam generation, steam superheating or water preheating.
In this case, there is no need to preheat the combustion air at these points. The sulfur combustion can then take place with cold air or with air preheated elsewhere.
The SO3-containing gases exiting from the first contact stage are preferably cooled to the working temperature of the intermediate absorber in a heat exchanger in heat exchange with the SO3-freed gases of the intermediate absorption before the intermediate absorption and then in a steam generator.
The first stage of the heat exchange can also take place by means of dried cooling air, which is introduced into the sulfur combustion furnace as preheated combustion air. The second stage can be designed as a feed water preheater or air preheater.
After leaving the second contact stage, the SO3-containing, fully catalyzed gases can be stored in a waste heat boiler, e.g. Steam generator or feed water preheater to be cooled to the working temperature of the final absorption. They can also be cooled with air in a heat exchanger, which is then used as combustion air.
The hot sulfur combustion gases can be cooled in a steam generator to the working temperature of the first contact tray of the first contact stage.
The SO3-containing gases between the first and second contact trays of the first contact stage can be cooled to a temperature of 565 to 5500C by adding cold air before they enter the intermediate heat exchanger. The slight lowering of the outlet temperature from around 595 to 6100C to this value enables the use of normal materials such as wrought iron for the construction of the intermediate heat exchanger, while special steels are required at the outlet temperature.
According to a preferred embodiment of the invention, the contact mass of the first contact stage consists of about 40 I / tpd sulfuric acid monohydrate.
The advantages of the invention are that, compared to the previously practicable methods of multiple absorption with high preliminary conversion and formation of the second contact stage with a contact tray, significantly lower investment costs are required, since considerable savings in contact material are possible. In the first contact stage, only about 40 1 contact mass / tpd sulfuric acid monohydrate are required, which results in a saving of about 30% or 80 l / tpd. In addition, the construction costs for the contact boiler are reduced and the heat gain from the system is high. If the intermediate absorber is designed as a submerged absorber, where a high acid temperature of around 2000C is used, another considerable gain in heat can be achieved, for example for the steam yield.
The method according to the invention is explained in more detail and for example with reference to the drawing.
The gas generated in the sulfur combustion chamber 1 with a temperature of 1150 degrees C and an SO content of 10% is passed via line 2 into the waste heat boiler 3 and cooled. Via line 4 it reaches the first contact tray 5 of the contact vessel 6 at about 420 degrees C., leaves this contact tray via line 7 at a temperature of about 600 degrees C and is in the mixing chamber 8 with dried cold air from 50 to via line 9 60 degrees C and passes through line 10 into the heat exchanger 11. Here, the precatalyzed gas is in heat exchange against cold air, which is fed from the fan 12 through line 13 into the heat exchanger 11 and led out through line 14, cooled to 460 degrees C and over Line 15 introduced into the second contact tray 16.
The further catalyzed gas is fed at a temperature of about 515 degrees C and a degree of conversion of 86% via line 17 into the intermediate heat exchanger 18 and feedwater preheater 19, cooled to 170 degrees C and passed via line 20 into the intermediate absorber 21. The gases freed from SO3 leave the intermediate absorber 21 at approx. 70 degrees C via line 22, are heated to 420 degrees C in the intermediate heat exchanger 18 and are introduced into the third contact tray 24 via line 23. Via line 25, the gases enter the heat exchanger 26 at a temperature of 460 degrees C, where they are cooled to 400 degrees C with cold air brought in via line 27 and removed via line 28 and introduced via line 29 into the last contact rack.
The fully catalyzed gases leave the contact vessel 6 via line 31 at a temperature of approx. 405 degrees C and a total degree of conversion of 99.6%, are cooled in the feed water preheater 32 to about 170 degrees C, passed via line 33 into the end absorber 34, from there Soa content exempted and discharged via line 35.
The cooling air exiting from the heat exchanger 11 via line 14 is combined with the cooling air exiting from the heat exchanger 26 via line 28 and passes via line 36 as preheated combustion air at 300 degrees C into the sulfur combustion chamber 1.