CN104379503A - 用于将so2氧化为so3的工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种用于将工艺气体中的SO2氧化为SO3的工艺车间，所述工艺车间包含：热交换器，该热交换器被构造为通过在工艺气体和氧化的工艺气体和/或进一步氧化的工艺气体之间提供热接触，从而通过使与所述氧化的工艺气体和/或所述进一步氧化的工艺气体进行热交换来加热工艺气体；在SO2至SO3的氧化中表现为催化活性的材料的第一区域；和锅炉，该锅炉被构造为在所述氧化的工艺气体已在热交换器中冷却之后，该锅炉含有通过氧化的工艺气体和/或进一步氧化的工艺气体加热的蒸汽，所述锅炉的特征在于锅炉中冷却的氧化的工艺气体是非冷凝的，其有益效果是使能够仅使用中等耐腐蚀材料来制作比现有技术以及相关工艺更小的热交换器。
Description
背景技术
硫酸(H2SO4)可通过将进料气中的SO2氧化为SO3并随后水合为H2SO4来制得。SO2进料气可来自各种源。一类为来自熔炼炉和焙烧炉的尾气。这种进料气在冷却(一般20-50℃)和水饱和条件下供应，并且它们含有约0.1体积％SO2至约20体积％SO2。为了使SO2至SO3的转化反应以合理速率运行，在导入催化床中之前，冷却的含有SO2的进料气必须加热到约400℃。
虽然能够通过例如来自湿气体硫酸冷凝器(wet gas Sulfuric Acidcondenser)的热冷却空气(hot cooling air)对进料气部分加热，通常使用来自SO2转化器的反应热进行最终达到约400℃的加热，这是由于SO2转化器是该设备中唯一能够提供如此高温的位置。特别是，第一催化床的高温出口是有利的，因为需要远高于400℃的温度来将进料加热至400℃。
当工艺气体中SO2含量很低(例如小于约2.5体积％)时，反应热不足以加热进料气。将必须通常通过直接或间接辅助燃烧来添加能量，这造成另外的燃料成本。为了将辅助燃烧所需时间最小化，硫酸生产车间的热控制十分重要，但热管理的灵活性受到多种约束限制。为了使SO2至SO3的氧化足够快，反应必须在至少370-400℃的温度下进行。同时，含有的SO3氧化产物气体必须冷却以将产物平衡朝SO3偏移，这对温度造成限制，且最终气体温度必须保持在硫酸的露点以上，因为冷凝H2SO4一般极其腐蚀性，而气相中的H2SO4几乎无腐蚀性。最终，SO3的水合反应是放热的，其将用于湿硫酸气体的热交换器内的温度差降低到约400℃以下。
传统上，用于处理未净化的工艺气体的硫酸车间的热管理已包括气/气热交换，或由适当的热传递介质如熔融盐促进的热交换。蒸汽并非相关的热传递介质，因为与蒸汽热交换获得的工艺气体的温度不足以提供SO2氧化的足够温度。
德国专利申请DE 195 22 927 A1提供一种具有改进的热管理的用于生产浓硫酸的方法，该方法基于SO3的水合和锅炉中硫酸的部分冷凝，其中H2O/SO3比率被限制在0.9-1.1的范围内。硫酸在蒸汽压力为约20巴且热交换管由钢制成的的锅炉中水合并且冷凝。对于窄范围的硫酸浓度，液体硫酸仅中等腐蚀性，并且正常不锈钢可能在理论上是可接受材料。然而，如果未遵守H2O/SO2的严格控制，则冷凝硫酸可能导致腐蚀和20巴蒸汽渗漏入硫酸冷凝器(其可能是关键性的)。
发明内容
现根据本发明已经发现，通过确保冷却的氧化的工艺气体为非冷凝，且结合组合的热交换(combined heat exchange)(即，通过使用产生用于热交换的蒸汽的锅炉，结合气/气热交换、或通过例如熔融盐(作为热传递介质)促进的热交换)，热交换器的温差显著增加，产生减小的热交换面积，并因此显著节省成本。此外，通过确保温度使得冷却的氧化的工艺气体为非冷凝，H2O/SO2比率并非关键性的，并且热交换器材料不必能够经受冷凝硫酸的腐蚀。冷却但非冷凝的氧化的工艺气体可能传递到下游经空气冷却的冷凝器，其中硫酸被冷凝，并且其中冷却介质的压力接近于冷却的氧化的工艺气体的压力。
如本文所用，术语"温差"(temperature approach)应该理解为热交换器的冷料流和温热料流之间的差异。
如本文所用，术语“热交换器”应该理解为一种工艺单元(process unit)，在其中热能在冷料流和温热料流之间传递，其中两个料流被物理分离。这意味着热传递介质促进的热交换通常需要两个热交换器。根据本发明的热交换器可能具有任何构造，包括平板状(planar)或管状(tubular)，并且可任选被构造使具有本领域技术人员已知的冷却翅片(cooling fins)。
如本文所用，气/气热交换应该理解为冷料流和温热料流之间的热交换，其中冷料流和温热料流之间的热接触仅需要跨越热交换器壁的能量的传递。
如本文所用，术语“热传递介质促进的热交换”应理解为冷料流和温热料流之间的热交换，其中冷料流和温热料流之间的热接触需要热传递介质的移动。
如本文所用，热传递应表示从一个位置到另一个位置传递能量的任何过程，包括如上所述的气/气热交换和热传递介质促进的热交换，以及在从例如催化活性材料经由冷却管至工艺气体或热传递介质的热传递中可能涉及的对流、传导和辐射。
如本文所用，术语“热交换”应理解为涵盖任何类型的热传递，包括如上文所定义的气/气热交换和热传递介质促进的热交换。
如本文所用，术语“锅炉”应该理解为一种工艺单元，其中热能从热工艺料流传递到沸点下的液体水，从而释放蒸汽。
如本文所用，术语“催化剂区域”、“催化活性材料的床”和“催化床”应理解为是等同形式。
如本文所用，气体组分的露点温度是该组分从该气体混合物中冷凝的温度。露点取决于气体混合物的压力和组成。术语“在露点以上”应该理解为气体混合物不冷凝的温度，并且类似的“在露点以下”应该理解为气体混合物冷凝的温度。
具有较少的具有潜在地诱发冷凝的冷点(cold spots)的次要表面积(minorsurface areas)的设备不应理解为是冷凝气体条件。
如本文所用，自热操作应理解为是指在一定的SO2水平下的操作，在该SO2水平下，硫酸车间可能在有限或无热能供应的情况下以稳定状态操作，所述热能供应基于SO2氧化至SO3的反应热以及SO3水合至H2SO4的反应热和最终气态H2SO4形成为液体H2SO4的冷凝。
如本文所用，术语“热回路”应用于从热的角度描述该工艺，基本上忽视化学反应并且专注于与该工艺有关的热传递。
Nm3应该指标准立方米，即，对应于标准条件(0℃和1atm)下1m3的气体的量。
其中浓度按％表述，这应该理解为体积％。除非另外说明，否则SO3和H2O的浓度作为标称浓度示出，即假设无SO3至H2SO4的水合。
其中所用的这些术语“部分氧化的工艺气体”、“氧化的工艺气体”和“进一步氧化的工艺气体”应仅理解为是指代相同工艺的相对位置中的工艺气体而非指示不同工艺中的氧化的程度。
在广泛实施方案中，本发明涉及一种用于将未净化的工艺气体中的SO2转化为SO3的工艺，其包含以下步骤：
a)通过将未净化的工艺气体与氧化的工艺气体的热交换来加热该未净化的工艺气体，提供加热的工艺气体，
b)使所述加热的工艺气体与在SO2至SO3的氧化中表现为催化活性的材料的第一区域接触，提供氧化的工艺气体，
c)通过选自对流、传导、辐射、气/气热交换中的一种或多种的热传递过程或通过热传递介质促进的热交换，从催化活性材料的第一区域和所述氧化的工艺气体中的至少之一抽取(withdrawing)反应热至所述未净化的工艺气体，
d)通过在锅炉(优选是接收水的进料的水管锅炉)中热交换来进一步冷却所述氧化的工艺气体，提供饱和蒸汽和冷却的氧化的工艺气体，其中所述未净化的工艺气体、所述热工艺气体、所述氧化的工艺气体和该冷却的氧化的工艺气体相对于(with respect to)硫酸是非冷凝的，并且相关的有益效果是对该工艺的有效热管理，并且与根据现有技术的工艺布置(process layout)的热管理相比，由于热交换器中温差增加导致热交换面积减小，并且同时工艺设备可以由中等价格材料制成，因为耐腐蚀性并非关键，并且此外，冷却的工艺气体的温度变化将很低，为设备下游提供更简单的操作。
在另一个实施方案中，该工艺还包含以下步骤：使加热的工艺气体与另一个或另外多个在SO2至SO3的氧化中表现为催化活性的材料的区域接触，提供进一步氧化的工艺气体；在构造为床间冷却器(inter-bed coolers)、反应器外部的热交换器或与催化剂接触的一体化热交换器的一个或多个热交换器中，通过与位于催化活性材料的第一区域上游的工艺气体热交换，将氧化的工艺气体和/或进一步氧化的工艺气体冷却，并且使用多个催化剂区域的相关有益效果是为氧化反应和氧化平衡提供更优化的温度。
在另一个实施方案中，该工艺还包含以下步骤：在通过与氧化的工艺气体进行热交换来加热工艺气体之前通过与蒸汽流(优选冷凝蒸汽)的热交换来预热未净化的工艺气体，提供预热的工艺气体，并且相关的有益效果是采用蒸汽中的可用能量，通过确保热交换器的冷却的未净化的工艺气体侧的温度高于温热的氧化的工艺气体中的H2SO4的露点，以在下游热交换器中确保非冷凝并且因此非腐蚀性环境。此外，该预热确保能量留在该工艺中，使得在SO2的较低浓度下能够实现自热操作。
在另一个实施方案中，该工艺还包含以下步骤：将位于催化活性材料的第一区域上游的工艺气体与再循环的温热的工艺气体混合，并且相关的有益效果是采用该再循环的工艺气体中可用的热能以确保下游热交换器中具有非冷凝条件。
在另一个实施方案中，未净化的工艺气体与一种或多种氧化的工艺气体或进一步氧化的工艺气体之间的热交换有一部分是通过气/气热交换进行的，并且相关的有益效果是简单的热交换回路。
在另一个实施方案中，未净化的工艺气体和一个或多个氧化的工艺气体、或进一步氧化的工艺气体之间的热交换有一部分是通过由热传递介质如熔融盐促进的热交换进行的，并且相关的有益效果是热交换回路，以及在热传递介质的缓冲剂中热储存的可能性。热传递介质可能包含熔融盐，例如钠和钾硝酸盐和/或亚硝酸盐的共晶混合物或油。优选的是沸点高于450℃的热传递介质。
在另一个实施方案中，未净化的工艺气体在流速、压力和SO2浓度中的一种或多种参数上浮动，并且相关的效果是提供一种工艺，所述工艺允许清洗进料气并同时安全和有效地在硫酸冷凝器的入口处将工艺气体温度维持在可允许极限(allowable limits)内(在硫酸露点和最大可允许操作温度之间)，而与下游材料无关。
在另一个实施方案中，蒸汽的温度比冷却的氧化的工艺气体中的H2SO4露点高至少10℃、优选高15℃，并且相关的有益效果是为冷却的氧化的工艺气体提供足够高的温度以避免由于硫酸的冷凝所致的腐蚀问题。
在另一个实施方案中，蒸汽的温度为至少200℃、优选240-310℃并且甚至更优选250-280℃，并且相关的有益效果是提供温度高于含有至少分别为0.1体积％的SO3、0.1-20体积％的SO3和0.1–7体积％的SO3的工艺气体的露点的冷却的氧化的工艺气体。
在另一个实施方案中，未净化的工艺气体含有至少2％H2O，并且相关的有益效果是为硫酸的下游冷凝提供用于水合SO3的水。
在另一个实施方案中，蒸汽的压力为30-100barg、优选40-80barg并且甚至更优选40-60barg，并且相关的有益效果是提供具有由于增加的水沸点导致的更高的蒸汽温度的工艺，以及匹配高压蒸汽涡轮的要求的蒸汽回路。
在另一个实施方案中，加热的热传递介质通过与沸水或蒸汽的热交换被冷却，并且相关的有益效果是提供从放热氧化过程中收集的对该工艺剩余部分为可使用形式(accessible form)的能量。
本发明的另一个方面涉及一种用于生产硫酸的工艺，其涉及SO2至SO3的转化和随后在通过与气体如工艺气体或空气的热交换冷却的冷凝器中的硫酸的冷凝，并且相关的有益效果是提供一种工艺，其中工艺热交换与腐蚀性冷凝条件隔离，使得冷凝器上游的工艺设备材料不必耐腐蚀。
本发明的另一个方面涉及一种用于在工艺气体中将SO2氧化至SO3的工艺车间，所述工艺车间包含：热交换器，其被构造为通过在工艺气体和氧化的工艺气体和/或进一步氧化的工艺气体之间提供热接触，从而通过与所述氧化的工艺气体和/或所述进一步氧化的工艺气体的热交换，加热工艺气体；在SO2至SO3的氧化中表现为催化活性的材料的第一区域；和锅炉，其被构造为在氧化的工艺气体已在热交换器中冷却之后，该锅炉含有通过氧化的工艺气体和/或进一步氧化的工艺气体加热的蒸汽，所述锅炉的特征在于锅炉中的冷却的氧化的工艺气体是非冷凝的，有益效果是提供能够仅用中等耐腐蚀材料来制作的比根据现有技术更小的热交换器。
在另一个实施方案中，该工艺车间还包含热传递介质回路，其被构造为在一个或多个所述热交换器中为促进的热交换提供热传递介质，以允许在热传递介质中进行热储存和避免使用气/气热交换器，其中气/气热交换器是昂贵、大型的并且可能构成控制方案挑战。
在稳态处理的根据现有技术的典型工艺布置中，未净化的工艺气体在工艺气体加热器中加热到约400℃。该热工艺气体被导引至转化器并且SO2在第一催化床中被部分氧化，进料中每1％的SO2，产生约25℃的温度增加，例如对于3％的SO2，达到约475℃。为了在转化器中具有高转化率，由于SO2和SO3之间的平衡的原因，在实现进一步转化之前必需冷却该工艺气体。因此，工艺气体冷却至约400℃，然后该气体被导引至第二催化床用于进一步转化。如果需要甚至更高的转化率，可添加另一个冷却/转化步骤。最终，工艺气体在氧化的工艺气体冷却器中被冷却到硫酸的露点温度以上更冷的温度，通常冷却到270-290℃之间的温度，以允许选择SO2转化器中的材料，而不考虑在存在硫酸冷凝的风险时需要的高耐腐蚀性。
对于冷却的未净化的工艺气体(200℃以下)，用熔融盐作为能量载体的热回收系统常常是优选选择，其中，熔融盐在氧化的工艺气体冷却器中被加热到中等温度，和在转化器热交换器中加热到高温，以获得该热盐可能用于在工艺气体加热器中加热未净化的工艺气体的温度，所述转化器热交换器可能被构造为床间冷却器(inter-bed cooler)(在催化剂的床之间)、反应器外部的热交换器(其中工艺气体料流从反应器中被抽取到热交换器并且回到催化剂的下一个床)或与催化剂接触的一体化热交换器(在催化剂的床内)。为了在转化器的入口处获得例如400℃的进料气温度，热盐需要在400℃以上并且优选在430℃以上。为了将熔融盐加热到例如430℃，第一催化床外的工艺气体温度需要在430℃以上，优选高20℃以上，即在450℃以上。这意味着，为了使该工艺顺利运行，在第一催化床上的温度增加应该优选在60℃以上，这意味着该工艺气体应该优选含有大于21/2％的SO2。
采用气/气热交换的加热回收系统也是现有技术已知的。在这种情况下，工艺气体被导引以在氧化的工艺气体冷却器中被加热到中等温度和在床间冷却器中加热到高温，使得其可能以足够温度供给到第一催化床。虽然气/气热交换器节省与在单独回路中使用热传递介质有关的成本，但其可能也涉及实际问题，例如其可能必须安装在反应器外部。
节省与热传递介质来回的能量转移的热效益可能在实践中因较差的气/壁传热系数而被抵消。因此，为了获得转化器入口的进料气温度例如400℃，第一催化床外的工艺气体温度需要在400℃以上，优选高50℃以上，即在450℃以上。这意味着，为了使该工艺顺利运行，在第一催化床上的温度增加应该优选在60℃以上，这意味着该工艺气体应该优选含有大于21/2％的SO2。
当工艺气体中存在三氧化硫和水时，在工艺气体在氧化的工艺气体冷却器中冷却到400℃以下时，硫酸将开始形成。该反应根据反应(1)进行。
SO3(g)+H2O(g)＝H2SO4(g)+24.1kcal/mol (1)
水合反应为放热反应，并且因此，较低温度将有利于形成硫酸。这意味着，氧化的工艺气体冷却器中工艺气体的温度不随传递的能量的量而线性改变。这可在图1中了解，该图示出氧化的工艺气体冷却器的加热和冷却曲线。实线表示随传递的能量的百分比改变的工艺气体温度，并且由□标识的点虚线指示作为热传递介质的熔融盐的对应温度。工艺气体冷却曲线为凸形，含义为两个线条之间的差值在热交换器内具有最小值，这导致低总体温差。因此，由于该低总体温差，在氧化的工艺气体冷却器中需要大热交换面积。
用给定工艺布置提高温差的唯一方式是通过降低熔融盐入口温度或通过增加熔融盐流速(molten salt flow)来降低熔融盐出口温度。盐入口温度受工艺气体的硫酸露点限制。盐温度应该始终保持比硫酸露点高最少10℃和优选15℃，以避免硫酸冷凝和腐蚀。此外，希望在氧化的工艺气体冷却器中回收尽可能多的能量，因此在正常情况下，熔融盐入口温度和工艺气体出口温度已在最少可允许值处。
如果盐流速增加，则盐出口温度将降低，并且可能不能在工艺气体加热器的入口处获得足够高的盐温度以在SO2转化器的入口处获得所需的工艺气体温度。
此外，对于在流速和SO2浓度上有浮动的进料气，其可能难以在车间中控制温度。具体来说，在硫酸冷凝器的入口处的工艺气体温度十分重要。一方面，气体温度必须保持在气体的硫酸露点以上，以在氧化的工艺气体冷却器中以及在氧化的工艺气体冷却器和硫酸冷凝器之间的管道内避免硫酸冷凝和腐蚀。另一方面，气体温度必须保持在硫酸冷凝器的最大操作温度以下，该最大操作温度通常不应高于300℃，因为在硫酸冷凝器入口处使用了氟化聚合物。在根据现有技术的工艺中，在硫酸冷凝器的入口处的工艺气体温度通常通过经由反馈PID控制调整去往氧化的工艺气体冷却器的盐流速来控制。如果这尚不足够，则控制可变为前馈(feed forward)和反馈(feed back)控制的组合，其中将进料气流速和SO2浓度的测量值用作所需盐流速的前馈计算的输入值。然后，将反馈信号用于校正任何测量错误、动态效应和前馈计算中未能考虑到的其他因素。然而，即使在组合的前馈和反馈控制下，也可能难以在硫酸冷凝器的入口处保持所需气体温度。
本发明建议提供一种高压锅炉，其用于提供最低温度下的热交换部分，该热交换传统上在氧化的工艺气体冷却器中进行。热管理工艺中的氧化的工艺气体冷却器的加热和冷却曲线可见于图1，其中标识Δ的虚曲线对应于熔融盐，而◇对应于锅炉。如可见，与根据现有技术的工艺相比，所公开的工艺布置的组合曲线显著增加氧化的工艺气体冷却器中的温差。
当用进料SO2浓度接近或低于自热操作中的极限进行操作时，重要的是第二氧化的工艺气体冷却器中产生的蒸汽可用于加热该进料气。否则，将会提高对辅助燃料的燃烧的需要。
因此，有益的是引入蒸汽冷凝热交换器作为在工艺气体加热器中加热进料气的第一步骤。
与根据现有技术的工艺相比，根据本发明的热管理工艺将显著降低总热交换面积，并且因此也降低车间投资的总体成本。
此外，在硫酸冷凝器之前引入锅炉对硫酸冷凝器的入口温度具有显著的稳定效果。导致该稳定化的事实在于，锅炉是固有稳定的(inherently stable)，其中温度受给定压力下水的沸点限定。这意味着，如果锅炉正确设计(即，只要其含有液体水，并且具有足够的热交换表面)，则锅炉外的气体温度将会比锅炉中水的沸点高0至15℃，而无论工艺气体流速或SO3浓度如何。因此，不需要车间操作员或自动工艺控制装置的干预来控制氧化的工艺气体的温度。
通过检视本发明的具体实施方案的以下说明，本发明的这些和其他方面将很清晰。
附图说明
图1示出根据现有技术和本发明的热交换器的温差曲线。
图2示出根据现有技术的工艺布置。
图3、4、5和6示出根据本发明的实施方案的不同工艺布置。
图7示出示例性进料气组成和流速。
图8、9和10示出气体温度的示例性数据。
具体实施方式
图2示出根据现有技术的典型工艺布置。根据图2，180-200℃下含有约8％水和3％SO2的未净化的工艺气体2在工艺气体加热器42中被加热到约400℃。热工艺气体6被导引至转化器44并且SO2在第一催化床46中被部分氧化。该氧化的气体8在床间冷却器48中冷却到约400℃，然后该冷却的氧化的气体10被导引至第二催化床50用于进一步转化。最终，进一步氧化的工艺气体12在氧化的工艺气体冷却器52中被冷却到在硫酸的露点温度以上的温度，通常冷却到温度270-290℃之间，提供冷却的进一步氧化的工艺气体16，该冷却的进一步氧化的工艺气体16可能被导引至硫酸冷凝器。
在该工艺的热回路中，熔融盐20在氧化的工艺气体冷却器52中被加热到380℃，并且在床间冷却器48中被加热到450℃，之后在工艺气体加热器42中将热盐24用于加热未净化的工艺气体2。冷却熔融盐26中的过量能量可能通过在釜式锅炉82中热交换而传递至外部蒸汽回路(70/72)，然后冷却的盐60被传递至盐槽56。
图3示出本发明的实施方案，其中进一步氧化的工艺气体的热交换的一部分在高压锅炉中发生。含有约8％水和3％SO2的未净化的工艺气体2在蒸汽加热的工艺气体加热器40中，通过与冷凝蒸汽84的热交换，加热到约250℃。该预热的工艺气体4被导引至盐加热的工艺气体加热器42，在此被加热到约400℃。该热工艺气体6被导引至转化器44并且SO2在第一催化床46中被部分氧化。氧化的工艺气体8在床间冷却器48中冷却到约400℃，然后冷却的氧化的气体10被导引至第二催化床50用于进一步转化。最终，进一步氧化的工艺气体12在氧化的工艺气体冷却器52中被冷却为冷却的进一步氧化的工艺气体14，并且在工艺气体加热锅炉54中进一步冷却到270-290℃之间的温度。
在该工艺的热回路中，熔融盐20在氧化的工艺气体冷却器52中被加热到中等温度，并且在床间冷却器48中被加热到高温，之后在工艺气体加热器42中将热盐24用于加热预热的工艺气体4。
在46barg下操作的工艺气体加热锅炉54中，水料流78被加热到约260℃的沸点，并且作为水和蒸汽的混合物80传递至蒸汽鼓(steam drum)62，向第一工艺气体加热器40供给饱和蒸汽84。然后，将冷凝水82传递至蒸汽鼓62。来自蒸汽鼓62的水料流78和74的分别供给至工艺气体加热的锅炉54和盐加热的锅炉60。
蒸汽锅炉可能对应于外部蒸汽回路70/72。
图4示出替代性实施方案，其中在气/气热交换器中进行工艺气体的热交换，并且其中氧化的工艺气体冷却器的热交换的一部分在高压锅炉中进行。含有约8％水和3％SO2的未净化的工艺气体2在蒸汽加热的工艺气体加热器40中，通过与冷凝蒸汽84的热交换，加热到约250℃。该预热的工艺气体4被导引至氧化的工艺气体冷却器52的冷侧，以及床间冷却器48(两者均为气/气热交换器)，在其中加热到约400℃。该热工艺气体6被导引至转化器44。热工艺气体6的一馏份可能进一步(如该实施方案中所示)与在氧化的工艺气体冷却器52上游的工艺气体组合，以便最小化在氧化的工艺气体冷却器52中水化SO3的冷凝的风险。SO2在第一催化床46中被部分氧化。氧化的工艺气体8在气/气床间冷却器48中冷却到约400℃，然后冷却的氧化的工艺气体10被导引至第二催化床50用于进一步转化。最终，进一步氧化的工艺气体12在气/气氧化的工艺气体冷却器52中被冷却，并且在工艺气体加热锅炉54中进一步冷却到270-290℃之间的温度。锅炉中产生的蒸汽80用于以类似于图3的方式预热未净化的工艺气体2。
在图5中所示的另一个实施方案中，可能通过仅提供催化材料46的单个床，而无床间冷却器并且不预热该未净化的工艺气体，简化该工艺。这是较不有效的工艺布置，但成本也将更低。类似地，工艺条件可能也需要构造具有三个催化材料的床的工艺。
本发明的实施方案还可能涉及催化材料的等温床。这种实施方案将涉及催化材料的床的主动冷却(active cooling)，例如通过与工艺气体或热传递介质(如熔融盐或大气空气)的热交换来冷却催化活性材料的床。
图6示出本发明的另一方面，该另一方面提供用于生产硫酸的车间。在该实施方案中，SO3主要在热交换器52和锅炉54中水合成H2SO4，然后被导引至冷凝器100，其中用冷却空气106将冷却的进一步氧化的工艺气体进一步冷却到硫酸露点温度以下，使得硫酸冷凝并且在硫酸线路102中被抽取，提供硫气体104，该脱硫气体104可能导引至用于释放至大气环境的烟囱(stack)。冷却空气106在冷凝器100中加热并且作为热空气108被抽取，其可能用于预热该未净化的工艺气体2。在图6的特定实施方案中，借助于辅助燃烧器96向该工艺提供额外的能量，其中辅助燃料94如液体丙烷气与空气92燃烧，用于提高预热的工艺气体34的温度，该预热的工艺气体34根据该实施方案已通过与热交换器110中的热空气，与热交换器40中的蒸汽，与氧化的工艺气体冷却器52中的进一步氧化的工艺气体的热交换而预热，并且在床间冷却器48中预热。热工艺气体可能进一步(如该实施方案中所示)与上游工艺气体组合，以便最小化在氧化的工艺气体冷却器52中水化SO3的冷凝的风险。在图3、4和5的实施方案中，使用锅炉54的有益效果是增加该工艺的最后部分的温度差值，稳定导引至冷凝器的进一步氧化的工艺气体中的温度。
实施例1
实施例1中例示了用于处理来自稳定操作冶金车间的含有3.42体积％SO2、12.53体积％O2、7.12体积％H2O的30,000Nm3/h尾气的设备(unit)。
组分补足(component balances)为惰性的，即N2、Ar和CO2。
表1示出用于根据现有技术的工艺中三个热交换器中的每一个的性能数据和所需热交换面积。
表1：根据现有技术的工艺
MTD：平均温度差值
表2示出用于本发明公开的工艺中五个热交换器中的每一个的性能数据和所需热交换面积。
表2：组合蒸汽/盐热管理
两种工艺设计具有35mbar的相同总工艺气体(壳侧)压降。
两种工艺布置所需的总热交换面积的比较显示本发明公开的工艺中总热交换面积比根据现有技术的工艺减小46％。
主要的减小来自氧化的工艺气体冷却器，其总面积从根据现有技术的工艺中的873m2降低至本发明公开的工艺中的250m2。该减小主要由本发明公开的工艺中36/28℃与根据现有技术的工艺中13℃的增加的温差导致。
由于更佳的温差，床间冷却器中的所需热交换面积也减小。
然而，在本发明公开的工艺中，工艺气体加热器的总面积从202m2增加至302m2。这一增加由温差从根据现有技术的工艺中的51℃减小至本发明公开的工艺中的35/37℃所导致。然而，在工艺气体加热器中增加的面积通过氧化的工艺气体冷却器的更大的面积减小来大大补偿。
实施例2
在实施例2中例示了用于处理来自冶金车间的浮动尾气(fluctuating off-gas)的设备。
1)40,000Nm3/h,0.5体积％SO2,13.4体积％O2,8.3体积％H2O
2)70,000Nm3/h,3.5体积％SO2,13.4体积％O2,8.3体积％H2O
3)100,000Nm3/h,6.0体积％SO2,13.4体积％O2,8.3体积％H2O
组分补足为惰性的，即N2、Ar和CO2。
由于上游熔炼炉工艺中的分批操作，进料气条件按小时计在上面所示的三个负载情况中各不相同。
进料气流速(虚曲线)和SO2浓度(实曲线)的时间变化的实例示于图6中。已进行整个硫酸车间的动态模拟。图8和图9示出硫酸冷凝器入口处的气体温度，其分别为根据现有技术的工艺，采用单独反馈控制和前馈和反馈控制的组合的情况。如图8所示，用反馈控制，不可能将硫酸冷凝器入口处的气体温度保持在300℃的最大操作温度以下。如图9所示，在用组合的前馈和反馈控制的情况中，气体温度一定程度地稳定并且保持在所需温度范围内。
图10示出根据本发明公开的工艺的硫酸冷凝器的入口处的温度(实线)。使用反馈控制控制在第二氧化的工艺气体冷却器入口处的气体温度。
可以看出，气体温度现在显著地稳定并且安全地保持在所需操作范围内，即便第一氧化的工艺气体冷却器外的温度有所变化(虚线)。通过对第一氧化的工艺气体冷却器外的温度使用组合的前馈和反馈控制，原则上可能获得进一步的改进。
Claims (15)
1.一种用于将未净化的工艺气体中的SO2转化为SO3的工艺，包含以下步骤：
a)通过与氧化的工艺气体进行热交换来加热所述未净化的工艺气体，提供加热的工艺气体，
b)使所述加热的工艺气体与在SO2至SO3的氧化中表现为活性的催化剂的第一区域接触，提供氧化的工艺气体，
c)通过选自对流、传导、辐射、气/气热交换中的一种或多种热传递过程或通过热传递介质促进的热交换，从催化活性材料的第一区域和所述氧化的工艺气体中的至少之一抽取反应热至所述未净化的工艺气体，
d)通过在锅炉中热交换来进一步冷却所述氧化的工艺气体，提供饱和的蒸汽和冷却的氧化的工艺气体，其中所述锅炉优选是接收水的进料的水管锅炉，
其中所述未净化的工艺气体、所述加热的工艺气体、所述氧化的工艺气体和冷却的氧化的工艺气体相对于硫酸是非冷凝的。
2.根据权利要求1所述的工艺，还包含以下步骤：
e)使所述氧化的工艺气体与另一个或另外多个在SO2至SO3的氧化中表现为催化活性的材料的区域接触，提供进一步氧化的工艺气体，
f)在一个或多个被构造为床间冷却器、反应器外部的热交换器或与催化剂接触的一体化热交换器的热交换器中，通过与位于催化活性材料的第一区域上游的所述工艺气体进行热交换，将所述氧化的工艺气体和/或所述进一步氧化的工艺气体冷却。
3.根据权利要求1或2所述的工艺，还包含以下步骤：在通过与氧化的工艺气体的热交换来加热工艺气体之前，通过与蒸汽流进行热交换来预热所述未净化的工艺气体，提供预热的工艺气体，其中所述蒸汽流优选为冷凝蒸汽。
4.根据权利要求1、2或3所述的工艺，还包含以下步骤：将位于催化活性材料的第一区域上游的工艺气体与再循环的温热的工艺气体混合。
5.根据权利要求1、2、3或4所述的工艺，其中在所述未净化的工艺气体与一种或多种所述氧化的工艺气体或所述进一步氧化的工艺气体之间的热交换有一部分是通过气/气热交换进行的。
6.根据权利要求1、2、3、4或5所述的工艺，其中在所述未净化的工艺气体与一个或多个所述氧化的工艺气体或所述进一步氧化的工艺气体之间的热交换有一部分是通过由热传递介质如熔融盐或油促进的热交换进行的。
7.根据上述任一权利要求所述的工艺，其中所述未净化的工艺气体在流速、压力和SO2浓度中的一种或多种参数上浮动。
8.根据上述任一权利要求所述的工艺，其中所述蒸汽的温度比所述冷却的氧化的工艺气体的H2SO4露点高至少10℃，优选高15℃。
9.根据上述任一权利要求所述的工艺，其中所述蒸汽的温度为至少200℃、优选240-310℃并且甚至更优选250-280℃。
10.根据上述任一权利要求所述的工艺，其中所述未净化的工艺气体含有相对于SO2过量至少2％的H2O。
11.根据上述任一权利要求所述的工艺，其中所述蒸汽的压力为30-100barg、优选40-80barg并且甚至更优选40-60barg。
12.根据上述权利要求5、6、7、8或9所述的工艺，其中加热的热传递介质通过与沸水或蒸汽的热交换来冷却。
13.一种用于生产硫酸的工艺，其包括根据权利要求1、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11或12中任一项所述的将SO2转化为SO3的工艺，和在通过与气体如工艺气体或空气的热交换来冷却的冷凝器中的硫酸的后续冷凝。
14.一种用于将工艺气体中的SO2转化为SO3的工艺车间，所述工艺车间包含：
热交换器，其被构造为通过在工艺气体和氧化的工艺气体和/或进一步氧化的工艺气体之间提供热接触，从而通过与所述氧化的工艺气体和/或所述进一步氧化的工艺气体进行热交换来加热所述工艺气体，
在SO2至SO3的氧化中表现为催化活性的材料的第一区域，和
锅炉，其被构造为在所述氧化的工艺气体已在所述热交换器中冷却之后，所述锅炉含有通过所述氧化的工艺气体和/或所述进一步氧化的工艺气体加热的蒸汽，所述锅炉的特征在于所述锅炉中的冷却的氧化的工艺气体是非冷凝的。
15.根据权利要求14所述的工艺车间，还包含热传递介质回路，所述热传递介质回路被构造为在一个或多个所述热交换器中提供热传递介质促进的热交换。
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