CN105209381A - 三氧化硫吸收热的回收 - Google Patents

Abstract

本发明提供一种用于硫酸的制造的接触工艺，其中通过将热从吸收酸转移给高压锅炉用水回收三氧化硫转化气体中的硫酸形成的蒸汽相热和硫酸中S03的吸收热，其中，将高压锅炉用水供应给余热锅炉，在那里，通过从二氧化硫燃烧气体转移热量形成蒸汽。

Description

三氧化硫吸收热的回收

发明领域

本发明涉及硫酸中的三氧化硫的吸收热的回收，和更具体地涉及一种方法，其中通过将热转移给锅炉用水，之后，将其转化为高压蒸汽回收很大部分的吸收热。

发明背景

用于制造硫酸的接触工艺在几个它的操作中是高度地放热的。在利用过量的氧气燃烧硫源，例如，元素硫、硫化氢、或金属硫化物，以便产生含有二氧化硫和氧气的气体中形成大量的反应热。进一步在二氧化硫至三氧化硫的催化转化中和在三氧化硫到包括硫酸的含水吸收液的吸收，以便提供硫酸的净生产中形成大量的能量。

在硫酸的制造中，通过使燃烧气体经过余热锅炉回收硫源的燃烧热，这一直是符合传统的。因为燃烧气体温度通常非常高，所以在余热锅炉内形成高压蒸汽，例如，在40至70巴。

回收二氧化硫到三氧化硫的氧化热，也是符合传统的。通常，使离开余热锅炉的燃烧气体经过包括几个连续的转换阶段的转化器，在每一个转换阶段中，使包括二氧化硫和氧气的气流越过用于转化反应的催化剂。为了回收二氧化硫到三氧化硫的氧化热，通常使离开催化转化器的转化气体经过另一个余热锅炉，蒸汽过热器和/或节热器，用于加热余热锅炉的锅炉用水。通常，将离开多阶段转化器的倒数第二阶段的转化气体送往层间吸收塔，在吸收塔中，气体中含有的SO₃被吸附到硫酸内，从而在转化器阶段中，增强用于SO₂到SO₃的转化的驱动力，其中，使气流从层间吸收器返回到所述转化器阶段。必须在进入层间吸收器之前冷却气体，可以在如上述提到的节热器中完成，和/或通过气体到气体的热交换器通道完成冷却，其中通过来自离开相同的或另一个转化器阶段的气流的转移热重新加热从层间吸收器返回的液流。将返回的气体重新加热到这种温度，即，在该温度下，可以在气体返回的转化器阶段中发生进一步的转化。

除了由硫的燃烧和二氧化硫到三氧化硫的氧化形成的热之外，通过将来自转化气体的三氧化硫吸收到硫酸液流，用于从SO₃生产硫酸形成能量的大量增加。直到二十世纪八十年代，热量的这种增加，其代表接触硫酸工艺中形成的总热的大约25％，被浪费到大气中或仅被用于低水平应用如集中供热。通常，在大约110℃，更通常地大约80℃的最大进口温度下操作由不锈钢构建的吸收酸冷却器。

美国专利4,576,813和4,670,242描述工艺，其中可以操作SO₃吸收器和吸收酸冷却器，以便通过将离开吸收器的硫酸液流的强度维持在98.5％或更高的浓度下，优选地99％或更高，和在其中由适当地选择的Fe/Cr合金构建由酸弄潮湿的热转移表面的热交换器中回收吸收热，将冷却流体加热到120℃或更高的温度。

在美国专利号4,576,813和4,670,242描述的工艺中，在干空气中燃烧硫，以便产生含有过量的氧气的干燥的具有SO₂的气体流，和使SO₂气流经过转化器，以产生干燥的具有SO₃的气体流，将其送往吸收塔，在那里，使其与硫酸接触，用于SO₃的高温吸收。使来自高温塔，通常被称为“热回收塔”的吸收酸通过外部壳管式热交换器循环，交换器包括由适当的Fe/Cr合金构建的管。在热交换器中，将热转移给热转移流体且以有用的形式回收热。在美国专利号4,576,813和4,670,242描述的工艺的商业实施中，从吸收酸转移的热形成可用于发电和/或同等工艺操作(co-ordinateprocessoperation)的中压蒸汽。

通常，高温吸收器起层间塔的作用，使SO₃-耗尽的SO₂气流从层间塔返回到进一步的转化器阶段，以便产生进一步的SO₃转化气流，然后，将其送往最终的吸收塔。为了最大化SO₃回收和最小化硫酸薄雾，通常在相对适度的温度下，例如，大约80℃操作最终的吸收塔。

美国专利号5,118,490描述从“潮湿的气体”回收SO₃吸收热。参考公开通过从热回收吸收系统(HRS)酸转移热，用于加热锅炉用水的选择。可以在热交换器19中，通过离开中压锅炉15的HRS酸预先加热用于热回收系统锅炉15的锅炉用水。可以通过在HRS锅炉15和用于预先加热高压锅炉用水的另一个热交换器21之间分开离开高压吸收器的酸流，利用高温HRS酸加热用于二氧化硫燃烧气体余热锅炉的锅炉用水。优选地，在大于200℃(392℉)的温度下，HRS酸离开吸收器，和优选地，在HRS锅炉15中，形成大于等于450kPa的蒸汽。在其他实施方案中，’490专利公开，可以连续地操作热交换器15和21，在这种情况下，酸通常首先流经交换器21。

美国专利号5,130,112描述其中在吸收之前，通过将蒸汽喷射到SO₃转化气流中增强从SO₃吸收操作回收的能量的工艺。在蒸汽喷射之后，优选地，使转化气体在进入吸收器之前经过节热器，更优选地，冷凝节热器。使离开HRS锅炉107的大多数HRS酸作为用于HRS吸收区域133的吸收酸循环，但是作为补偿从最终吸收回路提取的产物酸的补充，将部分137转移给最终的吸收器157。后面的部分连续地经过热交换器139和141，其中在每一个中，进一步通过将热转移给锅炉用水冷却顺流酸部分。在热交换器141中，将用于HRS锅炉和SO₂燃烧气体余热锅炉的锅炉用水预先加热到131℃(268℉)。离开交换器141的锅炉用水经过除气器165和然后在HRS锅炉和余热锅炉之间分开。流向HRS锅炉的部分经过热交换器139，在那里，通过从顺流HRS酸部分转移热将其加热到184℃(363℉)。其他部分(在138℃；280℉)流经热交换器155，在那里，通过从末级转换气体转移热将其加热和然后流经冷凝节热器131，在那里，通过从第三阶段转化气体转移热将其进一步加热。

美国专利号4,996,038描述其中可以将稀释水作为蒸汽添加到可选地塔内的循环酸中的工艺。美国专利号4,996,038和美国专利号5,538,707描述吸收塔中的热回收，其中吸收塔包括初级吸收区域，首先，将SO₃气流引入到初级吸收区域内和第二吸收区域，在初级区域之上，在其中，冷却气流和回收残留的SO₃。通过从经过层间工艺的最终吸收塔循环的酸转移热和通过从经过干燥塔循环的酸转移热，在相对低的温度下预先加热锅炉用水。

PCT申请WO2011/139390描述硫酸制造工艺，其中将增加的水蒸气的部分引入到进入高温吸收器的SO₃转化气体，从而将水蒸汽与三氧化硫的摩尔比增加到0.40或更高。水蒸气的引入增加中压蒸汽的数量，其中，可以通过从离开热回收系统锅炉的吸收酸转移热产生的每吨硫酸形成中压蒸汽。这个申请也讨论通过将吸收酸送往用于加热和/或使锅炉用水脱气的一个或更多辅助热交换器，从离开热回收系统锅炉的吸收酸提取进一步的能量的选择。将锅炉用水加热到通常在180℃(356℉)的范围内的温度，但是在热回收系统锅炉中提取大部分吸收热，因而，限制可以通过从锅炉的下游吸收酸转移热加热锅炉用水的程度。

发明概要

在本发明的某些和多个优选的实施方案的目标之中，是在相对高的温度下，回收硫酸中三氧化硫的很大部分吸收热，和，更具体地，以高压蒸汽的形式回收很大部分吸收热；和在仅包括单一吸收系统的接触硫酸制造设施中，在高温度下回收吸收热。

本文公开的是用于制造硫酸的工艺，其中在主要的热回收吸收区域中，使包括三氧化硫的源气与包括液体硫酸的三氧化硫吸收酸液流接触，从而将三氧化硫从源气转移给吸收酸液流和通过吸收热加热吸收酸液流。在相对于锅炉用水液流和吸收酸液流的流动串联的热交换器的阵列中，将热从吸收酸液流转移到锅炉用水液流，和相对于阵列，吸收酸液流和锅炉用水液流相反地流动。允许锅炉用水液流在串联的两个连续的热交换器之间的锅炉用水流程中的减压区中闪蒸，从而在减压区中形成蒸汽和冷却锅炉用水液流。将减压区中形成的蒸汽与冷却的锅炉用水蒸汽分离，和以有用的形式从减压区中形成的蒸汽回收能量。使冷却的锅炉用水液流加压且将其转移给串联的另一个热交换器，该另一个热交换器相对于锅炉用水的流动，在减压区的下游。通过从吸收酸转移热在另一个热交换器中加热加压的锅炉用水。在前述的热交换器的阵列的外部和相对于锅炉用水的流动的另一个热交换器的下游的锅炉中，从加压的液体水流形成在至少40巴的压力的蒸汽；和使吸收酸液流从串联的热交换器循环回到热回收吸收区。

本文进一步公开的是用于硫酸的制造的工艺，其中，在初级热回收吸收区域中，使包括二氧化硫的源气与包括液体硫酸的三氧化硫吸收酸液流接触，从而将三氧化硫从源气转移给吸收酸液流和通过吸收热加热吸收酸液流。将热从吸收酸液流转移给锅炉用水液流；和之后，从加热的锅炉用水液流形成在至少40巴的压力的蒸汽。以在锅炉中形成的、具有至少40巴的压力的蒸汽的形式回收热回收吸收区形成的至少大约60％、75％、85％、90％、95％或97％的吸收热。

还公开的是用于硫酸的制造的工艺，其中在初级热回收吸收区域中，使包括三氧化硫的源气与包括液体硫酸的三氧化硫吸收酸液流接触，从而将三氧化硫从源气转移给吸收酸液流和通过吸收热加热吸收酸液流。将热回收吸收区中形成的至少60％、75％、85％、90％、95％、或97％的吸收热转移给锅炉用水液流；和使锅炉用水加压到至少40巴。

还有进一步公开的是用于硫酸的制造的工艺，其中在初级热回收吸收区域中，使包括三氧化硫的源气与包括液体硫酸的三氧化硫吸收酸液流接触，从而将三氧化硫从源气转移给吸收酸液流和通过吸收热加热吸收酸液流。将热从吸收液体转移给锅炉用水液流，从而将所述锅炉用水液流加热到至少400℉的温度。

本公开进一步涉及用于硫酸的制造的工艺，其中在含有过量的氧气的气体中燃烧硫，以便产生包括二氧化硫和氧气的燃烧气体。使燃烧气体经过余热锅炉，其中在大于40巴的压力下，通过将热转移给锅炉用水液流，用于蒸汽的形成，回收燃烧的热。使燃烧气体与串联的催化转化区中的催化剂接触，用于二氧化硫到三氧化硫的转化，从而产生包括三氧化硫的转化气体。在热回收吸收区中，使转化气体与包括液体硫酸的三氧化硫吸收酸液流接触，从而将三氧化硫从源气转移给吸收酸液流和通过吸收热加热吸收酸液流。将热从吸收酸液流转移给锅炉用水液流。之后，在至少40巴的压力下，将锅炉用水液流从加热的锅炉用水液流转移给余热锅炉，用于蒸汽的形成。以在锅炉中形成，具有至少40巴的压力的蒸汽的形式，回收热回收吸收区中形成的至少大约60％、75％、85％、90％、95％或97％的吸收热。在没有进一步接触用于将二氧化硫转化为三氧化硫的催化剂的情况下，从工艺排出离开热回收吸收区的气流中含有的剩余的二氧化硫。

将在下文部分地显示和部分地描述其他目标和特征。

附图说明

图1是实施本发明的优选的实施方案的接触硫酸工艺的工艺侧示意流程图，其中大体上以高压蒸汽的形式回收所有SO₃吸收热，流程图显示热回收系统(HRS)吸收器、燃烧空气干燥塔、用于将吸收热转移给用于二氧化硫燃烧气体余热锅炉的锅炉用水的热交换器的阵列之间的吸收酸的循环；

图2是图1的优选的实施方案的锅炉用水和蒸汽侧示意流程图；

图3是结合图1和2的流程图的示意性流程图；

图4是图1和2的工艺的修饰形式的工艺侧的示意性流程图；

图5是图5的优选的实施方案的锅炉用水和蒸汽侧示意性流程图；

图6是关于本发明的可替换的实施方案，可与图1相比的工艺侧示意性图，其中在HRS锅炉中的中压蒸汽的形成和用于SO₂燃烧气体余热锅炉的锅炉用水的加热之间分开在HRS吸收系统中形成的热。

图7是关于图6的工艺的锅炉用水和蒸汽侧示意图；和

图8是结合图6和7的流程图的示意性流程图。

优选实施方案描述

根据本发明，提供工艺，通过该工艺，在高的温度下，优选地以高压蒸汽的形式，例如，在40至70巴下回收硫酸中三氧化硫的很大部分的吸收热。

优选地，工艺包括在接触硫酸厂中制造硫酸。尽管现有技术硫酸工艺以高压蒸汽的形式回收某些部分或剩余的SO₃吸收能量，但是本领域聚焦在通过在HRS锅炉内形成中压蒸汽回收吸收热。

在本发明的工艺的优选的实施方案中，在显著地比可能来自HRS锅炉形成的蒸汽高的温度下回收大部分吸收热。因为在高温SO₃吸收器中获得的最大的吸收酸温度通常在450°至500℉的范围内，所以在HRS锅炉中获得的最大的蒸汽压力通常在9-15巴的范围内。通过吸收热，和在蒸汽喷射的情况下，吸收热、硫酸的蒸汽相形成热、和相对于酸的流动的冷凝热的总和、吸收效率，和可能地通过锅炉管的强度、耐蚀性和成本HRS限制吸收酸的温度，和因而HRS锅炉内形成的蒸汽的压力。

相反，硫的燃烧中达到的温度的范围通常超过2000℉，和容易地通过使燃烧气体经过余热锅炉形成具有在40至70巴范围内的压力的蒸汽。通过将热从HRS酸转移给用于这个或另外的高压锅炉的锅炉用水，可以以高压蒸汽的形式回收吸收热、硫酸的蒸汽相形成热、和冷凝热。尽管通常不能通过从吸收酸转移热，将锅炉用水加热至超过400℉-440℉的温度，但是以高压蒸汽的形式回收因而转移的热，通常在40至70巴下，即，在最终将加热的锅炉用水送到其中的锅炉内形成高压蒸汽。由于通过从吸收酸转移热提供的锅炉用水温度的增加，减少余热锅炉上的显热负荷，所以增加在特定的高压锅炉热转移表面上形成的蒸汽的量，和/或可以增加压力，在该压力下，在特定的锅炉水供给速度下以工业规模形成蒸汽。因此，可以在远超过可以利用直接地用于形成中压蒸汽的HRS酸获得的压力下，以有用的形式回收吸收的能量，和在蒸汽的喷射的情况下，硫酸的蒸汽相形成热和冷凝热。

根据本发明，优选地，SO₃吸收的热用于将锅炉用水预加热到至少大约400℉的温度，通常，进一步通过从一种或更多SO₃转化气流转移热加热加热的锅炉用水，和最后，将加热的供给水引入高压锅炉，优选地，在那里，在至少大约40巴的压力下形成蒸汽。更优选地，从HRS酸转移热将锅炉用水加热至至少大约375℉、390℉、400℉、410℉、420℉或425℉400的温度。

可选地，可以在高压锅炉如用于SO₂燃烧气体的余热锅炉，和其中在达到大约10巴的压力下形成蒸汽的传统的HRS锅炉之间分开锅炉用水。有利地，将所有的锅炉用水转移给高压锅炉。在任何情况下，优选地，以具有至少大约40巴的压力的蒸汽的形式回收至少60％、75％或85％的吸收热。更优选地，以具有至少大约40巴的压力的蒸汽的形式回收至少大约90％、至少大约95％或至少大约97％的吸收热。甚至更优选地，以具有大于等于50巴的压力，例如，在50和70巴之间的蒸汽的形式回收至少60％、75％、85％、90％、95％或97％的吸收热。

在潮湿的气体硫酸厂，或其中将水蒸汽喷射到热回收吸收区的上游的SO₃转化气体中的任何厂中，通过硫酸的蒸汽相形成热，和热回收吸收区中水和硫酸从汽相到酸相的冷凝热增加吸收酸中回收的能量。在这样的操作中，本发明的工艺能够以大于等于40巴蒸汽或大于等于50巴蒸汽的形式，回收硫酸的形成的蒸汽相热、SO₃吸收能量和冷凝热的总和的至少大约60％、75％或85％，更优选地至少大约90％或至少大约95％。可以以大于等于40或大约等于50巴蒸汽加上应用于有用目的(如提供用于喷射到在如下面描述的热回收吸收区或上游的转化气体的蒸汽来源)的低压蒸汽的组分的组合回收甚至更高的百分比的这种能量，例如，大于97％或大于99％。

以大于等于40巴蒸汽的形式，最大回收吸收能量，或吸收加冷凝能量的一个阻碍是HRS酸和高压锅炉用水之间的可能不充分的温差(Δt)。因为在热回收吸收区中可以将吸收酸升高到的最大的温度通常不会大于大约500℉，更通常地不超过大约450℉，但是，通过从吸收酸转移热，将锅炉用水加热到高于大约420℉或430℉的温度，这是不可能的。

因而，相对于在热回收吸收区中可以将吸收酸升高到的最大温度，可以通过余热锅炉的体积锅炉水流动需要限制可以通过转移给锅炉用水回收的吸收热的程度。然而，理论上来说，吸收能量的形成速度，或吸收加硫酸冷凝能量可能足够将需要体积的锅炉用水加热到相对高的温度，吸收能量、必须的酸流动、建筑材料等等的考虑可能阻碍吸收酸它自身加热到高到足以提供令人满意的Δt的温度，用于在理论上以其他方式获得的温度下将热转移给锅炉用水。在其中通过以水蒸汽的形式提供稀释水(SO₃反应水)增强SO₃吸收系统中的能量形成的本发明的优选的实施方案中，这个问题是特别严重的。例如，在图1所示的工艺中，其中以喷射的蒸汽或喷射的蒸汽加上来自进口燃烧空气的湿气(成为吸收酸循环一体的干燥塔中冷凝的)的形式供应几乎100％的蒸汽水，硫燃烧器中的热形成的速度大致是HRS吸收器中的热形成的速度的两倍。基于这种关系，如果运送所有的吸收热，以便增加用于余热锅炉的锅炉供水的显热，那么用水中理论上的温度升高是大约395华氏温度。通常，可用的锅炉用水在70°F至100℉。假设85℉，这意味着，如果转移所有的HRS热(吸收+冷凝)，以便增加用于余热锅炉的供水的显热含量，那么锅炉用水温度将需要升高到480℉，其将在靠近其中影响热转移的热交换器的锅炉供水出口需要负的Δt，或最好非常小的正的Δt，其将相当于浪费大的热转移表面面积。

甚至面对这些约束条件时，如果在热回收体制中的中压蒸汽的形成上，锅炉用水的加热是特定优选的，如根据本发明的工艺优选，可以在高压锅炉用水中回收非常大比例的吸收热，或吸收加上蒸汽相硫酸形成加上冷凝热。

然而，在本发明的进一步优选的实施方案中，基本上可以以独特设计的热转移体制回收所有的吸收和冷凝热，在热转移体制中，在相对于锅炉用水流和酸液流的流动串联的热交换器阵列中，将热从吸收酸液流转移给锅炉用水液流，和酸液流和锅炉用水相对于该阵列相反流动。单独地，遍及热转移的过程，这些热交换器串联大体上可以维持正的Δt，但是不一定确保85％、90％、95％、或97％的吸收热，或特别是吸收加上冷凝热的转移，或不一定确保商业可用的热转移表面面积上的这样的定量的转移。

在本发明的还有的进一步优选的实施方案中，已经发现了，可以通过允许在热交换器串联中的两个连续的热交换器之间的锅炉用水流程中的减压区，通常闪蒸罐或除气器，优选地充分地隔热的，闪蒸锅炉用水液流，实现用于以高压蒸汽的形式回收吸收能量的适当Δt。闪蒸锅炉用水形成可以用于有用的目的的适度部分的蒸汽，和在闪蒸罐或其他减压区中冷却锅炉用水液流。通过适当选择除气器、闪蒸罐或其他较低压力区中维持的压力，可以将锅炉用水液流冷却至这样的水平，即，通过剩余的交换器阵列保存正的和经济上可行的Δt，在交换器中，以接近100％的高水平热回收，将吸收热或(吸收+冷凝)热从HRS吸收酸转移给锅炉用水。

使减压区中闪蒸的蒸汽与冷却的锅炉用水液流分离和使后者加压，以便在引入到高压锅炉内之前，通常和优选地其中通过从接触硫酸设施的SO₂燃烧气体转移热形成蒸汽的余热锅炉，进一步加热。

应该明白，在这些实施方案中，优选的是，锅炉用水和吸收酸与热交换器的阵列相关相反流动，也就是，优选的是，相对于阵列包括的热交换器串联存在对流。也可以在每一个热交换器中期望对流，但是这是第二考虑。在典型的多通道壳管式热交换器中，流动模式是复杂的，和经常不能容易地分为对流或并流。

通常，在连续地包括多个催化转化阶段的转化器中产生转化气体。在本发明的特别优选的实施方案中，仅将最后阶段转化器气体送往吸收器。在这样的实施方案中，仅存在一种吸收气体流，和没有将离开热回收吸收区的气体送往任何进一步的催化转化区，用于离开热回收吸收区的气体中含有的残留的二氧化硫到三氧化硫的进一步的转化。反而，这种液流变成具有SO₂的尾气，直接地或最终从硫酸制造工艺去除该尾气。

通常，送往热回收吸收区的转化气体流含有至少3体积百分比，更典型地，至少4体积百分比，更典型地在大约5和大约12体积百分比之间的三氧化硫。在热回收吸收区的高温条件下，某些残留的二氧化硫停留在离开热回收区的气体中，和基本上利用硫酸蒸汽使气体饱和。因而，不管只有最终的转化器阶段气体经受吸收，或工艺包括单一吸收系统或层间吸收器和最终的吸收器，优选地，使离开热回收吸收区的气体经过第二吸收区，在那里，气体与第二吸收酸液流接触，用于冷却气体流，冷凝硫酸蒸汽，和通过吸收回收残留的三氧化硫。第二吸收区的适当的操作在遏制来自工艺的尾气的酸雾形成中做出进一步的贡献。

来自硫酸制造工艺的尾气不可避免地含有某些残留的未反应的二氧化硫，通常，通过质量管理规格标准限制它的可允许的排放。在仅使用单一的吸收系统的地方，无论系统仅包括热回收吸收区或连续的热回收吸收区和第二吸收区，来自工艺的尾气可以含有比层间工艺的尾气稍微高的二氧化硫含量，在层间工艺中，在气体进入最终的转化器阶段之前，通过在硫酸内吸收去除三氧化硫，进一步向结果驱动平衡氧化反应。然而，不管工艺包括层间吸收器或仅包括单一吸收系统，在渐增的限制性管理约束条件内控制尾气的二氧化硫含量可能是困难的。此外，即使满足排放标准，尾气中二氧化硫的存在代表硫的产量的牺牲。

因而，在本发明的多个优选的实施方案中，将未反应的二氧化硫污染的尾气送往用于在SO₂吸收和汽提回路中回收二氧化硫的工艺。进一步根据本发明，可以将二氧化硫回收系统与接触硫酸制造设施结合，其中，在高温下，和更具体地，以高压蒸汽的形式回收大部分的三氧化硫吸收能量。例如，可以从吸收酸转移热，以便提供用于从SO₂吸收液体汽提SO₂的热源和可以将热从产生的再生的二氧化硫吸收媒介转移给锅炉用水。但是为了最大化以高压蒸汽形式或另外在高温下，回收能量，可能优选的是放弃将热从吸收酸转移给SO₂回收系统，但是有利地是通过将热转移给锅炉用水，例如，通过冷却离开SO₂汽提柱的再生吸收媒介，从SO₂回收系统输入能量。可以将用于这样的责任的热交换器与热交换器的阵列相结合，在热交换器阵列中，将热从吸收酸转移给用于高压锅炉的锅炉用水，如用于从二氧化硫燃烧气体回收能量的余热锅炉。然而，相对于本文明确的目的，应该注意，即使完全地将用于从SO₂工艺液流转移热的热交换器与用于将热从HRS酸转移给锅炉用水的热交换器串联结合，不可将用于将热从SO₂回收工艺液流转移给锅炉用水的热交换器认为是用于将热从HRS酸转移给锅炉用水的热交换的阵列的成员，如本文使用术语“阵列”。

图1所示的是相对于以高压蒸汽的形式，在高温SO₃(HRS)吸收系统中回收吸收热和冷凝热的本发明的优选的工艺。

环境空气1通过进气口过滤器3流入空气干燥塔5的底部上的进气口，在那里，通过与塔内气体液体接触区5.1中的浓硫酸接触从空气去除湿气。在图1的工艺中，如本文下面进一步描述的，通过干燥塔循环的浓缩的酸包括来自HRS吸收器的吸收酸，在排列的串联的热交换器中，通过将吸收热转移给锅炉用水冷却酸，所以吸收酸和锅炉用水相对于串联交换器相反通过。

通过压缩机8压缩离开干燥塔5，在150-170℉的温度下的干燥的空气7，且送往硫燃烧器13。空气的压缩将其显著地加热到，也就是，250°至350℉的温度。将熔融硫喷洒到硫燃烧器内，在燃烧器内，其与以这样的速度(即，相对于进入燃烧器的硫流量，空气的氧气组成是化学计量过量的)流动的压缩空气11接触。硫与空气的氧气反应，以便产生包括二氧化硫、氮气和未反应的氧气的燃烧气体。SO₂燃烧气体以2150至2250℉离开硫燃烧器，和之后，通过将热转移给余热锅炉15中的锅炉用水，被冷却至700-820℉的温度。

离开余热锅炉15的燃烧气体流向转化器17，进入第一转化器阶段17.1，和在其中，与用于通过与气体的氧气组分反应，将二氧化硫氧化成三氧化硫的催化剂接触。二氧化硫到三氧化硫的氧化也是高度地放热的，所以，离开第一转化器阶段17.1的转化气体19通常在1100°至1150℉的温度。使第一阶段转化器气体19经过过热器21，在那里，将热从转化气体转移给来自如下面描述的余热锅炉的高压蒸汽，从而将转化气体冷却至大约775°至825℉。除了转化热的回收之外，冷却气体为第二催化转化器阶段17.2中SO₂至SO₃的进一步的转化建立更有利的平衡，其中转化气体从过热器21流向第二催化转化器阶段17.2。

在925°至975℉的温度下，离开第二转化阶段17.2的转化气体23流向另一个过热器25，在那里，将热从气流23转移给来自如下面描述的余热锅炉的高压蒸汽。将通常在775℉至825℉的温度，离开过热器25的第二阶段转化气体送往转化器17的第三和最后的催化转化器阶段17.3，用于SO₂至SO₃的进一步转化。再次，在阶段17.3之前冷却气体为进一步转化为SO₃提供更有利的平衡。第三阶段转化气体27通常以820°至860℉的温度离开转化器，和经过节热器29，在那里，将热从转化气体转移给用于余热锅炉的锅炉用水，如下面进一步描述的。将离开节热器29的转化气体送往热回收吸收系统。通过节热器的转化气体的通道通过350至420华氏温度将气体温度从在大约820°和大约860℉之间的范围减少至，也就是，范围在大约430°和大约490℉之间的温度。

优选冷却离开最终的转化阶段的气体，因为难以利用进入区域的过量的热转化气体实现热回收吸收区的令人满意的操作。如果气体以过高的温度进入，那么在吸收区的气体入口端可能发生硫酸的很差的吸收和蒸发，接着是向着吸收区的酸进口端的骤冷却和大量的含硫薄雾形成。在余热锅炉15中，以高压蒸汽的形式回收节热器29中转移的能量。

将430°至490℉和0.6至0.8巴量规的最终阶段转化气体30引入到蒸汽喷射容器31内，在那里，以最优选地大约0.80至大约0.90的它的三氧化硫含量的化学计量比将低压蒸汽引入到气流中。蒸汽的喷射导致SO₃和水的蒸汽相反应，以便形成硫酸蒸汽。在其他实施方案中，转化气体可以保持干燥，或可以仅仅将较少部分的水蒸汽喷射到气体内。然而，水蒸汽的喷射显著地增加可以在SO₃吸收系统中回收，和，更具体地，最终可以以高压蒸汽的形式，或另外在高温下回收的能量的量。除了SO₃和水形成硫酸的反应热之外，水蒸汽到转化气体的喷射提供蒸汽相硫酸的冷凝热和未反应的水蒸汽的冷凝热的回收。通常优选的是，以足够将气体的当量水蒸汽含量增加到离开热回收吸收区的气体中的每摩尔总的当量三氧化硫气体含量至少大约0.40摩尔的比例，将水蒸汽喷射到热回收吸收区的上游的转化气体内。更优选地，以足够将气体流的当量水蒸汽含量增加到每摩尔离开热回收吸收区的气体的总的当量三氧化硫含量至少大约0.55摩尔，还有更优选地0.60摩尔，仍然更优选地至少大约0.70摩尔，和最优选地至少大约0.80摩尔的比例引入水蒸气。

如本文使用的，“当量三氧化硫”是自由的三氧化硫含量加上由三氧化硫和水的蒸汽相反应产生的硫酸的总和；和“当量水蒸气”是自由的水蒸气和由三氧化硫和水蒸汽的蒸汽相反应产生的硫酸的总和。

在用于图1所示的实施方案的典型的材料平衡中，喷射水蒸气，以便提供用于从三氧化硫形成硫酸的85％反应水，干燥塔酸回路与吸收酸回路的结合通过干燥塔5中的燃烧气体的潮湿的吸收，提供所有的或基本上所有的剩余的反应水。因而，回收几乎100％的反应的水的冷凝热，加上来自硫酸的冷凝热的重要的另外的能量。无论如何，在图1的工艺中，水蒸汽的注入和通过SO₃和水蒸汽的反应的硫酸的合成的蒸汽相形成通常将离开喷射容器31的转化气流加热至通常范围在570°至650℉内的温度。将这种气流引入到靠近热回收吸收塔33的底部，在热回收吸收区33.1下面的气体进口。优选地，热回收区33.1包括用于促进汽相和液相之间的质量转移的工具，如填料盒(packing)或托盘。在热回收吸收区中，在大约370℉和大约450℉之间的温度下和99.0％至99.4％的浓度，使气流与进入热回收吸收器的吸收酸35接触，通常吸收塔。吸收酸进入热回收区的顶部和与气体流相反，通过区域向下流动。热回收区中吸收酸和气体的接触导致SO₃到液相的吸收，硫酸蒸汽从气相到液相的冷凝，和水蒸汽从气相到液相的冷凝。也将显热从气相转移给液相。

如图1所示，优选地，热回收塔33也包括第二吸收区33.2，在那里，使离开初级(热回收)吸收区的气体与引入到第二吸收区33.2的顶部的第二吸收酸液流37接触且通过那里，与向上流动的气体流相反地向下流动。第二吸收区也包括用于促进酸相和液相之间的质量转移的填料盒和其他工具。第二吸收酸37进入通常范围是120°至160℉的温度的第二吸收区。离开初级吸收区的气体流与第二吸收区中的第二吸收酸的接触导致从离开初级区域的气体吸收残留的SO₃，和冷却气体流，导致硫酸蒸汽到第二吸收酸的进一步冷凝。第二吸收酸离开第二吸收区的底部和优选地，与进入第二区的底部和初级区的顶部之间的热回收塔的吸收酸结合，以便形成组合的酸液流，其起用于热回收吸收区的初级吸收酸的作用。

离开第二吸收和冷却区33.2的顶部的气流经过硫酸除雾器39和作为尾气40从工艺离开。可选地，可以在包括吸收和汽提回路的二氧化硫回收工艺中，从尾气回收二氧化硫，反过来，可选地，可将该工艺与本文描述的SO₃吸收热回收工艺结合。来自除雾器39的酸可以便利地向下逆流到热回收吸收塔且与第二吸收酸混合。

从硫酸的形成的蒸汽相热，吸收热，冷凝热，和显热转移，将离开热回收吸收区的富集的吸收酸36加热到在大约450℉和大约490℉之间的温度。来自热回收吸收区的热的吸收酸连续地流经热交换器的阵列，其中，将热转移给用于余热锅炉15的锅炉用水。锅炉用水通常也连续地流经交换器的阵列，吸收酸和锅炉用水基本上相对于串联交换器相反地流动。

在酸侧，离开热回收区33.1进入热回收塔33的井内的富集的吸收酸36流向HRS酸循环泵41的进口侧，首先，从那里，将其送往HRS节热器43，在那里，通过将热转移给热的锅炉用水，通常通过在大约20和大约40华氏温度之间，将酸从范围在450°至490℉的温度冷却至范围在400°至440℉的温度，从而通常通过150至210华氏温度，将热的锅炉用水从接近于环境的沸点或稍微高点加热到范围在420°至460℉的温度。

离开第一热交换器(节热器)43，酸液流经过第二HRS热交换器45，在那里，通过将热转移给锅炉用水，通常通过在20和大约40华氏温度之间，进一步将酸从范围在大约400°和大约440℉的温度冷却至在大约370°和大约410℉之间的温度，和在那里，在接近于它的周围沸点的温度范围内加热锅炉用水。

在初级吸收酸再循环液流35和向前的酸流动液流51之间把离开第二热交换器45的酸分开。将向前的酸流动液流51送往第三热转移系统53，其通常可以包括多个热交换器，尽管并非所有的这些热交换器一定用来将热从吸收酸转移给锅炉用水，和因此，任何那些不在为了稍后的目的串联的安排的定义的热交换器阵列的外部。如图1所示，第三热转移系统包括锅炉用水预热器55和57，也就是，在这种情况下，这些热交换器中的每一个是定义的阵列的部分。向前的酸流动液流51首先流经交换器55和然后经过交换器57，而锅炉用水首先经过交换器57和然后经过交换器55。在预热器55中，通常通过在150和200华氏温度之间，将酸从在370°和大约410℉之间的温度冷却至范围在大约190°和大约240℉之间的温度，从而将锅炉用水从在大约175°和大约215℉之间的温度加热到在大约220°和大约260℉之间的温度。在热交换器57中，通常通过60至80华氏温度，将离开用水预热器55，范围在190°至240℉的温度的酸冷却至范围在130°至160℉的温度，从而通过在大约30和大约50华氏温度，将锅炉用水加热至范围在大约120°和160℉之间的温度。

在第三热转移系统53的下游，将HRS酸液流分开，以便提供产物酸液流、用于再循环到第二吸收区33.2的第二吸收酸液流、和用于循环到干燥塔5的第三液流，用于来自燃烧空气液流1的水分的吸收。优选地，以将向前流动液流51送往到共同的容器开始HRS酸的分开，也就是，如图1所示的共同的酸泵槽59，其也接收从干燥塔5返回的干燥塔酸。将通过共同的酸泵60从共同的酸泵槽提取的产生的混合物分开，以便产生返回到热回收吸收器33的第二吸收区33.2的第二吸收酸液流37，被送往干燥塔的干燥塔酸供给液流61和从工艺去除的产物酸液流63。

通常，共同的泵槽59中的酸的温度在140°至180℉的范围内。通常，通过在干燥塔5中，来自燃烧空气的水蒸汽的吸收热，通过大约三华氏温度加热在泵槽的温度下的干燥塔酸液流61。在图1所示的实施方案中，使用过的干燥塔酸65，通过来自燃烧空气的水蒸气的吸收稀释，返回到泵槽。

在包括产物酸冷却器67的第四热转移系统中，通过将热转移给锅炉用水，通常通过大约40至70华氏温度将产物酸63从泵槽温度冷却至范围在80°至115℉的温度，从而将锅炉用水从通常在环境下或适度升高到环境之上的温度加热到5至15华氏温度更高的温度。

在图1的实施方案中，在包括第二吸收酸冷却器69的第五热转移系统中，进一步通过将热转移给锅炉用水冷却从泵槽返回到第二吸收区的第二吸收酸。在这样的实施方案中，通常通过大约5至15华氏温度，将第二吸收酸，例如，从范围在155°至165℉的温度冷却至范围在120°至160℉的温度。在这样的实施方案的实施中，吸收酸流动是平行的，而不是相对于第四和第五热转移系统串联的。但是热交换器67或69中的一个成为串联的交换器阵列的部分，串联中的每一个进一步包括交换器57、55、45和43。这些重叠的串联的每一个中的锅炉用水和吸收酸的流动相对于包括阵列的热交换器串联是相反的。

图2图示图1的工艺的实用侧，也就是，其中加热锅炉用水和从锅炉用水形成蒸汽的工艺侧。通过低压力锅炉用水泵73，将在环境下或稍微超过环境的锅炉用水71，通常在70°至100℉送往在通常在25至100psig的压力下的工艺的实用侧。然后，使锅炉用水经过第四热转移系统的产物酸冷却器67，在那里，通常通过从HRS酸转移热，通过5至20华氏温度，将其加热到范围在90°至115℉内的温度。然后，将离开冷却器67的加热的供水送往第五热转移系统的第二吸收酸冷却器69，在那里，例如，通过从HRS酸转移热，通过5至15华氏温度进一步加热，和通常范围在95°至120℉内的温度下离开交换器。尽管在图1所示的工艺的实施方案中，第四和第五热转移系统在酸侧是平行的，但是它们在图2所示的锅炉用水侧是串联的。

然后，离开第二吸收酸冷却器69的锅炉用水进入第三热转移系统53。如上述讨论的，系统53通常可以包括多个热交换器。然而，在实用侧，并不是所有的这些热交换器一定用来将热从吸收酸转移给锅炉用水。例如，如图1和图2所示，在根据工艺的吸收和汽提回路中，如在悬而未决和共同授让的，2012年5月2日提交的美国专利申请出版物号US2012/0107209A1、美国临时专利申请连续号61/641,833(代理人案号ENV10308)，和2013年3月15日提交的美国临时专利申请连续号61/793,571(代理人案号ENV10309)，其中明显地，每一个以参考方式并入本文，可以将锅炉用水回路与用于从源气回收二氧化硫的工艺结合，例如，来自热回收塔33的尾气中的二氧化硫。在这些工艺的每一个中，通过使气源与包括用于二氧化硫的吸附剂的水吸收媒介接触，从气体如SO₃吸收器尾气或其他二氧化硫来源回收二氧化硫，以便产生SO₂富集的吸收液体，和之后，在用于SO₂的解吸和回收的汽提塔中加热吸收液体。

因而，如图2所示，锅炉用水和向前的酸流动液流相反地经过热交换器57和55，但是，在这些两个交换器之间，锅炉用水经过另一个(第六)热交换器75，在交换器75中，在用于从SO₂源气(如来自吸收器33的尾气)回收SO₂的工艺中，通过从热的工艺液流转移热加热锅炉用水。在用于回收SO₂的吸收和汽提回路中，通常通过将新鲜蒸汽喷射到与SO₂汽提柱中的蒸汽相反地流动的富集的吸收液体，在从富集的吸收液体汽提SO₂之后，使交换器75中转移热的工艺液流再生SO₂吸收媒介，返回到SO₂吸收器。以这样的方式，最终从硫酸制造设施的余热锅炉以高压蒸汽的形式回收汽提蒸汽中供应的能量，其中SO₂回收工艺与余热锅炉相结合。因为在相对低的压力下供应SO₂汽提蒸汽，这代表回收的能量的品质的进一步的升级。

尽管热交换器75在串联的热交换器中，其中逐步地加热锅炉用水，但是，技术上，它在连续的热交换器的阵列的外部，其中将热从HRS酸转移给锅炉用水。这不会打扰阵列的连续安排，但是仅仅将另一个操作投入到锅炉用水侧的串联中。在图2的实施方案中，如目前将讨论的，在串联的另外的两个连续的热交换器之间引入和热交换器的阵列无关的还有的另外的操作，具有极大地有助于以高压蒸汽的形式，回收大部分的SO₃吸收能量，或SO₃吸收能量加上形成的硫酸热和冷凝热，或所有这些加上SO₂汽提蒸汽的效果。

无论如何，通常通过40至70华氏温度，在热交换器57中将锅炉用水加热到，例如，范围在150°至160℉内的温度。通过从SO₂回收工艺液流转移热，通过另外的40至70华氏温度，在交换器75中进一步将锅炉用水加热至范围在175°至215℉内的温度。通常，在交换器55中，将离开交换器75，这个温度范围内的用水加热至稍微适度地超过环境沸点的温度，例如，在220°至260℉的范围内。优选地，交换器55中的压力保持刚好足够维持用水处于液体状态高的压力。

将离开交换器55的用水转移给第二热交换器45，在那里，进一步将热从HRS酸转移给供水。交换器45中的锅炉用水的温度上升是适度的。取决于锅炉用水路径的压力下降概况，可能在热交换器45中发生适度的闪蒸，甚至可能导致通过第二热交换器的通道的用水温度的稍微下降。例如，在范围是3至15psig的压力下，离开第二热交换器45的锅炉用水，或两相水/蒸汽流动通常在220°至240℉的范围内。

将离开第二热交换器45的锅炉用水或两相水和蒸汽流动引入到脱气腔室77内，优选地大体上绝热地操作，其中与离开第三热转移系统的交换器55的锅炉用水的温度相比，用水闪蒸和通过10至15华氏温度冷却。脱气腔室77中的用水的闪蒸不可冷凝性地从从锅炉用水去除，通过线路79从除气器将其排放，以便提供用于送往蒸汽喷射容器31的喷射蒸汽的来源。通过在除气器77中闪蒸足够的蒸汽，以便提供代表用于吸收器33的很高百分比的反应水的比例的水蒸汽，除气器77的操作阻止锅炉用水系统中的温度上升到达这样的水平，即，将压制用于将能量从HRS吸收酸转移给相对于用水流动更远的下游的锅炉用水的Δt，和从而允许基本上以高压蒸汽的形式回收来自HRS吸收器的所有的蒸汽相酸形成、吸收和冷凝能量。通常，在其中闪蒸大约5％至大约10％进入除气器77的锅炉用水。

在图1和2所示的实施方案中，在高温下，没有从回收损失这个能量，因为随着用于蒸汽相蒸汽来源与SO₃反应，使离开除气器的低压蒸汽再循环到蒸汽喷射容器31。缺少喷射蒸汽的这种来源，将需要来自外来来源的能量形成喷射蒸汽。可选地，但是通常较少优选地，可将除气器中闪蒸的蒸汽用作用于从热回收吸收器尾气回收SO₂的协调工艺的汽提蒸汽。

将除气器中闪蒸的蒸汽送往吸收器33也提供来自具有来自吸收器的尾气锅炉用水的不可冷凝的便利排放，因而从工艺去除它们，而没有蒸汽的损失。此外，确保，最终以高压蒸汽的形式回收除气器中低压闪蒸的蒸汽的潜在能量。

在稍微适度高于它的环境沸点的温度下，例如，215°至240℉，离开除气器的除气的水81流向高压锅炉用水泵83的进口侧，从那里，逆着其中形成的蒸汽的背压，将用水送往余热锅炉。因而，泵83的排气压力通常在40至70巴的范围内，更通常地50至70巴。通过泵83将用水转移给节热器(第一热交换器)43，在那里，通常通过从HRS酸转移热，通过175至225华氏温度，将用水的温度增加到范围在大约420°和大约460℉之间的温度。从节热器43，锅炉用水经过节热器29，在29中，通过从第三阶段转化气体27转移热，通常通过70至100华氏温度进一步将锅炉用水加热至，例如，大约490°和大约550℉之间的温度。

通过在余热锅炉15中，从SO₂燃烧气体转移热，将离开节热器29的锅炉用水转化成蒸汽。在40至70巴的压力下，更通常地50至70巴的饱和的蒸汽离开余热锅炉15和首先经过过热器25，在那里，通过从离开转化器17第二转化器阶段17.2的转化气体23转移热，通过10至20华氏温度，将饱和的蒸汽的温度增加到，例如，范围是490°至560℉的温度。离开过热器25的过热的蒸汽经过过热器21，在那里，进一步通过从离开第一转化器阶段17.1的转化气体流19转移热，通过200至300华氏温度，将过热的蒸汽加热至，例如，700°至900℉的温度。

图2也图示来自在余热锅炉15之上的蒸汽锅筒85的冷凝物的排污，用于经由串联排污扩容槽去除颗粒固体污染物，包括高压排污槽87，在那里，将冷凝物急骤蒸发成低至通常在2至5巴量规的适度的压力蒸汽，和低压排污槽89，在89中，将来自排污槽87的冷凝物急骤蒸发，以便产生在大气压力下的另外的蒸汽，留下残留的冷凝物液流，从用于去除颗粒固体的工艺净化。

在图3中图示用于从HRS酸转移能量的热交换器阵列的排列和关系，其结合图1和2相对于锅炉用水和HRS酸的流动的流程图。图3也描述接触硫酸厂的集成，其包括用于SO₃的HRS吸收器，具有用于从离开SO₃吸收器的尾气回收SO₂的工艺。吸收器17的热回收吸收区17.2中形成的酸连续地流经热交换器阵列的节热器43、第二热交换器45、和第三热转移系统交换器55和57，和，在经过泵槽59的通道之后，平行的流经最终的产物冷却器69和第二吸收酸冷却器67，每一个相对于HRS酸流动与交换器43、45、55和57串联。

锅炉用水进入产物酸冷却器67上的工艺和连续地流经产物酸冷却器、第二吸收酸冷却器69、第三热转移系统酸冷却器57和55、第二热交换器45和节热器(第一热交换器)43，其连续地组成热交换器的阵列，HRS酸和锅炉用水相对于阵列相反地流动。在交换器57和55之间，锅炉用水通过热交换器75绕路而行，在交换器75中，通过从SO₂吸收和汽提系统的工艺液流转移热将其加热，也在图3中描述和下面进一步描述。可以将热交换器75认为是上面提及的第三热转移系统的部分，但是不是热交换器的定义的阵列的部分，锅炉用水和HRS酸相对于该阵列连续地相反流动。

在热交换器45和节热器43之间，锅炉用水经过除气器77，其中，闪蒸蒸汽，用于不可冷凝的去除。基本上绝热的除气器77中的蒸汽的闪蒸限制流过工艺的锅炉用水的温度上升，和因而保存用于将基本上所有的HRS系统的吸收和冷凝能量转移给用于余热锅炉的锅炉用水的Δt，从而能够在余热锅炉中，以通过从SO₂燃烧气体转移热形成的高压蒸汽的形式，回收基本上所有的蒸汽相酸形成、吸收和冷凝能量(加上从SO₂汽提蒸汽回收的能量)。

将离开第二吸收区17.2的尾气供应给二氧化硫吸收柱101，其中气体流中的残留的SO₂被吸附到溶剂液流103中。来自吸收器101的废气大体上包括氮气和少部分的未反应的氧气，且具有适于适当到大气中的品质。二氧化硫-富集的吸收液体105离开SO₂吸收器的底部且被转移到汽提塔107，其中通常通过与新鲜蒸汽接触，从加热的吸收液体汽提SO₂。使离开汽提柱107，含有蒸汽和二氧化硫的热的汽提塔气体109经过热交换器75，在热交换器75中，从汽提塔汽提109冷凝蒸汽和在热交换器57和55之间的锅炉用水的通过期间，将热从具有SO2的热的蒸汽转移到锅炉用水，从而增加锅炉用水的温度和最终允许以供应给SO₂汽提柱107的汽提蒸汽的潜伏热的高压蒸汽的形式回收。

图4所示的是用于以高压蒸汽的形式回收高温SO₃(HRS)吸收系统的吸收热、硫酸的形成的蒸汽相热、和冷凝热的本发明的工艺的可替换的实施方案。

环境空气101通过进气口过滤器103流入空气干燥塔105的底部上的进气口，在那里，通过与塔内气体液体接触区105.1中的浓硫酸接触从空气去除湿气。如下面进一步描述的，通过干燥塔循环的浓酸包括来自HRS吸收器的吸收酸，在排列的热交换器串联中，通过将吸收热转移给锅炉用水冷却酸，所以吸收酸和锅炉用水相对于串联交换器对流。

通过压缩机108压缩离开干燥塔105，在150-170℉的温度下的干燥的空气107，且被引入到空气预热器109内，在那里，如下面描述的，通过从转化气体流转移热，将其加热至425°至475℉。将熔融硫喷洒到硫燃烧器113内，在燃烧器内，其与以这样的速度(即，相对于进入燃烧器的硫流量，空气的氧气组成是化学计量过量)流动的加热的压缩空气111接触。硫与空气的氧气反应，以便产生包括二氧化硫、氮气和未反应的氧气的燃烧气体。SO₂燃烧气体以2100°至2200℉离开硫燃烧器，和之后，通过将热转移给余热锅炉115中的锅炉用水，被冷却至700-800℉的温度。

离开余热锅炉115的燃烧气体流向转化器117，进入第一转化器阶段117.1，和在其中，与用于通过与气体的氧气组分反应，将二氧化硫氧化成三氧化硫的催化剂接触。来自催化氧化反应的热，离开第一转化器阶段117.1的转化气体119通常在1100°至1150℉的温度。使第一阶段转化器气体119经过过热器121，在那里，将热从下面描述的余热锅炉转移给高压蒸汽，从而将转化气体冷却至大约775°至825℉。除了转化热的回收之外，冷却气体为第二催化转化器阶段117.2中的SO₂至SO₃的进一步的转化建立更有利的平衡，其中转化气体从过热器121流向第二催化转化器阶段117.2。

在925°至975℉的温度下，离开第二转化阶段117.2的转化气体123流向另一个过热器125，在那里，将热从气流123转移给来自如下面描述的余热锅炉的高压蒸汽。将在通常775℉至825℉的温度，离开过热器125的第二阶段转化气体送往转化器117的第三和最后的催化转化器阶段117.3，用于SO₂至SO₃的进一步转化。再次，在阶段117.3之前冷却气体为进一步转化为SO₃提供更有利的平衡。第三阶段转化气体127在820°至860℉的温度离开转化器，和经过节热器129，在那里，将热转移给用于余热锅炉的锅炉用水，如下面进一步描述的。离开节热器129的转化气体经过空气预热器109，在那里，将热从气体转移到燃烧空气。在离开空气预热器之后，将转化气体送往热回收吸收系统。通过节热器的转化气体的通道通过250至320华氏温度将气体温度从在大约820°和大约860℉之间的范围减少至，也就是，范围在大约525°和大约575℉之间的温度，和进一步通过另外的170至200华氏温度，空气预热器中的冷却将气体的温度减少至，也就是，通常范围在320°至400℉的温度。

在图4的工艺中，通过温度的另外的增加，在空气预热器109中冷却气体，以便调节在如下面直接描述的吸收器的上游的蒸汽喷射上发生的温度的急剧上升。在余热锅炉115中，全部以高压蒸汽的形式回收节热器129和空气预热器109中转移的能量。

将320°至400℉和0.6至0.8巴量规的最终阶段转化气体127引入到蒸汽喷射容器131内，在那里，以最优选地大约0.80至大约0.90的它的三氧化硫含量的化学计量比将低压蒸汽引入到气体流中。更广泛地，用于图4的工艺的蒸汽喷射的优选的比率基本与上述描述的用于如图1的工艺相同。

在用于图4所示的实施方案的典型的材料平衡中，如在图1的工艺中，喷射水蒸气，以便提供用于从三氧化硫形成硫酸的85％反应水，和干燥塔酸回路与吸收酸回路的结合通过干燥塔105中的燃烧气体的潮湿的吸收，提供所有的或基本上所有的剩余的反应水。因而，回收几乎100％的反应的水的冷凝热，加上来自硫酸的冷凝热的重要的另外的能量。无论如何，在图4的工艺中，水蒸汽的注入和通过SO₃和水蒸汽的反应的硫酸的合成的蒸汽相形成通常将离开喷射容器131的转化气流加热至通常范围在525°至625℉内的温度。将这种气流引入到靠近热回收吸收塔133的底部，在热回收吸收区133.1下面的气体进口。优选地，热回收区133.1包括用于促进气相和液相之间的质量转移的工具。在热回收吸收区中，在大约370℉和大约450℉之间的温度下和99.0％至99.4％的浓度，使气流与进入热回收吸收器的吸收酸135接触，通常吸收塔。吸收酸进入热回收区的顶部和与气体流相反，通过区域133.1向下流动。热回收区的操作基本上如相对于图1的工艺的区域33.1描述相同。

如图4所示，优选地，热回收塔133也包括第二吸收区133.2，在那里，使离开初级(热回收)吸收区的气体与第二吸收区133.2中的第二吸收酸液流137接触，其操作也基本上如相对于图1的区域33.2上述描述的相同。第二吸收酸离开第二吸收区的底部和与进入第二区的底部和初级区的顶部之间的热回收塔的吸收酸结合，以便形成组合的酸液流，其起用于热回收吸收区的初级吸收酸的作用。

离开第二吸收和冷却区133.2的顶部的气流经过硫酸除雾器139和作为尾气140从工艺离开。可选地，可以在二氧化硫回收工艺中，从尾气回收二氧化硫，可选地，可以将二氧化硫回收工艺与如上面进一步描述的SO₃吸收热回收工艺结合。

从硫酸的形成的蒸汽相热，吸收热，冷凝热，和显热转移，将离开热回收吸收区的富集的吸收酸136加热到在大约400℉和大约480℉之间的温度。来自热回收吸收区的热的吸收酸连续地流经热交换器的阵列，其中，将热转移给用于余热锅炉115的锅炉用水。锅炉用水通常也连续地流经交换器的阵列，吸收酸和锅炉用水基本上相对于串联交换器相反地流动。

在酸侧，离开热回收区133.1进入热回收塔133的井内的富集的吸收酸136流向HRS酸循环泵141的进口侧，首先，从那里，将其送往HRS节热器143，在那里，通过将热转移给热的锅炉用水，通常通过在大约10和大约40华氏温度之间，将酸从范围在400°至480℉的温度冷却至范围在380°至430℉的温度，从而通常通过150至225华氏温度，将热的锅炉用水从接近于环境的沸点或稍微高点加热到范围在375°至425℉的温度。

离开第一热交换器(节热器)143，酸液流经过第二HRS热交换器145，在那里，通过将热转移给锅炉用水，通常通过在15和大约30华氏温度之间，进一步将酸从范围在大约380°和大约430℉的温度冷却至在大约370°和大约400℉之间的温度，和在那里，在接近于它的周围沸点的温度范围内加热锅炉用水。

在初级吸收酸再循环液流147和向前的酸流动液流151之间把离开第二热交换器145的酸分开。使初级再循环液流147与包括来自干燥塔105的酸的酸液流149混合，以便提供初级吸收酸液流135，然后，使其再循环到热回收吸收区133.1的顶部。向前的酸流动液流151接着流向第三热转移系统153，可选地，其可以包括多个热交换器，尽管并非所有的这些热交换器一定用来将热从吸收酸转移到锅炉用水，和因此，任何那样的不在定义的热交换器阵列的外部，即，为了稍后的目的串联安排热交换器。在图4的实施方案中，酸侧上的第三热转移系统仅包括锅炉用水预热器155。在预热器155中，通常通过在225和270华氏温度之间，将酸从在370°和大约400℉之间的温度冷却至范围在大约130°和大约160℉之间的温度，从而将锅炉用水从在大约175°和大约250℉之间的温度加热到在大约220°和大约260℉之间的温度。

在热交换器155的下游，将HRS酸液流分开，以便提供产物酸液流、用于再循环到第二吸收区133.2的第二吸收酸液流。优选地，以向前流动液流151送往到共同的容器开始HRS酸的分开，也就是，如图4所示的共同的酸泵槽159，其也接收从干燥塔105返回的干燥塔酸和可选地，在热回收吸收塔133中起用于与SO₃反应的补充的稀释水的作用的软化水170。将通过共同的酸泵160从共同的酸泵槽提取的产生的混合物分开，以便产生返回到热回收吸收器133的第二吸收区133.2的第二吸收酸液流137，与相对热的再循环液流147混合，以便产生初级吸收酸液流135的冷却的初级再循环液流149、被送往干燥塔的干燥塔酸供给液流161和从工艺去除的产物酸液流163。

通常，共同的泵槽159中的酸的温度在140°至180℉的范围内。通常，通过在干燥塔105中，来自燃烧空气的水蒸汽的吸收热，通过大约三华氏温度加热在泵槽的温度下的干燥塔酸液流161。在图4所示的实施方案中，使用过的干燥塔酸165，通过来自燃烧空气的水蒸气的吸收稀释，返回到泵槽。

在包括产物酸冷却器167的第四热转移系统中，通过将热转移给锅炉用水，通常通过大约40至70华氏温度将产物酸163从泵槽温度冷却至范围在80°至115℉的温度，从而将锅炉用水从通常在环境下或适度升高到环境之上的温度加热到5至15华氏温度更高的温度。

可选地，在包括第二吸收酸冷却器(没有显示)的第五热转移系统中，进一步通过将热转移给锅炉用水冷却从泵槽返回到第二吸收区的第二吸收酸。热交换器167包括串联的交换器阵列的部分，阵列进一步包括交换器155、145和143。锅炉用水和吸收酸的流动相对于包括阵列的热交换器串联是相反的。

图5图示图4的工艺的实用侧。通过低压力锅炉用水泵173，将在环境下或稍微超过环境的锅炉用水171，通常在70°至100℉送往通常在25至100psig的压力下的工艺的实用侧。然后，使锅炉用水经过第四热转移系统的产物酸冷却器167，在那里，通常通过从HRS酸转移热，通过5至20华氏温度，将其加热到范围是90°至115℉的温度。然后，离开产物酸冷却器167的锅炉用水进入第三热转移系统153。如上述讨论的，系统153通常可以包括多个热交换器。然而，在实用侧，并不是所有的这些热交换器一定用来将热从吸收酸转移给锅炉用水。例如，在根据工艺的吸收和气体回路中，如在悬而未决和共同授让的，2012年5月2日提交的美国专利申请出版物号US2012/0107209A1，美国临时专利申请连续号61/641,833(代理人案号ENV10308)，和2013年3月15日提交的美国临时专利申请连续号61/793,571(代理人案号ENV10309)中描述的，可以将锅炉用水回路与用于从源气回收二氧化硫的工艺结合，例如，来自热回收塔133的尾气中的二氧化硫。

因而，如图5所示，在90°至115℉的温度，离开产物酸冷却器167的锅炉用水首先经过热交换器175，在热交换器175中，将热从再生的二氧化硫吸收媒介液流转移给锅炉用水，从而通常通过25至45华氏温度，将用水加热至，例如，在大约120°和大约140℉之间的温度。再生的二氧化硫吸收媒介的来源如上述关于图2描述的相同。

尽管热交换器175在串联的热交换器中，其中逐步地加热锅炉用水，但是，技术上，它在连续的热交换器的阵列的外部，其中将热从HRS酸转移给锅炉用水。这不会打扰阵列的连续安排，但是仅仅将另一个操作投入到锅炉用水侧的串联交换器中。如在图2的实施方案中，图5的实施方案包括在串联的另外的两个连续的热交换器之间，和热交换器的阵列无关的还有的另外的操作，也就是，用于锅炉用水的除气器。

离开热交换器175的用水流向热交换器155，在那里，通常，通过140至180华氏温度，将其加热至，例如，范围是270°至310℉的温度。

如下面进一步描述的，使离开交换器155的用水与来自锅炉用水循环泵182，在215°至240℉的部分除气的水191混合，循环泵182使用水在热交换器155和除气器177之间循环。混合的液流，通常在范围是230°至280℉的温度，进入第二热交换器，在那里，通过从HRS酸转移热，例如，通过25至45华氏温度，将其进一步加热至范围是270°至300℉的温度。取决于锅炉用水路径的压力下降概况，在热交换器145中可能发生适度的闪蒸，可能限制通过第二热交换器期间增加用水温度的程度。

将离开第二热交换器145的锅炉用水或两相水和蒸汽流动引入到优选地大体上绝热地脱气腔室177内，其中与离开第三热转移系统的交换器155的锅炉用水的温度相比，用水闪蒸和通过15至80华氏温度冷却。脱气腔室177中的用水的闪蒸不可冷凝性地从锅炉用水去除，通过线路179从除气器将其排放，以便提供用于送往蒸汽喷射容器131的喷射蒸汽的来源。通过在除气器177中闪蒸足够的蒸汽，以便提供代表用于吸收器133的很高百分比的反应水的比例的水蒸汽，除气器177的操作阻止锅炉用水系统中的温度上升到达这样的水平，即，将压制用于将能量从HRS吸收酸转移给相对于用水流动更远的下游的锅炉用水的Δt，和从而允许基本上以高压蒸汽的形式回收来自HRS吸收器的所有的蒸汽相酸形成、吸收和冷凝能量。通常，在其中闪蒸大约5％至大约10％进入除气器177的锅炉用水。

在图4和5所示的实施方案中，在高温下，没有从回收损失这个能量，因为随着用于蒸汽相的蒸汽来源与SO₃反应，使离开除气器的低压蒸汽再循环到蒸汽喷射容器131。缺少喷射蒸汽的这种来源，将需要来自外来来源的能量形成喷射蒸汽。可选地，但是通常较少优选地，可将除气器中闪蒸的蒸汽用作用于从热回收吸收器尾气回收SO₂的协调工艺的汽提蒸汽。

将除气器中闪蒸的蒸汽送往吸收器133也为提供具有来自吸收器的尾气的锅炉用水的不可冷凝物提供便利的排放。

经由热交换器145和除气器之间的高容量泵182，使在稍微适度高于它的环境沸点的温度下，例如，215°至240℉，除气的水181循环。在循环泵182的排放下，使用水在逆流到热交换器145的锅炉用水进口的再循环液流和流向高压锅炉用水泵183的进口侧，用于余热锅炉的用水之间分开。从高压泵183，逆着其中形成的蒸汽的背压，将用水送往余热锅炉。因而，泵183的排放压力通常在40至70巴的范围内，更通常地50至70巴。通过泵183将用水转移给节热器(第一热交换器)143，在那里，通常通过从HRS酸转移热，通过150至200华氏温度，将用水的温度增加到范围在大约375°和大约425℉之间的温度。从节热器143，锅炉用水经过节热器129，在129中，通过从第三阶段转化气体127(图4)转移热，通常通过100至140华氏温度进一步将锅炉用水加热至，例如，大约490°和大约550℉之间的温度。

通过在余热锅炉115中，从SO₂燃烧气体转移热，将离开节热器129的锅炉用水转化成蒸汽。经由蒸汽锅筒185，使在40至70巴的压力下，更通常地50至70巴的饱和的蒸汽离开余热锅炉115和首先经过过热器125，在那里，通过从离开转化器17第二转化器阶段117.2(图4)的转化气体123转移热，通过10至20华氏温度，将饱和的蒸汽的温度增加到，例如，范围是490°至560℉的温度。离开过热器125的过热的蒸汽经过过热器121，在那里，进一步通过从离开第一转化器阶段117.1(图4)的转化气体流119转移热，通过225至325华氏温度，将过热的蒸汽加热至，例如，750°至850℉的温度。

图5也图示来自在余热锅炉115之上的蒸汽锅筒185的冷凝物的排污，用于经由串联排污扩容槽去除颗粒固体污染物，包括高压排污槽187，在那里，将冷凝物急骤蒸发成低至通常在2至5巴量规的适度的压力蒸汽，和低压排污槽189，在189中，将来自排污槽187的冷凝物急骤蒸发，以便产生在大气压力下的另外的蒸汽，留下残留的冷凝物液流，从用于去除颗粒固体的工艺净化。

图6图示硫酸制造工艺的工艺侧的可替换的实施方案，其中在HRS锅炉中，以中压蒸汽的形式回收HRS吸收器的热回收和第二吸收区中形成的部分能量，和通过将热从HRS吸收酸转移给用于高压锅炉的锅炉用水，以高压蒸汽的形式回收剩余的能量，在这种情况下，在余热锅炉中，从SO₂燃烧气体回收热。在图6的工艺的操作的优选的模式中，最终以具有范围是40至70巴的压力的蒸汽的形式回收热回收区中形成的硫酸形成的至少60％的蒸汽相热、吸收热和冷凝热。更优选地，以具有这样的范围内的压力的蒸汽的形式回收至少75％的HRS能量。甚至更优选地，以高压蒸汽的形式，也就是，具有在40至70巴范围内的压力的蒸汽，回收热回收吸收器中形成的酸形成的蒸汽相热、吸收热和冷凝热的总和的至少大约85％、90％、95％、97％或99％。

在图6的工艺中，环境空气201通过进气口过滤器203流入空气干燥塔205的底部上的进气口，其中通过与塔内气体液体接触区205.1中的浓硫酸接触从空气去除湿气。如图1的工艺中，通过干燥塔循环的浓酸包括来自HRS吸收器的吸收酸，其中通过将吸收热转移给锅炉用水冷却该吸收酸，锅炉用水经过排列的串联的热交换器，所以吸收酸和锅炉用水相对于串联交换器相反通过。

通过压缩机208压缩离开干燥塔205，在130-150℉的温度下的干燥的空气207，从而将空气加热至220°至260℉的温度，且引入到空气预热器209，在那里，通过从如下面描述的最终阶段SO₃转化气体转移热，将其加热至440-480℉。将熔融硫喷洒到硫燃烧器213内，在燃烧器内，其与以这样的速度(即，相对于硫流量，空气的氧气组成是化学计量过量的)流动的加热的空气211接触。硫与空气的氧气反应，以便产生包括二氧化硫、氮气和未反应的氧气的燃烧气体。SO₂燃烧气体以2150°至2250℉离开硫燃烧器，和通过将热转移给第一余热锅炉215中的锅炉用水，被冷却至2000-2060°F的温度。

离开余热锅炉215的燃烧气体经过过热器225，其中，通常通过1200至1400华氏温度，将气流，例如，从在2000°和2060℉之间的温度冷却至700°F至800℉的温度，即，适于建立SO₂至SO₃的催化转化的有利的平衡的温度。在过热器225中，通过将热转移给余热锅炉系统内形成的高压蒸汽冷却气体，从而将蒸汽从范围在大约540和大约550华氏温度之间的温度加热至范围在650°和大约750℉之间的温度。

离开过热器225的冷却的燃烧气体进入转化器217的第一催化转化器阶段217.1，其中，与用于通过与气体的氧气组分反应，将二氧化硫氧化成三氧化硫的催化剂接触。二氧化硫到三氧化硫的氧化是高度地放热的，所以，离开第一转化器阶段217.1的转化气体219通常在1100°至1150℉的温度。使第一阶段转化器气体219经过过热器221，在那里，将热从转化气体转移给来自如下面描述的余热锅炉的高压蒸汽，从而将转化气体冷却至大约775°F至825℉。除了转化热的回收之外，冷却气体为第二催化转化器阶段217.2中的SO₂至SO₃的进一步的转化建立更有利的平衡，其中转化气体从过热器221流向第二催化转化器阶段217.2。

在925°至975℉的温度下，离开第二转化阶段217.2的转化气体222流向另一个节热器228，在那里，将热从气流转移给如下面描述的锅炉用水。将通常在775℉至825℉的温度，离开节热器228的第二阶段转化气体送往转化器217的第三催化转化器阶段217.3，用于SO₂至SO₃的进一步转化。再次，在阶段217.3之前冷却气体为进一步转化为SO₃提供更有利的平衡。第三阶段转化气体227以820°至860℉的温度离开转化器，和经过节热器229，在那里，如下面进一步描述的，通过将热转移给用于余热锅炉的锅炉用水，通过70至100华氏温度，将转化气体冷却至，例如，725°至775℉。将离开节热器229的转化气体送往第四和最终的转化器阶段217.4，用于SO₂至SO₃的进一步的转化。从第四转化器阶段217.4中形成的氧化放热，仅适度地将气流加热，例如，5至20华氏温度，例如，加热至735°至785℉的温度。从阶段217.4，第四阶段转化气体流过第二余热锅炉216，其中，通过通常在750至850psig的压力下的形成蒸汽，通过大约200至250华氏温度，将其冷却至，例如，范围是525°至575℉的温度。在通过第二余热锅炉216之后，最终的转化气体流经空气预热器209，在那里，通过将热转移给燃烧空气，通常通过195至225华氏温度，将其进一步冷却至，例如，在325°和大约360℉之间的温度。如参考上述讨论的图1的工艺，随着它进入热回收吸收区，在进入蒸汽喷射容器之前，转化气体的冷却阻止转化气体太热。

将离开空气预热器209的最终阶段转化气体送往包括热回收塔233的热回收吸收系统。在进入热回收塔之前，最终的转化器气体经过蒸汽喷射容器231。转化气体进入325°至360℉的温度和0.05至0.2巴的喷射容器。在容器231中，将蒸汽引入到气流内，以便建立对它的当量三氧化硫含量的化学计量比优选地大于大约0.55、0.60或0.75，最优选地至少大约0.85、0.90或0.95，可选地大约0.98的气流中的当量H₂O蒸汽含量。蒸汽的喷射导致SO₃和水的蒸汽相反应，以便形成硫酸蒸汽。喷射到图6的工艺的容器231的蒸汽的优选的最小的速度基本上与上述相对于图1的工艺描述的相同。水蒸汽的喷射和通过SO₃和水蒸汽的硫酸的生成的蒸汽相形成将离开喷射容器231的转化气流加热至通常范围是550°至600℉的温度。将这种气流引入到在热回收吸收塔233的底部或靠近底部，在热回收吸收区233.1下面的气体进口。

在热回收吸收区233.1中，在大约125°和165℉之间的温度下和99.2％至99.6％的浓度，使气流与初级吸收酸235接触，其进入热回收吸收器，通常吸收塔。吸收酸进入热回收区的顶部和与气流相反，通过区域233.1向下流动。热回收区中吸收酸和气体的接触导致将SO₃吸收到液相内，将硫酸蒸汽从气相冷凝到液相，和将水蒸气从气相冷凝到液相。也将显热从气相转移给液相。

优选地，热回收塔233也包括第二吸收区233.2，在那里，离开初级(热回收)吸收区的气体与引入第二吸收区233.2的顶部的第二吸收酸液流237接触且通过那里，与向上流动的气体流相反地向下流动。第二吸收区也包括用于促进酸相和液相之间的质量转移的填料盒或其他工具。第二吸收酸237进入范围通常是90°至120℉的温度的第二吸收区。离开初级吸收区的气体流与第二吸收区中的第二吸收酸的接触导致从离开初级区域的气体吸收残留的SO₃，和冷却气体流，导致将硫酸蒸汽和水蒸气进一步冷凝成第二吸收酸。第二吸收酸离开第二吸收区的底部和与进入第二区的底部和初级区的顶部之间的热回收塔的吸收酸结合，以便形成组合的酸液流，其起用于热回收吸收区的初级吸收酸的作用。

离开第二吸收和冷却区233.2的顶部的气流经过硫酸除雾器239和作为尾气290从工艺离开。可选地，可以在二氧化硫回收工艺，从尾气回收二氧化硫，和可以将这样的二氧化硫回收工艺与SO₃吸收热回收工艺结合，如上述相对于图1描述的。

从吸收热，冷凝热，和显热转移，将离开热回收吸收区的富集的吸收酸加热到大约400℉和大约460℉之间的温度。来自热回收吸收区的富集的吸收酸连续地流经热交换器的阵列，其中，将热转移给用于余热锅炉215和216的锅炉用水。锅炉用水通常连续地流经交换器的阵列，吸收酸和锅炉用水大体上相对于串联交换器相反地流动。

在酸侧，离开热回收区进入热回收塔233的井内的吸收酸流向HRS酸循环泵241的进口侧，在循环泵的排放口，在HRS锅炉酸液流240和支路HRS酸液流242之间分开吸收酸。

HRS锅炉酸液流240流经HRS锅炉244，在那里，通过将热转移到锅炉用水和例如，在120至150psig的压力下，形成中压蒸汽，通过30至60华氏温度，将其冷却至，例如，范围是375°至425℉的温度。将支路HRS液流242送往阵列中的串联的热交换器中的第一个热交换器243，HRS酸和锅炉用水相对于阵列相反地经过第一热交换器243。在热交换器243中，通过将热转移给高压锅炉用水，通常通过在大约5和大约20华氏温度之间，将HRS酸从范围在大约400°和大约460℉之间的温度冷却至，例如，大约395和大约440℉之间的温度，从而将高压锅炉用水加热至范围在大约420至大约438℉之间的温度。

离开第一热交换器243的支路酸242在相对于HRS酸的流动的热交换器243的下游和HRS锅炉244的下游与HRS锅炉酸240重新结合。再次将组合的液流249分成液流248，其包括初级吸收酸液流235的主要的成分，将其再循环至热回收吸收区233.1，和向前的酸流动液流251，通过将热转移到锅炉用水从该液流回收进一步的能量。在再循环至吸收器233的过程中，液流248经过稀释器260，其中必要时可以添加稀释水(SO₃反应水)292，以便维持热回收吸收区上的目标酸浓度概况。如下面描述的，在稀释器中，使液流249与来自共同泵槽259的再循环液流混合，以便形成初级吸收酸液流235。在图6的工艺的优选的实施方案中，基本上通过将蒸汽喷射到离开热回收吸收区的转化气体或通过蒸汽喷射和从干燥塔5中的燃烧空气去除的水的结合提供所有的SO₃反应水，但是水补充的速度的调整可能受到稀释器260上软化水液流292的添加的影响。

使向前的酸流动液流251经过第二热交换器245，其中，通过将热转移给中压锅炉用水，通常通过大约160至大约190华氏温度，将酸冷却至范围在大约220°和大约240℉之间的温度，从而将锅炉用水温度加热至范围在大约260°和大约290℉之间的温度。

接着，第二吸收酸液流251流向第三热转移系统253，其通常可以包括多个热交换器。在图6中，第三热转移系统包括锅炉用水预热器255和共同的酸冷却器257。在预热器255中，通常通过在90和120华氏温度之间，将酸从在210°和大约240℉之间的温度冷却至范围在大约120°和大约140℉之间的温度，从而通常通过50至70华氏温度，将用于HRS锅炉的锅炉用水从，例如，在大约90°和大约110℉之间的温度加热到在大约140°和大约160℉之间的温度。

离开热交换器255的酸流入共同的泵槽259，其起用于HRS酸的容器的作用，最终将其分成四个路径，也就是：(i)产物液流263；(ii)干燥塔酸液流261；(iii)用于再循环到热回收吸收器233的第二吸收区233.2的再循环的第二吸收酸液流237；和(iv)与来自HRS锅炉244的离开液流249结合，以便形成再循环到热回收吸收区233.1的初级吸收酸液流235的液流256。然而，因为它最初流出泵槽，优选地，仅将酸液流分成两个路径，其中之一是液流256，形成初级吸收酸的成分的液流。便利地，可以在稀释器260中混合液流256和离开HRS锅炉的再循环酸液流249，以便形成初级吸收酸液流235，其从稀释器逆流向在第二吸收区233.2下面和在热回收吸收区233.1之上的点上的吸收器。

使由离开泵槽的酸液流的分开形成的其他液流，也就是液流258，经过共同的酸冷却器257，在那里，通过将热转移给锅炉用水，通常通过5至20华氏温度，将其冷却至，例如，范围是135°至160℉的温度。在共同的酸冷却器的下游，将冷却的酸液流分成产物酸液流263，干燥塔酸液流261和第二吸收酸液流237。将液流261送往干燥塔205，用于从用于硫燃烧器213的进入的燃烧空气吸收潮湿。在通过干燥塔中，通常通过5至15华氏温度，将干燥塔酸液流加热至范围是135°至160℉的内的温度。用过的干燥塔酸265逆流入共同的泵槽259。

使产物酸液流263经过产物酸冷却器267，在那里，通过将热转移给锅炉用水，通常通过50至100华氏温度，将其冷却至，例如，在大约90°至160℉之间的温度，从而将锅炉用水加热至范围是90°至大约120℉的温度。

第二吸收酸液流237从共同的酸冷却器257流向热回收吸收器233和进入第二吸收区233.2的顶部。第二吸收酸向下流经区233.2，从而从离开热回收吸收区233.1的顶部的气体去除残留的SO₃，冷却气流和从气流冷凝硫酸蒸汽。在热回收吸收器233的初级(热回收)吸收区233.1的顶部，离开第二吸收区的第二吸收酸与再循环的酸液流235结合，以便形成用于初级吸收区的吸收酸。

优选地，离开第二吸收区233.2的气体经过除雾器元件239，用于从工艺尾气除去残留的硫酸酸雾。

可选地，和例如，可以通过喷射到再循环液流296，将另外的来源的稀释水294引入到共同的泵槽259内。

图7图示用于图6所示的工艺的实用侧流程图。将通常在70°至110℉的锅炉用水271送往低压锅炉用水泵273的进口侧。从泵273的排放，锅炉用水首先流经产物酸冷却器267，在那里，通过从HRS酸转移热，通常通过20至50华氏温度，将其加热至范围是大约90°至大约120°F的温度。

离开热交换器267的用水流向第三热转移系统253，其包括串联的共同的酸冷却器257和HRS预热器255。在共同的酸冷却器257中，通过从HRS酸转移热，通常通过60至90华氏温度，将锅炉用水加热至范围是150°至大约180℉的温度。离开共同的酸冷却器257的用水流向热交换器255，在那里，通过从HRS酸转移热，通常通过90至110华氏温度，将其加热至范围是260°至大约290℉之间的温度。离开共同的酸冷却器255的用水流向除气器277，其中与离开第三热转移系统的交换器255的锅炉用水的温度相比，用水闪蒸和通过10至15华氏温度冷却。脱气腔室277中的用水的闪蒸不可冷凝性地从锅炉用水去除，通过线路279从除气器将其排放，以便提供用于送往蒸汽喷射容器231的喷射蒸汽的来源。通过在除气器277中闪蒸足够的蒸汽，以便提供代表用于吸收器233的很高百分比的反应水的比例的水蒸汽，除气器277的操作阻止锅炉用水系统中的温度上升到达这样的水平，即，将压制用于将能量从HRS吸收酸转移给锅炉用水的Δt，和从而允许以高压蒸汽的形式回收来自吸收器的很高百分比的吸收和冷凝能量。通常，在其中闪蒸大约5％至大约10％进入除气器277的锅炉用水。在图7所示的实施方案中，通过从HRS锅炉244到处气器使部分蒸汽改道辅助除气。

将除气器中闪蒸的蒸汽送往三氧化硫吸收器也为具有来自吸收器的尾气的锅炉用水中的不可冷凝物提供便利的排放，因而从工艺去除它们，而没有损失蒸汽。此外，确保，最终以高压蒸汽的形式回收除气器中低压闪蒸的蒸汽的潜在能量。

在稍微适度高于它的环境沸点的温度下，例如，215°至240℉，离开除气器的除气的水281流向中压锅炉用水泵282的进口侧，其将锅炉用水提供给HRS锅炉，和平行于高压锅炉用水泵283，其将锅炉用水提供给高压余热锅炉。

在中压锅炉用水泵282的排放侧，必要时，可以分开用水液流，以便提供用于HRS稀释器260的稀释水液流292。通常在7至15巴的压力下，剩余锅炉用水的排放侧流动经过HRS加热器245，其中，通常通过120至150华氏温度，将其加热至，例如，范围在大约345°至375℉之间的温度。从HRS加热器245，中压锅炉用水流向HRS锅炉244，在那里，通过从离开吸收器233的热回收吸收区233.1的HRS酸转移热，通常在7至15巴下，但是可能高达25巴或更高，将其转变成蒸汽。

通常在大约240和大约260℉之间的温度下和在大约700和大约800psig的压力下，将高压锅炉用水从用水泵283排放，且经过第一热交换器243，其中，通常通过40至60华氏温度，将其进一步加热至通常范围在大约470°至大约510℉之间的温度。离开第一热交换器243的锅炉用水连续经过节热器229，其中，通过从离开转化器217的第三转化器阶段217.3的转化气体转移热，通常通过120至160华氏温度，将其加热至，例如，范围是380°至420℉的温度，和然后通过节热器228，在那里，通过从离开转化器217的第三转化器阶段217.1的转化气体转移热，通常通过110至140华氏温度，将其加热至，例如，范围在大约490°至大约520℉之间的温度。

锅炉用水从节热器228流入蒸汽锅筒218，其是第一余热锅炉215和第二余热锅炉216共有的。

通过从第一余热锅炉215中的SO₂燃烧气体和从第二余热锅炉216的最终阶段转化气体转移热形成的蒸汽离开蒸汽锅筒218，和使其连续地经过过热器225，其中，通常，通过从在第一余热锅炉215和第一转化器阶段217.1之间流动的气体转移热，通过170至200华氏温度，将其加热至，例如，范围在大约680°和大约700℉之间的温度，和然后，经过过热器221，其中，通过从离开转化器217的第一转化器阶段217.1的转化气体转移热，通常通过90至110华氏温度，进一步将其加热至，例如，范围在大约870°和大约900°之间的温度。

以关于图2的排污槽87和89和图5的排污槽187和189上述描述的方式操作高压排污槽287和低压排污槽289。

在图8图示用于将能量从HRS酸转移给锅炉用水的热交换器阵列的排列和关系，其结合图6和7相对于锅炉用水和HRS酸的流动的流程图。吸收器217的热回收吸收区217.1中形成的HRS酸236平行的流入HRS锅炉244和第一热交换器243和在第一热交换器243、第二热交换器245、和第三热转移系统热交换器255之间串联流过。离开热交换器255，HRS酸流向共同的泵槽259。立即将离开泵259的酸分开，以便提供送往共同的酸冷却器257的液流和与稀释器260中的液流248结合的再循环液流256(图6；图8没有显示)，以便提供初级吸收酸液流235。液流258连续地流经共同的酸冷却器257和之后在产物酸冷却器267和干燥塔205之间平行流过。使一部分酸在共同的酸冷却器和泵槽之间循环，以便将泵槽酸浓度维持在控制的值上。因而，使热交换器243、245、255、257和267相对于HRS酸流动串联排列。

锅炉用水271在产物酸冷却器267、共同的酸冷却器257、第三热转移系统热交换器255、和除气器277之间串联流过，之后，在经过第二热交换器245的中压锅炉用水液流和经过第一热交换器243的高压锅炉用水液流之间分开。因而，使热交换器267、257和255相对于锅炉用水流动串联排列和使热交换器的这种组合进一步与交换器245和243中的每一个串联排列，尽管后面两个在锅炉用水侧是相对于彼此平行的。HRS酸和锅炉用水相对于包括交换器243、255、257和267的热交换器阵列相反地流动，和也相对于热交换器245、255、257和267的重叠阵列相反地流动。

结合用于逐步地提取用于逐步地加热锅炉用水的HRS热的热交换器的这种逆流安排，除气器277提取确保以中压和高压蒸汽的形式最大化回收HRS蒸汽相酸形成、吸收和冷凝热的能量。此外，通过控制HRS锅炉244和第一热交换器245之间的HRS酸液流236的分配，可以操作图6-8的工艺，以便控制以中压对高压蒸汽的形式回收的HRS能量的相对比例。随着相对于送往HRS锅炉244的比例，增加送往热交换器243的HRS酸的比例，相应地增加以高压蒸汽的形式回收的吸收和冷凝能量的比例，和作为限制，图6-8的工艺的效果接近如在图1-5中描述的工艺的操作中实现的效果。

在其中在基本上由空气组成的含氧气的气体中燃烧硫的接触硫酸设施中，本发明的工艺能够形成每单位硫酸的制造充分增强的高压蒸汽的量。例如，其中，在加热用于余热锅炉的锅炉用水中回收至少60％的HRS热，在余热锅炉中，通过冷却SO₂燃烧气体形成蒸汽，仅利用用于加热锅炉用水和形成高压蒸汽的自发工艺用热产生每吨硫酸至少大约1.45，更优选地，至少大约1.55，和多达1.7吨大于等于40巴的蒸汽。为了这种关系的目的和作为本文另外使用的，“自发的工艺用热”包括：(1)含氧气体中的硫的燃烧的热；(2)SO₂至SO₃的转化热；(3)硫酸中SO₃的吸收的热；和(4)在那些实施方案中，其中，将水蒸气引入到热回收吸收区中或上游的转化气体：(a)通过水蒸汽与三氧化硫的反应的硫酸的形成的蒸汽相热；(b)热回收吸收区中硫酸的冷凝的热；和(c)热回收吸收区中水蒸气的冷凝的热。尽管影响是相对适度的，但是自发的工艺用热也可以包括(5)来自干燥塔中燃烧空气的水分的冷凝，其中，如在图1和4描述的实施方案中，将干燥塔酸回路与吸收酸回路结合。“HRS热”包括自发工艺用热的元素(3)、(4)和(5)。

在加热用于余热锅炉的锅炉用水中回收至少60％的HRS热，仅从由硫的燃烧热加上HRS热组成的自发工艺用热的成分(也就是，除了SO₂至SO₃的转化热之外，所有的自发的工艺用热)转移，每吨硫酸产生至少1.45吨大于等于40巴蒸汽；仅从由空气中的硫的燃烧热、初级热回收吸收酸中的吸收热、硫酸的形成的蒸汽相热、热回收吸收区中的水的冷凝、和热回收吸收区中硫酸的冷凝(也就是，硫燃烧热加上除了干燥塔热之外，所有的HRS热)的自发工艺用热的成分转移，每吨硫酸产生至少1.45吨大于等于40巴蒸汽。

甚至在没有将水蒸汽喷射到热回收吸收区中或上游的转化气体的情况下，仅从由空气中的硫的燃烧的热和初级热回收吸收酸的吸收热组成的自发的工艺用热的成分转移，每吨硫酸产生至少1.45吨大于等于40巴蒸汽。

关于图1至3描述的工艺的实施方案接近从自发的工艺用热的成分的蒸汽的最佳形成，排除SO₂至SO₃的某些或所有的氧化热，保留相对于锅炉用水的流动，前述热交换器的阵列的下游，节热器中锅炉用水的另外的加热，和/或用于将过热分给高压蒸汽的所有或部分的那个能量成分。在这些图中描述的实施方案中，其中，例如，通过将低压蒸汽引入到图1的工艺的蒸汽喷射容器31中，以水蒸汽的形式供应很大百分比的SO₃反应水，可以从仅产生于空气中的硫燃烧、吸收热、硫酸的形成的蒸汽相热、硫酸冷凝的热、水冷凝的热、和干燥塔中水分的冷凝，专有地保存用于过度加热高压蒸汽的SO₂至SO₃反应热的自发的工艺用热的成分，每吨硫酸产物形成至少1.4吨，更通常地至少大约1.5吨，或多达1.6吨大于等于40巴蒸汽。除了SO₂至SO₃的氧化热的处置之外，在这种情况下，在每吨大于等于40巴蒸汽大约0.2和大约0.4吨之间的增加可归因于以大于等于40巴蒸汽形式的蒸汽相硫酸形成的热、SO₃吸收和硫酸冷凝能量的回收。

本文描述的高压蒸汽形成速度不仅不排除SO₂至SO₃氧化热的任何回收，而且扣除从外来的来源的输入的任何热量，以便形成低压蒸汽，用于喷射到热回收吸收区的上游的转化气体。不是依赖于这样的外来来源，优选地，本发明的工艺在除气器中形成喷射蒸汽，用于最初通过从吸收热转移热加热的锅炉用水。

优选地，在蒸汽喷射实施方案的实施中，可以从燃烧、吸收、硫酸冷凝和水冷凝，每吨硫酸产生至少1.45吨大于等于40巴蒸汽、或在大约1.55和大约1.65吨具有在40和70巴之间压力的蒸汽。事实上，如图1至3或4和5所示的，在工艺中，每吨硫酸产物可以产生至少1.4吨大于等于50巴蒸汽，或在1.4和大约1.65吨大于等于50巴蒸汽。可以通过最小化经过HRS锅炉244的HRS酸的部分和最大化包括经过热交换器243、244、255、257和267的向前的酸流动部分的HRS酸的部分，在图6-8的工艺中实现可比较的生产力。

可以在湿气或干气硫酸制造设施中实施本文描述的工艺。干气模式中的操作提供显著的优势且优选该模式。干气工艺比湿气工艺通常更加健康和可靠。在湿气工艺中，总是存在危险，即，例如，由于导管壁、容器壁或热交换管上冷点的存在，或产生于由于电源的中断的意外的关机等等，沿着气流列队，可以在金属表面上凝结高度地腐蚀，相对稀释的硫酸。

在干气操作中，从多种来源回收热，因而最小化线路功率或化石燃料的消耗。干燥的燃烧空气从环境空气，收集水蒸气的冷凝热，以及当将干燥的空气升高到硫燃烧器的压力时形成的压缩热。从热回收系统吸收酸，锅炉用水收集来源于由SO₃与喷射的水的反应的硫酸的蒸汽相形成的显热，硫酸的冷凝热，和进入热回收吸收区的转化气体中的未反应的SO₃的吸收的热。通过进一步加热已经离开加热器阵列的锅炉用水，其中通过从热回收吸收酸转移热将其加热，在节热器中回收SO₂至SO₃的转化的部分热。通过将热从这些多个来源转移给高压锅炉用水，例如，在900psig，以高压蒸汽的形式回收来自所有来源的能量。SO₂至SO₃的转化的热用于使蒸汽过热。

通过仔细地安排用于渐进式将热从热回收吸收酸转移到锅炉用水的串联的热交换器，遍及串联保存正的Δt和在相当于高压蒸汽的压力下，例如，900psig，使锅炉用水接近于它的沸点。

工艺中形成的高压蒸汽可用于驱动涡轮机发电，可以在硫酸厂位于的设施内使用，或输出到商业输电电网上。

工艺的某些优选的实施方案的另一个主要的优势是仅使用用于从转化气体吸收SO₃的单一吸收系统。因而，从工艺去除离开热回收吸收系统的气体，系统包括上面描述的热回收吸收区和可选地第二吸收区，而不需要将气体返回到转化器，用于通过另一个催化转化区，也就是，在本文描述的新工艺的这个优选的实施方案中，没有层间吸收步骤。这避免层间吸收塔中的资本投资和确保，最大体积的高温富集的吸收酸可用于将SO₃吸收和硫酸冷凝的热转移给高压锅炉用水。这保证用于将热转移给高压锅炉用水的交换器阵列的串联的热交换器上的通常有利的对数平均Δt。

排除层间吸收可能最低限度地增加来自工艺的尾气的二氧化硫含量。然而，如上述描述的，例如，根据在共同悬而未决和共同授让的2010年10月29日提交，以美国临时专利申请连续号61/408,420为基础的申请出版物号US2012/0107209A1，2012年5月2日提交的美国临时申请连续号61/641,833(代理人案号ENV10308)和2013年3月15日提交的美国临时申请连续号61/793,571，(代理人案号ENV10309)中多方面描述的吸收和汽提工艺，明显地每一个以参考方式并入本文，可以通过使气体经过SO₂吸收器和从生成的吸收液体汽提SO₂去除和回收尾气的SO₂含量。将仅具有如本文描述的单一三氧化硫吸收系统的接触硫酸工艺与美国临时申请连续号61/641,833或61/793,571(代理人案号ENV10308或ENV10309)中描述的二氧化硫回收工艺耦合，都可以实现非常高的能量效率和低的SO₂排放。基本上可以消除外部能量需要，和冷却水需要也几乎如此。只有从系统到周围的重要的能量损失在用于汽提冷凝物形成的头部的冷凝器中，即，从与接触硫酸工艺结合的SO₂吸收和气体系统中回收的SO₂液流冷凝汽提冷凝物。

在本发明的进一步优选的实施方案中，可以在其中HRS吸收系统在压力之下运行，也就是，在热回收容器内含有热回收区，通常吸收塔，即，在压力下操作的工艺中实施通常如上述描述的，和更具体地，参考图1至8的工艺。优选地，在进一步含有第二吸收区的热回收容器中进行压力操作，其中，使离开初级吸收区的气流与第二吸收酸接触，用于冷却和回收来自出口气体液流的残留的SO₃。优选地，热回收容器内的压力的范围是从3至15psig，更优选地从大约5至大约15psig，更通常地从大约10至大约15psig。这充分地降低气流体积，允许通过系统的适度增加压力梯度的调节，两者都起减少含有热回收第二吸收区的昂贵的合金吸收柱的需要的大小的作用。

Claims (77)

1.一种用于硫酸制造的工艺，包括：

使初级热回收吸收区中包括三氧化硫的源气与包括液体硫酸的三氧化硫吸收酸液流接触，从而将三氧化硫从所述源气转移给所述吸收酸液流和通过吸收热加热所述吸收酸液流；

在相对于锅炉用水液流和所述吸收酸液流串联的热交换器的阵列中，将热从所述吸收酸液流转移给锅炉用水液流，和相对于所述阵列，所述吸收酸液流和所述锅炉用水液流相反地流动；

允许在所述串联中两个连续的热交换器之间的锅炉用水流道中的减压区中闪蒸所述锅炉用水液流，从而在所述减压区中形成蒸汽和冷却锅炉用水液流；

使所述减压区中形成的蒸汽与所述冷却的锅炉用水液流分离；

以有用的形式从所述减压区中形成的蒸汽回收能量；

给所述冷却的锅炉用水液流加压；

将所述加热的锅炉用水液流转移给所述串联的另一个热交换器，所述另一个热交换器相对于锅炉用水的流动，在所述减压区的下游；

通过从所述吸收酸转移热，加热所述另一个热交换器中的所述加压的锅炉用水液流；

在所述阵列的外部和相对于锅炉用水的流动的所述另一个热交换器的下游的锅炉中，从加压的液态水流形成在至少40巴的压力的蒸汽；和

使来自所述串联的热交换器的所述吸收酸液流向后循环到所述热回收吸收区。

2.根据权利要求1的任一项所述的工艺，其中将所述热回收吸收区中形成的至少60％、75％、85％、90％、95％或97％的吸收热从所述三氧化硫吸收液转移给所述热交换器阵列中的所述锅炉用水液流和以在所述锅炉中形成的、具有至少40巴的压力的蒸汽的形式回收。

3.根据权利要求2所述的工艺，其中将所述热回收吸收区中形成的至少60％、75％、85％、90％、95％、97％或99％的吸收热从所述三氧化硫吸收酸转移给所述热交换器阵列中的所述锅炉用水和以所述减压区中形成的蒸汽加上所述锅炉中形成的、具有至少40巴的压力的蒸汽的形式回收。

4.根据权利要求1至3中任一项所述的工艺，其中所述源气进一步包括水蒸气和/或硫酸蒸汽和通过其中从气相冷凝为液相的水蒸气和/或硫酸的冷凝热，在所述热回收区中进一步加热所述吸收酸。

5.根据权利要求1或4中任一项所述的工艺，其中将所述热回收吸收区中形成的硫酸的形成的至少60％、75％、85％、90％或95％蒸汽相热、吸收热和冷凝热从所述三氧化硫吸收酸转移给所述热交换器阵列中的所述锅炉用水液流和以所述锅炉中形成的、具有至少40巴的压力的蒸汽的形式回收。

6.根据权利要求5所述的工艺，其中将所述热回收吸收区中形成的至少60％、75％、85％、90％、95％、97％或99％硫酸的形成的蒸汽相热、吸收热和冷凝热从所述三氧化硫吸收酸转移给所述热交换器阵列中的所述锅炉用水和以所述减压区中形成的蒸汽加上所述锅炉中形成的、具有至少40巴的压力的蒸汽的形式回收。

7.根据权利要求1至6中任一项所述的工艺，其中，通过所述锅炉用水的脱气回收所述减压区中形成的蒸汽。

8.根据权利要求1至7中任一项所述的工艺，其中，所述减压区包括除气器，其中蒸汽在那里闪蒸，锅炉用水液流成为脱气的。

9.根据权利要求1至8中任一项所述的工艺，其中将所述减压区中所述锅炉用水液流闪蒸的蒸汽喷射到所述热回收区上游的三氧化硫源气中。

10.根据权利要求1至9中任一项所述的工艺，其中，所述减压区中所述锅炉用水的闪蒸基本上是绝热的。

11.根据权利要求1至10中任一项所述的工艺，其中所述三氧化硫源气包括通过包括在催化剂存在的情况下，使包括二氧化硫和氧气的进气接触，从而使二氧化硫氧化成三氧化硫的工艺产生的转化气体。

12.根据权利要求11所述的工艺，其中，按照足够将气体的当量水蒸汽含量增加到进入热回收吸收区的气体中的每摩尔总的当量三氧化硫气体含量至少大约0.40摩尔的比例，将水蒸气引入到所述热回收吸收区的上游的转化气体。

13.根据权利要求12所述的工艺，其中，按照足够将进入所述热回收区的所述气体的当量水蒸汽含量增加到进入所述热回收吸收区的所述气体的每摩尔总的当量三氧化硫气体含量至少大约0.55摩尔，优选地0.60摩尔，更优选地至少大约0.70摩尔，最优选地至少大约0.80摩尔的比例，将水蒸气引入到转化气体。

14.根据权利要求11至13中任一项所述的工艺，其中在将水蒸气引入到所述转化气体之前，通过将热转移给另一个流体冷却所述转化气体。

15.根据权利要求14所述的工艺，其中，所述转化气体的冷却包括相对于锅炉用水的流动，在所述热交换器的阵列的下游的节热器中，将热转移给锅炉用水。

16.根据权利要求14或15所述的工艺，其中，所述转化气体的产生包括由硫燃烧器中燃烧硫产生的二氧化硫的催化氧化。

17.根据权利要求16所述的工艺，其中，所述转化气体的冷却包括将热转移给用于所述硫燃烧器的燃烧空气。

18.根据权利要求16或17所述的工艺，其中，通过从所述吸收酸转移热加热用于所述硫燃烧器的燃烧空气。

19.根据权利要求1至18中任一项所述的工艺，其中，从所述减压区的所述锅炉用水液流闪蒸的蒸汽用于从二氧化硫吸收液体汽提二氧化硫，其中所述二氧化硫吸收液体通过将二氧化硫从二氧化硫污染的气体流吸收到包括用于二氧化硫的吸收剂的液体吸收媒介中产生。

20.根据权利要求19所述的工艺，其中，所述污染的气流包括来自吸收器的尾气，其中在硫酸中吸附三氧化硫。

21.根据权利要求20所述的工艺，其中，所述三氧化硫吸收器包括所述热回收吸收区。

22.根据权利要求1至21中任一项所述的工艺，其中，使离开所述热回收吸收区的气流与第二吸收区中的第二吸收液体酸液流、进入所述第二吸收区且在第二吸收酸中作为硫酸回收的气体流中含有的残留的SO₃接触。

23.根据权利要求1至22中任一项所述的工艺，其中，所述三氧化硫吸收酸液流和所述锅炉用水液流相对于所述串联的热交换器相反地经过，所述串联的热交换器包括第一热交换器，在所述第一热交换器中，将所述加压的锅炉用水液流加热至至少大约400℉的温度和在较低的锅炉用水压力下运行的第二热交换器，在所述第二热交换器中，在环境沸点之上的温度下加热所述锅炉用水液流，相对于所述锅炉用水液流的流动，所述第二热交换器在所述减压区的上游且所述第一热交换器在所述减压区的下游，并且相对于所述吸收酸的流动，所述第一热交换器在所述第二热交换器的上游。

24.根据权利要求23所述的工艺，其中所述热交换器的阵列进一步包括产物酸冷却器，离开所述第二热交换器的部分酸经过所述冷却器，在所述产物酸冷却器中冷却所述部分，且之后，作为产物酸从工艺去除，相对于锅炉用水流动的方向，所述产物酸冷却器在所述第二热交换器的上游，并且相对于吸收酸流，所述产物酸冷却器在所述第二热交换器的下游。

25.根据权利要求23或24所述的工艺，其中在再循环至所述热回收吸收区的初级吸收酸和向前的酸流动液流之间分开离开所述第二热交换器的吸收酸，所述向前的酸流动液流将热转移给第三热转移系统中的所述锅炉用水液流，其中进一步冷却酸和将离开所述产物酸冷却器的锅炉用水液流加热至环境沸点之上的温度。

26.根据权利要求25所述的工艺，其中所述第三热转移系统包括串联的多个热交换器，相对于所述热交换器，锅炉用水液流和向前的酸流动液流相反地经过。

27.根据权利要求25或26所述的工艺，其中在进入所述减压区之前，流经所述第三热转移系统的所述锅炉用水液流在足够将其充分地维持在液态的压力下。

28.根据权利要求25至27中任一项所述的工艺，其中使从所述第三热转移系统流向所述第二热交换器的所述锅炉用水经过所述阵列之外的热交换器，其中通过从除了所述三氧化硫吸收酸之外的流体转移热加热锅炉用水液流。

29.根据权利要求28所述的工艺，所述其他流体包括通过加热用于从其中回收二氧化硫的二氧化硫吸收液体产生的再生的二氧化硫吸收媒介，由包括将二氧化硫从二氧化硫污染的气流吸收到包括用于二氧化硫的吸附剂的液体吸收媒介的工艺产生所述二氧化硫吸收液体。

30.根据权利要求29所述的工艺，其中所述污染的气流包括来自吸收器的尾气，其中在硫酸中吸收三氧化硫。

31.根据权利要求30所述的工艺，其中所述三氧化硫吸收器包括所述初级热回收吸收区。

32.根据权利要求22至31中任一项所述的工艺，其中使离开所述热回收吸收区的气流与第二吸收区中的第二吸收酸接触，和分开离开所述第三热转移系统的所述向前的酸流动液流，以便提供所述产物酸液流和再次循环到所述第二吸收区的第二三氧化硫吸收酸液流。

33.根据权利要求20或依赖于权力要求11的权利要求21至32中任一项所述的工艺，其中所述二氧化硫供给蒸汽的制备包括在包括空气的气体中燃烧硫源，和使所述第二酸的部分循环通过干燥塔，用于燃烧空气。

34.根据权利要求33所述的工艺，其中将热从所述第二吸收酸转移给包括第二吸收酸冷却器的第四热转移系统中的所述锅炉用水液流，所述第二吸收酸冷却器相对于锅炉用水的流动，在所述产物酸冷却器的下游和所述第三热转移系统的上游，和相对于所述第二酸的流动，在所述第三热转移系统的下游和平行于所述产物酸冷却器。

35.根据权利要求34所述的工艺，其中将离开所述第三热转移系统的酸送往共同的容器，从所述容器取出所述产物酸、所述第二吸收酸和用于所述干燥塔的酸，且使来自干燥塔的酸返回到所述容器。

36.根据权利要求1至35中任一项所述的工艺，其中所述锅炉是余热锅炉，在余热锅炉中，通过从燃烧气体转移热，将所述锅炉用水液流转变成具有大于40巴的压力的蒸汽，其中在包括氧气的气体中燃烧硫源产生燃烧气体。

37.根据权利要求36所述的工艺，其中所述燃烧气体包括氧气和，在离开所述余热锅炉之后，使其与用于将二氧化硫转化成三氧化硫的催化剂接触，从而产生包括三氧化硫的转化气体，三氧化硫与所述初级热回收区中的所述三氧化硫吸收酸接触。

38.根据权利要求37所述的工艺，在包括多个催化转化区的催化转化器中产生包括三氧化硫的所述转化气体，将来自所述转化器和含有至少大约3体积百分比或至少大约4体积百分比三氧化硫的转化气体送往所述热回收吸收区，和没有将离开所述热回收吸收区的气体送往任何进一步的催化转化区，用于所述排气中的残留的二氧化硫到三氧化硫的进一步转化。

39.根据权利要求37所述的工艺，其中在包括多个催化转化区的催化转化器中产生包括三氧化硫的所述转化气体，大体上将来自所述转化器的转化气体专有地送往所述热回收吸收区，和没有将离开所述热回收吸收区的气体送往任何进一步的催化转化区，用于所述排气中的残留的二氧化硫到三氧化硫的进一步转化。

40.根据权利要求37所述的工艺，其中在包括串联的多个催化转化区的催化转化器中生产包括三氧化硫的所述转化气体，使仅来自最终的催化转化区的转化气体与用于吸收来自那里的三氧化硫的硫酸接触，和没有将离开所述热回收吸收区的气体送往任何进一步的催化转化区，用于所述排气中的残留的二氧化硫到三氧化硫的进一步转化。

41.根据权利要求37至40中任一项所述的工艺，其中在二氧化硫吸收器中，使包括离开所述热回收吸收区的气体流中含有的二氧化硫的尾气与包括用于二氧化硫的吸附剂的二氧化硫吸收媒介接触，从而产生二氧化硫吸收液体，和加热所述二氧化硫吸收液体，用于回收来自那里的二氧化硫。

42.根据权利要求41所述的工艺，其中加热所述二氧化硫吸收液体，以便回收二氧化硫产生再生的二氧化硫吸收媒介，使其再循环至所述二氧化硫吸收器，用于从所述尾气的进一步的流动吸收二氧化硫。

43.根据权利要求41或42所述的工艺，其中使流经所述热交换器阵列的锅炉用水经过所述阵列外面的第六热交换器，其中通过从所述再生的二氧化硫吸收媒介转移热或通过从包括从所述吸收液体汽提的二氧化硫和在所述第六热交换器冷凝的水蒸气的气流转移热加热锅炉用水液流。

44.根据权利要求43所述的工艺，其中相对于所述锅炉用水液流的流动，所述第五热交换器在所述第二热交换器和所述第三热转移系统之间。

45.根据权利要求36至44所述的工艺，其中在基本上由空气组成的含氧气气体中燃烧硫，所述工艺能够仅从自发的工艺用热的转移，每吨硫酸产生至少1.45吨大于等于40巴蒸汽。

46.根据权利要求45所述的工艺，能够仅从自发的工艺用热的转移，每吨硫酸产生至少1.45吨大于等于40巴蒸汽，其中自发工艺用热由来自含氧气体中燃烧硫的燃烧热、硫酸的形成的蒸汽相热、三氧化硫到所述初级热回收吸收酸的吸收、所述热回收吸收区中的水的冷凝、所述热回收吸收区中的硫酸的冷凝、和在干燥塔中水分从空气到硫酸的冷凝组成。

47.根据权利要求45所述的工艺，能够仅从自发的工艺用热的成分的转移，每吨硫酸产生至少1.45吨蒸汽，其中工艺用热由来自含氧气体中燃烧硫的燃烧热、硫酸的形成的蒸汽相热、三氧化硫到所述初级热回收吸收酸的吸收、所述热回收吸收区中水的冷凝、和所述热回收吸收区中的硫酸的冷凝组成。

48.根据权利要求45所述的工艺，能够仅从自发的工艺用热的成分的转移，每吨硫酸产生至少1.45吨蒸汽，其中自发工艺用热由来自含氧气体中燃烧硫的燃烧热和三氧化硫到所述初级热回收吸收酸的吸收组成。

49.根据权利要求45至48中任一项所述的工艺，其中硫酸的形成的蒸汽相热到余热锅炉用水的转移、所述热回收吸收区中所述吸收酸中的三氧化硫的吸收热、所述热回收吸收区中的水的冷凝、和所述热回收吸收区中的硫酸的冷凝导致产生的每吨硫酸从所述余热锅炉产生至少大约0.2吨大于等于40巴蒸汽的增加的增量。

50.根据权利要求45至48所述的工艺，其中所述热回收吸收区中所述吸收酸中的三氧化硫的吸收热到余热锅炉用水的转移导致产生的每吨硫酸从所述余热锅炉产生0.2吨大于等于40巴蒸汽的增加的增量。

51.根据权利要求45至48所述的工艺，其中在热回收容器内，即，在大约3和大约15psig之间、或大约5和大约15psig之间、或在大约10和大约15psig之间的气体压力下操作的热回收容器内含有所述热回收吸收区。

52.根据权利要求51所述的工艺，其中所述热回收容器进一步含有第二吸收区，其中使离开热回收吸收区的气体流与第二吸收酸接触，用于冷却和回收来自所述离开的气流的残留的SO₃。

53.根据权利要求1至52所述的工艺，其中通过从所述吸收酸转移热加热用于燃烧硫的空气。

54.根据权利要求53所述的工艺，其中将热从所述转化气体和所述吸收酸转移给所述燃烧空气。

55.一种用于制造硫酸的工艺，其包括：

使初级热回收吸收区中包括三氧化硫的源气与包括液体硫酸的三氧化硫吸收酸液流接触，从而将三氧化硫从源气转移给吸收酸液流和通过吸收热加热所述吸收酸液流；

将热从所述吸收酸液流转移给锅炉用水液流；和

之后，从加热的锅炉用水液流形成在至少40巴的压力下的蒸汽；

其中以在所述锅炉中形成的、具有至少40巴的压力的蒸汽的形式回收至少大约60％、75％、85％、90％、95％、或97％的所述热回收吸收区中形成的吸收热。

56.根据权利要求55所述的工艺，其中所述源气进一步包括水蒸气和/或硫酸蒸汽和通过硫酸的形成的蒸汽热和其中从气相到液相冷凝的水蒸气和/或硫酸的冷凝热，在所述热回收区中进一步加热所述吸收酸。

57.根据权利要求56所述的工艺，其中将所述热回收吸收区中形成的至少60％、75％、85％、90％或95％的硫酸的形成的蒸汽相热、吸收热和冷凝热从所述三氧化硫吸收酸转移给所述锅炉用水液流和以所述锅炉中形成的、具有至少40巴的压力的蒸汽的形式回收。

58.根据权利要求55至57中任一项所述的工艺，其中使离开所述热回收吸收区的气流与第二吸收区中的第二吸收酸接触，在第二吸收酸中，作为硫酸回收进入所述第二吸收区的气流中含有的残留的SO₃。

59.根据权利要求55至58中任一项所述的工艺，其中加热所述锅炉用水进一步包括使锅炉用水液流经过热交换器，其中通过从除了所述三氧化硫吸收酸之外的流体转移热，将其加热。

60.根据权利要求59所述的工艺，其中所述其他流体包括通过加热用于从其中回收二氧化硫的二氧化硫吸收液体产生的再生的二氧化硫吸收媒介，由包括将二氧化硫从二氧化硫污染的气流吸收到包括用于二氧化硫的吸附剂的液体吸收媒介的工艺产生所述二氧化硫吸收液体。

61.根据权利要求60所述的工艺，其中所述污染的气流包括来自吸收器的尾气，其中在硫酸中吸收三氧化硫。

62.根据权利要求61所述的工艺，其中所述三氧化硫吸收器包括所述初级热回收吸收区。

63.根据权利要求55至62中任一项所述的工艺，其中所述三氧化硫源气包括通过包括在催化剂的存在的情况下，使包括二氧化硫和氧气的进气接触，从而使二氧化硫氧化成三氧化硫的工艺产生的转化气体。

64.根据权利要求63所述的工艺，其中所述二氧化硫供给气体的制备包括在包括空气的气体中燃烧硫源。

65.根据权利要求64所述的工艺，其中所述锅炉是余热锅炉，其中通过从燃烧所述硫源产生的燃烧气体转移热，将所述锅炉用水液流转化成具有大于40巴的压力的蒸汽。

66.根据权利要求55至65中任一项所述的工艺，其中在二氧化硫吸收器中，使包括离开所述热回收吸收区的气流中含有的二氧化硫的尾气与包括用于二氧化硫的吸附剂的二氧化硫吸收媒介接触，从而产生二氧化硫吸收液体，和加热所述二氧化硫吸收液体，用于回收来自那里的二氧化硫。

67.根据权利要求66所述的工艺，其中加热所述二氧化硫吸收液体，以便回收二氧化硫产生再生的二氧化硫吸收媒介，使其再循环至所述二氧化硫吸收器，用于从所述尾气的进一步的流动吸收二氧化硫。

68.一种用于硫酸的制造的工艺，其包括：

使初级热回收吸收区中包括三氧化硫的源气与包括液体硫酸的三氧化硫吸收酸液流接触，从而将三氧化硫从源气转移给吸收酸液流和通过吸收热加热所述吸收酸液流；

将所述热回收吸收区中形成的至少大约60％、75％、85％、90％、95％、或97％的吸收热转移给锅炉用水液流；和

将所述锅炉用水加压到至少40巴。

69.一种用于硫酸的制造的工艺，其包括：

使初级热回收吸收区中包括三氧化硫的源气与包括液体硫酸的三氧化硫吸收酸液流接触，从而将三氧化硫从源气转移给吸收酸液流和通过吸收热加热所述吸收酸液流；和

将热从所述吸收液体转移给锅炉用水液流，从而将所述锅炉用水液流加热至至少400℉的温度。

70.根据权利要求69所述的工艺，其中将所述热回收吸收区中形成的至少60％、75％、85％、90％、95％或97％的吸收热从所述三氧化硫吸收酸转移给所述锅炉用水液流和以所述锅炉中形成的、具有至少40巴的压力的蒸汽的形式回收。

71.根据权利要求69所述的工艺，其中所述源气进一步包括水蒸气和/或硫酸蒸汽，以及通过硫酸的形成的蒸汽相热和其中从气相冷凝为液相的水蒸气和/或硫酸的冷凝热，在所述热回收区中进一步加热所述吸收酸。

72.根据权利要求70或71所述的工艺，其中将所述热回收吸收区中形成的至少60％、75％、85％、90％或95％的吸收热和冷凝热从所述三氧化硫吸收酸转移给所述锅炉用水液流和以所述锅炉中形成的、具有至少40巴的压力的蒸汽的形式回收。

73.根据权利要求69至72中任一项所述的工艺，其中通过从所述三氧化硫吸收酸转移热，将所述锅炉用水液流加热至至少415℉、425℉、435℉、450℉、475℉或500℉的温度。

74.一种用于硫酸的制造的工艺，包括：

在含有过量的氧气的气体中燃烧硫源，以便产生包括二氧化硫和氧气的燃烧气体；

使所述燃烧气体经过余热锅炉，其中通过将热转移给锅炉用水液流，用于形成在大于40巴的压力的蒸汽，回收燃烧的热；

使所述燃烧气体与串联的催化转化区中的催化剂接触，用于二氧化硫到三氧化硫的转化，从而产生包括三氧化硫的转化气体；

在热回收吸收区中，使所述转化气体与包括液体硫酸的三氧化硫吸收酸液流接触，从而将三氧化硫从气源转移给吸收酸液流和通过吸收热加热所述吸收酸液流；

将热从所述吸收酸液流转移给锅炉用水液流；和

之后，将所述锅炉用水液流转移给所述余热锅炉，用于从加热的锅炉用水液流形成在至少40巴的压力的蒸汽，其中，以在锅炉中形成的、具有至少40巴的压力的蒸汽的形式回收所述热回收吸收区中形成的至少大约60％、75％、85％、90％、95％或97％的吸收热；和

在没有进一步接触用于将二氧化硫转化为三氧化硫的催化剂的情况下，从工艺排放离开所述热回收吸收区的气流中含有的残留的二氧化硫。

75.根据权利要求74中所述的工艺，其中在包括多个催化转化区的催化转化器中产生包括三氧化硫的所述转化气体，将来自所述转化器和含有至少大约3体积百分比或至少大约4体积百分比三氧化硫的转化气体送往所述热回收吸收区，和没有将离开所述热回收吸收区的气体送往任何进一步的催化转化区，用于所述排气中的残留的二氧化硫的三氧化硫的进一步转化。

76.根据权利要求74中所述的工艺，其中在包括多个催化转化区的催化转化器中产生包括三氧化硫的所述转化气体，大体上将来自所述转化器的转化气体专有地送往所述热回收吸收区，和没有将离开所述热回收吸收区的气体送往任何进一步的催化转化区，用于所述排气中的残留的二氧化硫的三氧化硫的进一步转化。

77.根据权利要求74中所述的工艺，其中在包括多个催化转化区的催化转化器中产生包括三氧化硫的所述转化气体，使仅来自所述催化转化区中的一个的转化气体与硫酸接触，用于从那里吸收三氧化硫，和没有将离开所述热回收吸收区的气体送往任何进一步的催化转化区，用于所述排气中的残留的二氧化硫的三氧化硫的进一步转化。