CN109205574A - 湿气硫酸设备中的床间冷却方法 - Google Patents
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Abstract
公开了用于在硫酸设备中的催化层或催化床之间冷却工艺气体的方法，其中使用一个或多个锅炉(特别是水管锅炉)代替传统的蒸汽过热器来冷却设备的SO2转化器中催化床之间的工艺气体，在该硫酸设备中，由含有含硫组分(如SO2、H2S、CS2和COS)的进料气体或液体进料(如熔融硫或废硫酸)来生产硫酸。由此，获得了不那么复杂的且更加成本有效的换热器布局。
Description
技术领域
本发明涉及一种用于湿气硫酸(WSA)设备中的催化层或催化床之间的工艺气体的床间冷却方法，在该WAS设备中由含有含硫组分(如SO2、H2S、CS2和COS)的酸进料气体或源自烷基化技术或所谓的BTX生产的液体进料(如熔融硫或废硫酸)来生产硫酸。
背景技术
硫酸(H2SO4)是一种重要的商业化学品，其生产超过2亿吨/年。其主要用于化肥生产，但其尤其还用在粘胶纤维、颜料的生产中、电池中、冶金工业中和精炼工业中。
在硫酸设备中，通常将含硫进料组分在热燃烧器中转化成SO2。然后，使用具有氧化SO2的活性的催化剂根据以下反应将SO2气体进一步氧化成SO3：
SO2(g)+1/2O2(g)＝SO3(g)+99kJ/摩尔
因为反应是平衡反应，并且SO2的氧化释放能量，因此较高的温度将限制SO2向SO3的转化。出于这一原因，工业SO2转化器通常被配置成具有床间冷却的多个绝热催化床，以增加总转化率。
在SO2转化步骤的下游，使形成的SO3与H2O反应，形成H2SO4，然后在冷凝步骤中将H2SO4与气相分离，产生商业级的浓H2SO4和清洁的工艺气体，该工艺气体被直接送到烟囱，或者在被排入大气之前送至进一步清洁。
除了明显的硫酸生产以及确保尽可能低的向大气的排放量之外，硫酸设备正逐渐满足增加操作的热效率的要求。高程度的能源回收减少了对于任何(昂贵的)支持燃料/热的需求，或增加了高价值能量(例如作为高压蒸汽)的输出。
随着对高硫酸产量(低排放)和高热回收的强烈需求，整个设备的复杂性可能显著增加，对于硫酸设备(其中燃烧器和/或转化器中化学转化发出的能量低)尤其如此。设备的复杂性可能降低设备的灵活性和可操作性。
WSA设备的换热器系统的正常配置包括用于床间冷却的蒸汽过热器。在废热锅炉和工艺气体冷却器中产生饱和蒸汽。然而，在一些配置中，特别是在粘胶设备和废酸再生(SAR)设备中，废热锅炉中产生的蒸汽对于床间冷却器是不足的，因此蒸汽冷却器(通过沸水对蒸汽脱过热或预热锅炉进料水)是必须的。结果是复杂且昂贵的换热器布局。
在WSA设备中，转化的工艺气体中存在水和SO3蒸汽，因此如果温度低于硫酸露点，液体硫酸就将冷凝。另一方面，由于在WSA冷凝器的入口中使用氟化聚合物，所以硫酸冷凝步骤的入口处的工艺气体温度通常被限于最高290℃。通常能够设计WSA设备用于WSA冷凝器入口处的至多260-263℃的硫酸露点。因此，为了在工艺气体冷却器(其为WSA冷凝器之前的最后冷却步骤)中提供足够的温差(temperature approach)，并且同时具有对硫酸露点的足够的安全边际，蒸汽系统中的饱和蒸汽温度通常被选择为比硫酸露点高12-15℃，即275℃，这在工艺气体冷却器的冷端提供了15℃的温差。275℃的饱和蒸汽温度相当于58.5barg的蒸汽压力。
关于现有技术，US 2015/0352510 A1公开了一种具有床间冷却的绝热多床催化转化器。该转化器包括压力容器、多个超载的(super-imposed)催化床(各自配置有圆环形容器和轴向核心通道)和用于至少两个所述催化床之间的气流的床间冷却的装置。用于床间冷却的装置包括包含换热体的换热体，其轴向延伸通过至少两个连续的催化床的核心通道；和壁系统，其也被配置在所述核心通道中，并围绕所述换热体，以界定换热器的壳侧的边界。壁系统是以使换热器的壳侧包括至少第一空间和第二空间的方式构建的，因此，用于床间冷却的装置与水管锅炉毫无共同之处。
EP 2 610 001 A1也描述了一种具有床间冷却的绝热多床催化转化器以及相关的工艺。该转化器包括壳，其至少包括用于新鲜试剂流的入口和用于产物流的出口；串联布置的多个催化床；和用冷却介质进料且被布置成冷却从一个床流到另一个床的工艺流的多个床间换热器。与转化器相关的工艺包括通过串联布置的各个催化床的多个绝热反应步骤，使得离开第一床或中间催化床的工艺流被进料到下一催化床，并且离开最后的催化床的工艺流形成产物流。床间冷却步骤使得工艺流通过与冷却介质间接换热而被冷却。工艺的特征在于至少一个工艺流(其离开一般而言的第一催化床，以进入第二和下游的催化床)与试剂的骤冷流混合，允许在进入第二床之前，精确地控制工艺流的温度，所述骤冷流的温度低于工艺流的温度。没有指明可以使用水管锅炉来获得床间冷却。
属于申请人的US 2015/0147266 A1涉及一种用于将SO2氧化成SO3的工艺设备，其中将氧化的工艺气体在床间冷却器中冷却，并且随后通过在锅炉(优选为水管锅炉)中换热而经受进一步冷却。然而，这样的锅炉不是用于转化器中的床间冷却，而是用于转化器之后的随后冷却，并且未指明所使用的床间冷却器的类型。
最后，US 3,350,169 A、US 3,653,828 A、US 3,432,264 A、US 3,147,074 A、NZ203892 A、US 3,536,446 A和EP 2 561 921 A1(后者属于申请人)均描述了用于作为生产硫酸的工艺的一部分而将包含SO2的工艺气体催化转化成SO3的工艺。通过使工艺气体通过一系列催化剂床来实施SO2向SO3的转化。通过将工艺气体通过锅炉(其加热水以产生蒸汽)，将工艺气体在床之间冷却。通过燃烧多种硫源(例如废硫酸、硫化氢、熔融硫或其他硫化物)而产生SO2。除了EP 2 561 921 A1之外，所有这些文件均描述了用干燥气体进料的设备，使得料流能够如所期望地混合，而不必须考虑硫酸露点，也不必须考虑锅炉中压力和进料水温度的选择。对于EP 2 561 921 A1，安装了锅炉进料水预热器，所述预热器被设计为除了仅加热水的事实之外就如同现有的蒸汽过热器的普通换热器。
发明内容
本发明提供了一种工艺布局，其中结合了高硫酸产率、高热量回收率和低复杂性，提供了设备的最佳操作，而没有可操作性和灵活性的损失。同时，这种新布局的投资成本低于目前使用的设备布局。更具体地，本发明的想法是使用水管锅炉用于床间冷却，来替代过热器。由于较低的总换热面积，这将显著简化总工艺布局，并大幅降低成本。
换热器面积减少的原因是与过热器相比，锅炉中的温差较高，以及与蒸汽相比，沸水的传热系数较高。
因此，本发明涉及一种用于在湿气硫酸设备中的催化层或催化床之间冷却工艺气体的方法，在该湿气硫酸设备中由含有含硫组分(如SO2、H2S、CS2和COS)的进料气体或液体进料(如熔融硫或废硫酸)来生产硫酸，
其中使用一个或多个锅炉来代替传统的蒸汽过热器，以在设备的SO2转化器中的催化床之间冷却工艺气体。
根据本发明使用的床间锅炉优选是水管锅炉，特别是卧式或近似卧式的水管锅炉。也可以使用火管锅炉和立式的水管锅炉，但卧式的水管锅炉是最成本有效的实施方案。
水管锅炉中的管可以是裸管、安装有散热片或在管束中具有散热片管和裸管的组合。
工艺气体优选源自至少一种废硫酸进料流的燃烧。
优选地，设备的至少一种进料流是来自粘胶纤维生产设备的含CS2和H2S的气体。
为了能够控制下游催化剂床的入口温度，需要壳侧旁路。此外，为了维持转化率，在下游催化剂床的分层入口具有某些限制。这意味着需要这种配置用于将绕过的气体混合到冷却的气体中。
因此，本发明涉及进行床间冷却的方式。床间冷却通常将在使用熔融传热盐、工艺气体(转化或未转化)、空气或蒸汽(饱和或过热)的换热器中或通过用较冷的空气或工艺气体骤冷来进行。对于大多数设备，用高压蒸汽进行工艺气体的床间冷却，通过使蒸汽过热来冷却工艺气体。然后，通过调节蒸汽向床间冷却器的流动来控制工艺气体温度，即，通常存在围绕床间冷却器的蒸汽旁路。
床间冷却器可以放置在SO2转化器壳内，以及转化器壳的外侧。对于WSA设备，一般的实践是使用位于SO2转化器壳内部的床间冷却器，从而避免换热器的冷区域，因此降低硫酸冷凝和腐蚀的风险。
附图说明
在下文中，参照附图更加详细地描述本发明，其中
图1显示了被配置用于处理来自粘胶纤维生产设备的含有CS2和H2S的贫气的典型湿气硫酸(WSA)设备，
图2显示了使用本发明的方法的被配置用于处理来自粘胶纤维生产设备的含有CS2和H2S的贫气的WSA设备，
图3显示了本发明的应用，其中WSA设备被配置用于废硫酸的再生，并且
图4显示了本发明的另一应用，其中WSA设备被配置用于处理酸气。
具体实施方式
用于处理粘胶尾气的WSA设备的描述
图1示出了被配置用于处理来自粘胶纤维生产设备的含CS2和H2S的贫气和生产硫酸的典型湿气硫酸(WSA)设备。通常，贫气将是CS2+H2S<2vol％的大气空气。
将贫气(1)分成两部分，其中约1/3经由管线(3)送到热燃烧器(6)，在此处将其与燃气(7)一起燃烧，需要燃气(7)以在燃烧器中维持足够高的温度。贫气中包含燃烧所需的氧气。除此之外，可以将熔融硫(8)进料到燃烧器中，以促进酸产生和向燃烧器的热输入。剩余2/3的贫气(4)绕过燃烧器，并用于使燃烧器废气(11)骤冷，然后将其进料到SO2转化器(12)。绕过的贫气中所含的CS2和H2S在具有完全氧化H2S和CS2的活性的第一绝热催化床(13)中被氧化成SO2、CO2和H2O。H2S和CS2的氧化热通常会将工艺气体温度升高80-150℃。
现在，含SO2的工艺气体进入第一绝热SO2氧化床(14)，其装载具有将SO2氧化成SO3的活性的硫酸催化剂。在第一SO2转化器床中，大部分SO2被氧化成SO3，其增加了工艺气体温度，在此温度下，最高可能的SO2转化低于排放要求，因此需要冷却步骤和另一转化步骤。在床间冷却器(15)中，部分转化的工艺气体被冷却到第二SO2转化器床的最佳入口温度，在该第二SO2转化器床中发生最终的SO2转化，使得总SO2转化率达到98-99.5％的范围内。然后，将工艺气体在工艺气体冷却器(17)中冷却，然后将其送入WSA冷凝器(19)。在工艺气体冷却器中，SO3部分地与H2O反应，形成气态H2SO4。在WSA冷凝器中，工艺气体被冷却至约100℃，完成SO3水合成H2SO4，并且将H2SO4冷凝以形成液体浓H2SO4，其经由管线(40)离开WSA冷凝器。清洁气体经由管线(20)离开WSA冷凝器。清洁气体可以送入例如碱洗器或过氧化物洗涤器或酸雾过滤器(图1未示出)中以额外地去除SO2，然后经由管线(37)添加热空气，并且将气体经由管线(21)送至烟囱。
WSA冷凝器的冷却介质是在冷却鼓风机(33)中压缩并经由管线(34)送至WSA冷凝器的环境空气(31)，其经由管线(35)离开WSA冷凝器。
对于这样的设备，热回收非常重要。为了节省燃气并降低燃烧器的尺寸，仅一部分贫气被热燃烧，大部分贫气在第一催化剂床(13)中被催化燃烧。可选方案是所有的贫气进入燃烧器，显著增加燃气消耗和燃烧器的尺寸，这会需要废热锅炉以将工艺气体冷却到SO2转化器入口温度。燃烧器和催化转化器床中释放的热是中等的，并且不足以产生足量的床间冷却器中需要的高压饱和蒸汽，因此，将需要非常复杂的热管理系统以使送至床间锅炉的饱和蒸汽的生产最大化。
将软化水(50)送入脱气器(51)，在其中使用低压蒸汽(52)来脱除氧气。脱气的锅炉进料水经由管线(56)离开脱气器，并且通过锅炉进料水泵(57)增加压力。然后，将锅炉进料水(58)在锅炉进料水预热器(59)中预热，之后其经由管线(61)进入蒸汽鼓(62)。少部分的锅炉进料水用于使输出蒸汽(75)骤冷。将高压蒸汽鼓连接到两个锅炉，即工艺气体冷却器(17)和蒸汽发生器(80)。饱和蒸汽经由管线(72)离开蒸汽鼓，并且将其在床间冷却器(15)中过热。然后，将过热的蒸汽经由管线(73)送至蒸汽发生器(80)，在该蒸汽发生器(80)中将其脱过热，同时在蒸汽发生器中产生饱和蒸汽。将一部分脱过热的蒸汽送至锅炉进料水(BFW)预热器(59)，在其中将蒸汽冷凝，并且使用热使锅炉进料水预热。蒸汽冷凝物经由管线(77)离开BFW预热器，并且回到脱气器(51)。将剩余的部分脱过热的蒸汽(75)调节到所需的输出蒸汽压，并使用来自管线(63)的锅炉进料水骤冷到接近饱和，并且经由管线(64)作为输出蒸汽送至界区(battery limit)。
所描述的高度有效并整合的热管理系统对于向床间冷却器提供足够的饱和蒸汽是必须的，使得工艺气体能够被冷却到第二SO2转化催化剂床的最佳入口温度。换热器被紧密连接，并且具有非常窄的操作窗口，其中能量平衡有利于生产足量或过量的饱和蒸汽。
使用本发明的用于处理粘胶尾气的WSA设备的描述
图2显示了使用本发明的被配置用于处理来自粘胶纤维生产设备的含CS2和H2S的贫气的湿气硫酸(WSA)设备。
对于热燃烧、贫气旁路、催化H2S和CS2氧化、SO2氧化和H2SO4冷凝，本发明的工艺气体布局在很大程度上类似于如上所述的传统布局。
WSA设备的传统布局和根据本发明的新布局之间的差异是在设备的热管理范围内。
在新布局中，将软化水(50)送至脱气器(51)，在其中使用低压蒸汽(53)来脱除氧气。脱气的锅炉进料水经由管线(56)离开脱气器，并通过锅炉进料水泵(57)增加压力。将锅炉进料水经由管线(58)进一步送至蒸汽鼓(62)。蒸汽鼓连接到两个锅炉，即工艺气体冷却器(17)和床间冷却器(19)，其在这一布局中被配置为锅炉，而不是如传统布局中的蒸汽过热器。在将饱和蒸汽经由管线(64)作为输出蒸汽送至界区之前，可以任选地调节来自蒸汽鼓(83)的饱和蒸汽。
床间冷却器的主要任务是控制至下游催化床的工艺气体温度，并且采用安装的锅炉，通过引导一部分热工艺气体经由管线(85)绕过锅炉来控制工艺气体温度。
然而，由于通过锅炉(19)的工艺气体和绕过的气体(85)之间的温度差异可能非常大，所以如果温度分层变得太大，则即便是平均温度是合适的，下游的第二SO2转化器床的性能也将会降低。这是由于以下事实：一方面，用于SO2氧化的催化剂随着温度的降低而失去活性，另一方面，如果温度太高，则转化将受到平衡约束的限制。为了避免这一点，需要混合装置，以将来自锅炉的冷工艺气体与热的绕过的工艺气体混合。
在新的工艺布局中，床间冷却器是蒸汽发生器(锅炉)，其可以是火管型以及水管型。火管锅炉通常必须被放置在SO2转化器壳外部，这增加了产生冷点和随后的硫酸冷凝和腐蚀的风险。由于火管锅炉的厚壳，这一锅炉选择被认为是不经济的。
SO2转化器壳内部的水管锅炉是优选的方案，因为管可以从卧式到立式以任何位置定向，此外，管可以是裸管或安装有散热片。
优选在床间冷却器中使用与工艺气体冷却器中相同的锅炉压力，因为这允许共享相同的蒸汽鼓，并简化设备的布局。具体的环境可能有利于在两个换热器中使用不同的蒸汽压力，但这将需要两个蒸汽鼓或连接到界限外的蒸汽线路。
在以下实施例中进一步描述了本发明。
实施例1
在该实施例中，将包含0.38vol％CS2、0.36vol％H2S和其余为环境空气的30,000Nm3/h粘胶尾气分别在图1和2中示出的WSA设备中处理。另外，400kg/h熔融硫(7)被焚烧以促进硫酸生产，并为热燃烧器添加补充热，并且80kg/h低压蒸汽(54)用于熔融硫的雾化。将天然气(8)添加到热燃烧器中，以在热燃烧器(6)中实现850℃的温度。在催化氧化CS2和H2S后，所得工艺气体包含2-3vol％SO2。
在该实施例中，在WSA冷凝器(19)的入口处的工艺气体流(18)中的硫酸露点温度仅为238℃。因此，与290℃和263℃的最大值相比，WSA冷凝器的入口温度以及蒸汽系统中的饱和蒸汽温度已分别降低至270℃和255℃。这在床间冷却器(15)/床间锅炉(19)和工艺气体冷却器(17)中提供了至硫酸露点的最小17℃的边际，并且在工艺气体冷却器(17)的冷端提供了15℃的温差。对应于255℃的饱和蒸汽温度的蒸汽压力是42.2barg。
在该实施例中，降低蒸汽压力和WSA冷凝器的入口温度的原因是使蒸汽生产最大化，并且通过提供较低设计压力而降低蒸汽系统的成本。
以下表1显示出了用于控制设备中工艺温度的热回收系统中换热器数目的差异。可以看出，换热器的数目从传统布局中的四个减少到改进的热回收系统中的仅两个。除此之外，床间冷却器中的换热面积从传统布局(情况A)中的43m2减少到新布局(情况B)中的8.5m2。换热面积的这种减少部分是由于总传热系数的提高，因为具有几乎无限传热系数的沸水代替了较低对流传热系数的饱和/过热蒸汽。此外，与蒸汽过热器相比，锅炉中增加的温差降低了所需的传热面积。此外，将存在进一步的成本节约，因为锅炉通常由碳钢制成，而蒸汽过热器是由更加昂贵的合金钢制成。
除了设备部件的数目和换热器面积的降低之外，新布局在工艺控制方面也简单得多。
现在，床间锅炉的操作独立于设备的操作，即，换热器的性能不依赖于用于冷却工艺气体的饱和蒸汽的足量产生。
这还具有以下益处：能够更快且更平滑地进行启动，并且针对操作条件的变化，设备的操作将更加地稳健。例如，传统布局取决于催化床中的某一反应热，以产生足量的用于床间冷却器的饱和蒸汽，并且这一约束对于新的床间锅炉方案并不存在。如果例如由于离开第一催化床(14)的温度升高，而使床间冷却器中的冷却要求提高，则床间冷却器(15)中的冷却能力的增加必须等待工艺气体冷却器(17)和蒸汽发生器(80)中饱和蒸汽的生产。不同于改进的布局中简单的工艺控制，在传统布局中存在非常高程度的热整合，因为过热和饱和的蒸汽分别用于蒸汽生产和锅炉进料水的预热，以提供至床间冷却器(15)的足够蒸汽流。因此，由于BFW预热器(59)、蒸汽发生器(80)和床间冷却器(15)全是相互依赖的，所以这些换热器之一中发生的任何扰动将影响整个设备的操作。
维持了已知的设备的高程度的热回收，差异是在新布局中仅产生饱和蒸汽，而在传统布局中，某一程度的过热是可能的。如果需要过热的蒸汽输出，则可以在燃烧器出口和最后的SO2催化剂床出口之间的任何位置纳入并安装专用的蒸汽过热器。
下表阐释了具有传统热管理的硫酸设备(情况A)和根据本发明的具有新的简单热管理布局(即使用床间锅炉)的硫酸设备(情况B)之间的比较。
表1
由该表可以看出，新布局已将换热器的数目从4个降低到2个，并且显著降低了床间冷却器的尺寸和成本。在传统布局中，48％的额外负荷被内部传递，以冷却工艺气体，而在新布局中，不需要热的内部传递/再循环就能够实现工艺气体的期望冷却。
实施例2
图3示出了本发明的应用的另一实施例。在该实施例中，WSA设备被配置用于使包含约90wt％H2SO4、4wt％H2O、0.3wt％SO2和5.7wt％含硫烃的100MTPD废硫酸(101)再生。使用雾化空气(102)将废酸(101)雾化到热燃烧器(6)中，通过燃烧燃气来供应维持～1000℃的燃烧器温度所需的热输入。经由管线(141)供应热的燃烧空气。在热燃烧器(6)中，废酸被降解成SO2、H2O和CO2。来自燃烧器的工艺气体(116)被送至废热锅炉(110)，将工艺气体在其中冷却。在进一步的冷却步骤中，将工艺气体在空气预热器(111)中冷却。然后，工艺气体进入静电沉淀器(112)，在其中除去主要来自上游烷基化工艺的腐蚀产物的粉尘。
任选地，如果需要降低NOx排放，将安装SCR反应器(113)，然后将少量的氨经由管线(145)添加到工艺气体。为了确保用于在SO2转化器(12)中将SO2转化成SO3的足够的氧气并且为了降低工艺气体的硫酸露点，将预热的稀释空气经由管线(146)添加到工艺气体。然后，稀释的工艺气体(122)进入SO2转化器(12)，在这种情况下，SO2转化器(12)将被配置有三个包含具有将SO2氧化成SO3的活性的硫酸催化剂的绝热催化床(13、14和124)。在第一床(13)中，发生主要的SO2氧化，将离开催化剂床的工艺气体温度增加至500-550℃。在第一床间冷却器(19)中，将部分转化的工艺气体冷却，然后送至第二床(14)以进一步转化。然后，将进一步转化的工艺气体送至第二床间冷却器(123)，在其中将工艺气体冷却到第三床(124)入口温度。最终的SO2转化确保了SO2总转化率为约99–99.7％。然后，将工艺气体在工艺气体冷却器(17)中冷却。然后，将转化的工艺气体(18)送至WSA冷凝器(19)，以进一步冷却到约100℃，将SO3水合成H2SO4，并冷凝H2SO4。WSA冷凝器的冷却介质是环境空气，其在冷却鼓风机(33)中被压缩。来自WSA冷凝器的热空气(35)的一部分(138)在热鼓风机(139)中被进一步压缩，并用作燃烧器(6)中的燃烧空气(141)以及用作稀释空气(142)。剩余的热空气可用于(159)中的锅炉进料水预热和/或添加到来自WSA冷凝器的清洁气体，其可以任选地已经经受例如在碱洗器或过氧化氢洗涤器和/或雾过滤器中的额外清洁(图3未示出)。
在废热锅炉(110)、第一和第二床间冷却器(19和123)和工艺气体冷却器(17)中发生的工艺气体冷却借助了蒸汽锅炉，优选水管锅炉。第一和第二床间冷却器均被配置有热工艺气体旁路(85，185)和下游混合器(未示出)，以确保下游催化剂床的最佳且均匀的入口温度。所有的锅炉都经由上升管和下降管(70/71，81/82，114/115和181/182)连接到蒸汽鼓(62)。最后，经由管线(64)从蒸汽鼓取出饱和的输出蒸汽。在蒸汽输出需要过热的情况下，两个床间冷却器之一可以被配置为类似于图1所示的布局的蒸汽过热器。可选择地，蒸汽过热器可以放置在废热锅炉(110)的出口和SO2转化器(12)的入口之间的任何地方。
在该实施例中，由于高含量的水和SO3蒸汽二者，WSA冷凝器(19)入口处的工艺气体流(18)中的硫酸露点温度为263℃。因此，WSA冷凝器的入口温度以及蒸汽系统中的饱和蒸汽温度分别被选择为最大值290℃和263℃。这在床间锅炉(19，123)和工艺气体冷却器(17)中提供至硫酸露点最少12℃的边际，并且在工艺气体冷却器(17)的冷端提供了15℃的温差。
在传统布局中，床间冷却器是蒸汽过热器，其使用废热锅炉(110)和最终的工艺气体冷却器(17)中生产的饱和蒸汽。尽管饱和蒸汽的生产高于粘胶尾气的情况(实施例1)，该生产并不足够高以确保两个床间冷却器的简单控制。传统上，饱和蒸汽首先通过第二床间冷却器用于第一过热，然后通过第一床间冷却器用于最后过热，各冷却器均装配有旁路系统，以控制工艺气体温度。在两个床间冷却器之间，必须添加蒸汽脱过热器，以允许第一床间冷却器中工艺气体的充分冷却。脱过热器通常是小型锅炉(compact boiler)，产生用于蒸汽冷却线路的饱和蒸汽。离开第一床间冷却器的过热蒸汽还需要通过脱过热器，以产生用于蒸汽冷却系统的更多饱和蒸汽。在传统布局中，内部传热仅为总负荷的5％(对于其解释，参见实施例1表1)，其在本发明的新布局中再次被减少到0％。
传统的蒸汽冷却系统具有非常高的热回收，但也具有换热器间的相互依赖性。由于床间冷却器需要饱和蒸汽来起作用，设备的启动可能较长，因为饱和蒸汽的产生必须平衡对床间冷却器中冷却的需求。
通过引入锅炉作为床间冷却器，消除了这一复杂性和相互依赖性——至第二和第三催化剂床的工艺气体温度被直接控制，因为工艺气体被分流(bypassed)，并且冷却不依赖于其他换热器中蒸汽的产生。这也允许设备更加快速地启动。
如在实施例1中，新布局使用更少的换热器，提供了与传统布局同样高的热回收。床间冷却器将需要更少的传热面积，并且不同于传统换热器所用的更高级的合金钢，构建材料将是碳钢。
实施例3
图4示出了本发明的应用的另一实施例。在该实施例中，WSA设备被配置用于处理酸气。将包含30vol％H2S、0.4vol％CO、0.1vol％H2、700ppmv COS和其余为CO2的酸气经由管线(105)送至热燃烧器(6)。在热燃烧器中，酸气被氧化成SO2、CO2和H2O。燃烧和SO2氧化所需的氧气以热空气的形式经由管线(141)被送至燃烧器。来自燃烧器的工艺气体经由管线(116)进入废热锅炉(110)。在废热锅炉中，工艺气体被冷却至SO2转化器入口温度。取决于对NOx排放的要求，随后可以使工艺气体在SCR反应器(113)中经受NOx还原，并将SCR反应所需的氨经由管线(165)添加到工艺气体。然后，包含SO2的工艺气体(122)进入SO2转化器(12)，类似于在实施例2中，该SO2转化器(12)配置有三个绝热催化剂床，通过第一和第二床间冷却器(19，123)进行床间冷却。在工艺气体冷却器(17)中，工艺气体被冷却至290℃，并且SO3部分水合成H2SO4。然后，转化的工艺气体(18)被送至WSA冷凝器，以进一步冷却至约100℃，将SO3水合成H2SO4和浓H2SO4冷凝。WSA冷凝器的冷却介质是环境空气，其在冷却鼓风机(33)中被压缩。来自WSA冷凝器的热空气(35)的一部分(138)在热鼓风机(139)中被进一步压缩，并且用作燃烧器(6)中的燃烧空气(141)。剩余的热空气可用于(159)中的锅炉进料水预热和/或添加到来自WSA冷凝器的清洁气体，其可以任选地已经经受例如在碱洗器或过氧化氢洗涤器和/或雾过滤器中的额外清洁(图4未示出)。
在废热锅炉(110)、第一和第二床间冷却器(19和123)和工艺气体冷却器(17)中发生的工艺气体冷却借助蒸汽锅炉来实现，优选火管锅炉用于废热锅炉和水管锅炉用于床间冷却器和工艺气体冷却器。第一和第二床间冷却器均被配置有热工艺气体旁路(85，185)和下游混合器(未示出)，以确保下游催化剂床的最佳且均匀的入口温度。所有的锅炉都经由上升管和下降管(70/71，81/82，114/115和181/182)连接到蒸汽鼓(62)。在蒸汽输出需要过热的情况下，两个床间冷却器之一可以被配置为类似于图1所示的布局的蒸汽过热器。可选择地，专用的蒸汽过热器可以被安装在废热锅炉(110)和SO2转化器(12)之间。
在该实施例中，由于高含量的水和SO3蒸汽二者，WSA冷凝器(19)入口处的工艺气体流(18)中的硫酸露点温度为260℃。WSA冷凝器的入口温度以及蒸汽系统中的饱和蒸汽温度分别被选择为290℃和260℃。这在床间锅炉(19，123)和工艺气体冷却器(17)中提供了至硫酸露点最少15℃的边际，并且在工艺气体冷却器(17)的冷端提供了15℃的温差。
在这一具体布局中，废热锅炉(110)和工艺气体冷却器(17)中饱和蒸汽的产生对于在换热器的冷侧具有饱和或过热蒸汽的床间冷却器的简单布局是足够的，因此复杂性和相互依赖性比在传统布局中较低。
然而，在根据本发明的新布局中，床间冷却器的尺寸和成本将仍然显著降低，并且具有新布局的设备的启动将仍然更快。
Claims (10)
1.一种用于在湿气硫酸设备中的催化层或催化床之间冷却工艺气体的方法，在所述湿气硫酸设备中，由含有含硫组分如SO2、H2S、CS2和COS的进料气体或液体进料如熔融硫或废硫酸生产硫酸，
其中使用一个或多个锅炉代替传统的蒸汽过热器，以在设备的SO2转化器中的催化床之间冷却工艺气体。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述锅炉是水管锅炉。
3.根据权利要求2所述的方法，其中所述水管锅炉是近似卧式的水管锅炉。
4.根据权利要求3所述的方法，其中所述水管锅炉中的管是裸管、安装有散热片或在管束中具有散热片管和裸管的组合。
5.根据权利要求1至4中任一项所述的方法，其中所述工艺气体源自至少一种废硫酸进料流的燃烧。
6.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中所述设备的至少一种进料流是来自粘胶纤维生产设备的含CS2和H2S的气体。
7.根据权利要求1至5中任一项所述的方法，其中为了能够控制下游催化剂床的入口温度，所述水管锅炉设置有工艺气体侧旁路。
8.根据权利要求7所述的方法，其中所述旁路是内部的或外部的。
9.根据权利要求1至8中任一项所述的方法，其中至下游的入口温度通过使用混合器来控制，以补偿温差。
10.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述水管锅炉被放置在SO2转化器壳内。
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