DE1181680B - Verfahren zur Herstellung von SO und/oder Schwefelsaeure durch katalytische Umsetzung verduennter SO-haltiger Gase - Google Patents

Description

BUNDESREPUBLIK DEUTSCHLAND

DEUTSCHES

PATENTAMT

AUSLEGESCHRIFT

Internat. Kl.: C Ol b

Deutsche KL: 12 i-17/76

Nummer: 1181 680

Aktenzeichen: M 54832IV a /12 i

Anmeldetag: 16. November 1962

Auslegetag: 19. November 1964

Es ist bekannt, SO₂-haltige Gase mit Sauerstoff katalytisch zu SO₃ umzusetzen, und zwar sowohl nach dem Trocken- wie auch nach dem Naßverfahren. Beim nassen Verfahren fällt eine Schwefelsäure an, deren Konzentration durch den Wassergehalt der eingesetzten Gase bestimmt und häufig zu niedrig für Verkaufszwecke ist. Es ist weiter bekannt, diesen Nachteil der Naßkatalyse dadurch zu vermeiden, daß den umzusetzenden feuchten SO₂-haltigen Gasen trockene SO_ä-Gase, z. B. Schwefelverbrennungsgase in einer solchen Menge zugesetzt werden, daß das gewünschte SO₂ : H₂O-Verhältnis hergestellt wird. Auch ist Zwischenkühlung des teilumgesetzten Gases der ersten Stufe in Wärmeaustauschern bekannt, beispielsweise in der Weise, daß das relativ kalte, z. B. mit 50° C ankommende SO₂-Gas erst in einem ersten Wärmeaustauscher (WA I) gegen die noch nicht auf Höchsttemperatur befindlichen katalysierten Gase der letzten Stufe auf etwa 320 bis 340° C vorgewärmt und im Wärmeaustausch gegen die vorkatalysierten Gase der ersten Stufe (WA II) auf Anspringtemperatur weiter erhitzt wird.

Weiter ist ein Verfahren bekannt, den Umsetzungsgrad bei der Katalyse dadurch zu steigern, daß zwischen den einzelnen Katalysestufen aus den Gasen das gebildete SO₃ durch Absorption entfernt und dadurch die Gleichgewichtseinstellung gestört wird. Infolge des im Vergleich zu anderen Verfahren hohen SO₂: SO₃-Verhältnisses in den letzten Stufen der Katalyse können damit sehr hohe Umsetzungsgrade von bis zu 99,5% erreicht werden. Dieses Verfahren eignet sich aber, wie gefunden wurde, technisch-wirtschaftlich bisher nur für die Umsetzung verhältnismäßig reicher SO₂-Gase, d. h. solcher mit etwa 9% SO₂ und darüber. Durch die Zwischenabsorption wird nämlich im Gesamtsystem ein erheblicher Wärmeverlust bewirkt, der die Austrittstemperatur der fertig umgesetzten Gase aus dem letzten Wärmeaustauscher auf einen so tiefen Punkt senkt, daß ihr Wärmeinhalt für die Aufheizung der ankommenden SO₂-Gase auf Anspringtemperatur nur in einem Wärmeaustauscher unwirtschaftlich großer Dimensionen ausgenutzt werden könnte. So verlassen z. B. die Endgase der letzten Stufe bei Verarbeitung 6%iger SO₂-Gase den letzten Kontakt mit einer Temperatur von 420° C.

Um die z. B. mit 50° C ankommenden SO₂-Gase mit den Endgasen und den vorkatalysierten Gasen der ersten Stufe in zwei Wärmeaustauschern auf die Anspringtemperatur von 420 bis 440° C zu erhitzen, wäre für eine auf 100 tato Monohydrat ausgelegte Anlage zur Verarbeitung von. 6%igen SO₂-Gasen Verfahren zur Herstellung von SO₃
und/oder Schwefelsäure durch katalytische
Umsetzung verdünnter SO₂-haltiger Gase

Anmelder:

Metallgesellschaft Aktiengesellschaft,

Frankfurt/M., Reuterweg 14

Als Erfinder benannt:
Dr.-Ing. Herbert Drechsel,
Dipl.-Ing. Karl-Heinz Dörr,
Hugo Grimm, Frankfurt/M.

eine gesamte Wärmeaustauscherfläche von 2020 m² erforderlich, und zwar von 1800 m² für den WAI und 220 m² für WA Π, während bei der Umsetzung der gleichen Gase ohne Zwischenabsorption des SO₃ nur eine Gesamtaustauschfläche von 700 m², nämlich m² für WAI und 300 m² für WA Π, erforderlich ist, wobei zweckmäßig WAII selbst noch in zwei oder mehrere Einheiten unterteilt wird, um das Temperaturniveau in jeder Stufe auf dem jeweils optimalen Wert halten zu können.
Aus diesem Grund wird das Verfahren mit Zwischenabsorption des SO₃ bisher nur für Gase mit mindestens 9% SO₂ angewendet. Wenn ärmere Gase verarbeitet werden sollen, dann werden diese durch Zusatz reicher SO₂-GaSe, wie z. B. Schwefelverbrennungsgasen, auf mindestens 9% auf gestärkt.

Dieser Ausweg ist aber in vielen Fällen unerwünscht, weil er nicht nur den zusätzlichen Einsatz erheblicher Mengen relativ teurer Rohmaterialien

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wie Elementarschwefel erfordert, sondern auch eine Produktionssteigerung notwendig macht, für die oft kein Absatz vorhanden ist. In diesem Zusammen^ hang muß berücksichtigt werden, daß die Verarbeitung armer SO₂-Gase gewöhnlich nur ein Nebenbetrieb einer anderen Anlage ist, dessen Aufgabe in erster Linie darin besteht, das lästige SO₂-haltige Abgas unschädlich zu machen, dies aber in einer Form, die mindestens keinen wirtschaftlichen Verlust, sondern wenn möglich einen kleinen Gewinn bringt. Für solche Nebenbetriebe lohnt sich aber die durch eine Kapazitätserweiterung erforderliche Anlagenvergrößerung meist nicht, und es ist oft schwer, für die vergrößerte Produktion des Nebenproduktes ausreichenden Absatz zu finden.

Die Erfindung betrifft ein Verfahren, das es gestattet, auch relativ arme SO₂-Gase mit SO₂-Gehalten unterhalb 9% bis herab zu etwa 3% nach dem Verfahren der Zwischenabsorption mit durchaus tragbaren Wärmeaustauscherflächen durchzuführen.

Die Erfindung besteht im wesentlichen darin, die Zwischenabsorption bei relativ hoher Temperatur, d. h. im Bereich von etwa 170 bis 250° C, vorzugsweise bei etwa 200° C, vorzunehmen. Dementsprechend wird das zur Zwischenabsorption gelangende vorkatalysierte Gas zweistufig im Wärmeaustauscher abgekühlt. Die Temperatur, auf die dieses Gas in der ersten Wärmeaustauschstufe abgekühlt wird, wird erfindungsgemäß so bemessen, daß sein Wärmeinhalt noch ausreicht, um das von der heiß betriebenen Zwischenabsorption austretende, von SO₃ befreite Gas wieder auf die Anspringtemperatur der nächsten Kontakthorde zu bringen, die je nach der Aktivität des Katalysators, der angewendeten Katalysatormenge und der SO₂-Konzentration des Gases bei etwa 390 bis 430° C, im allgemeinen bei etwa 400° C liegt.

Es hat sich überraschenderweise gezeigt, daß das SO₃ auch bei der erfindungsgemäß angewendeten hohen Absorptionstemperatur so vollständig ausgewaschen werden kann, daß das verbleibende SO₃ praktisch keinen Einfluß mehr auf die Gleichgewichtslage hat. Eine restlose Entfernung des SO₃ in der Zwischenabsorption ist nicht notwendig, da die Schlußabsorption ohnehin erst hinter der letzten Kontakthorde vorgenommen wird.

Werden z. B. 6°/oige SO₂-Gase verarbeitet und wird die Zwischenabsorption bei 200° C betrieben, dann wird das zur Zwischenabsorption gelangende SO₃-haltige Gas auf etwa 190° C abgekühlt, so daß das die Zwischenabsorption verlassende, von SO₃ befreite Gas noch mit einer Temperatur von etwa 200° C zur Verfugung steht. Bei dieser Temperaturverteilung genügt der Wärmeinhalt der mit etwa 500° C aus der ersten Umsatzstufe ankommenden Gase, um die gewaschenen Gase der gleichen Stufe von der Absorptionstemperatur (200° C) wieder auf die Anspringtemperatur des Kontaktes (400° C) zu erwärmen, wobei sich die 500° C heißen SO₃-haltigen Gase auf 310° C abkühlen.

Wird dagegen die Zwischenabsorption ebenfalls bei Verarbeitung 6%iger SO₂-GaSe z. B. bei 250° C betrieben, dann braucht der Wärmeaustausch der ersten Stufe nicht so weit getrieben zu werden, weil dann die vom SO₃ befreiten Gase mit der höheren Temperatur von 250° C zur Verfügung stehen und daher über eine kleinere Temperaturdifferenz auf die Anspringtemperatur gebracht werden müssen. In diesem Fall genügt eine Abkühlung der SO₃-haltigen Gase der ersten Stufe auf etwa 360° C.

Weiterhin werden erfindungsgemäß die von SO₃ befreiten Gase in einer zweiten Wärmeaustauschstufe, und zwar im Wärmeaustausch gegen die unkatalysierten, kalten SO₂-Gase, etwa auf die Betriebstemperatur der Zwischenabsorption weitergekühlt. Zweckmäßig wird die Temperatur, auf die in der zweiten Wärmeaustauschstufe gekühlt wird, etwas

ίο niedriger gehalten als die Betriebstemperatur der Zwischenabsorption, weil das Volumen der Gase in der Zwischenabsorption verringert wird und daher nicht so viel Gas wieder aufgeheizt werden muß, wie in den Wärmeaustauscher eintritt.

Da in der zweiten Wärmeaustauschstufe nur eine Abkühlung auf etwa 200° C erforderlich ist, kann auch hier dieselbe hohe Temperaturdifferenz von etwa 140 bis 150° C zwischen der Eintrittstemperatur der Kühlgase und der Austrittstemperatur der

ao gekühlten Gase aufrechterhalten werden, und der Wärmeaustauscher entsprechend klein dimensioniert werden. In diesem Wärmeaustauscher kann man gleichzeitig das kalte SO₂-GaS von z. B. 50° C Eintrittstemperatur auf etwa 180 bis 200° C je nach der Betriebstemperatur der Zwischenabsorption vorwärmen.

Gemäß einer bevorzugten Ausgestaltung der Erfindung wird die heiße Absorption in der Weise durchgeführt, daß die mit SO₃ beladene Waschsäure in den Endabsorber frei überfließt. Da im Endabsorber nur geringe Mengen SO₃ enthalten sind, kann diese Absorption kalt, d. h. mit etwa 70 bis 100° C durchgeführt werden. Man erzielt damit den Vorteil, daß nur die kalte Säure des Endabsorbers, nicht aber die heiße Säure des heißen Absorbers gepumpt und gekühlt werden muß.

Das erfindungsgemäße Verfahren ist nachstehend an Hand der Ausführungsbeispiele und der Fig. 1 und 2 schematisch und beispielsweise beschrieben.

Ausführungsbeispiel 1

Das SO₂-haltige Gas wird mit einer Temperatur von etwa 50° C vom Gebläse 1 zum Großteil über die Leitung 2 in den Zwischenwärmeaustauscher II3 und zu einem kleineren Teil über die Leitung 4 gedrückt. Im vorliegenden Fall werden von der Gesamtmenge von 15 800 Nm^s/h des SO₂-haltigen Gases 14 300 Nm^s/h über den Zwischenwärmeaustauscher 3 und 1500 Nm³/h über die Leitung 4 geführt. Im Zwischenwärmeaustauscher II3, der eine wirksame Austauschfläche von etwa 12,7% der gesamten Austauschfläche hat, wird das SO₂-haltige Gas im Austausch gegen die in einem weiteren SO₃-seitig vorgeschalteten Zwischenwärmeaustauscher 15 mit etwa 26,7% der gesamten Austauschfläche bereits vorgekühlten etwa 310° C heißen SO₃-haltigen Gase auf etwa 180° C vorgewärmt. Das vorgewärmte SO₂-haltige Gas wird anschließend über Leitung 6 zum SO₃-seitig der letzten Kontakthorde nachgeschalteten Wärmeaustauscher 17 mit etwa 48% der gesamten Austauschfläche geführt und dort im Austausch gegen die etwa 415° C heißen SO₃-Gase auf etwa

350 bis 360° C vorgewärmt. Die SO₃-Gase kühlen sich dabei im Wärmeaustauscher 17 auf etwa 225° C ab und werden über Leitung 8 in die Endabsorption geführt. Über die Leitung 9 werden die den Wärme-

austauscher 17 verlassenden SO₂-GaSe in den Wärmeaustauscher IHO mit 12,6% der gesamten Austauschfläche geführt und im Wärmeaustausch mit den die erste Horde über Leitung 11 mit einer Temperatur von etwa 595° C verlassenden, vorkatalysierten Gasen, die durch Zumischung von 1500 Nm³Zh Kaltgas über Leitung 4 auf eine Mischtemperatur von etwa 545° C eingestellt werden, und über Leitung 12 in den Wärmeaustauscher II10 eintreten, auf die Anspringtemperatur von etwa 420 bis 440° C vorgewärmt. Die auf Anspringtemperatur vorgewärmten Gase treten über Leitung 13 in die erste Kontakthorde ein. Die auf die Optimaltemperatur der zweiten Horde von etwa 460 bis 470° C im Wärmeaustauscher IHO abgekühlten, vorkatalysierten Gase treten über Leitung 14 in die zweite Kontakthorde ein. Die etwa 500° C heißen, weiterkatalysierten Gase der zweiten Horde werden über Leitung

15 in den Zwischenwärmeaustauscher 15 geführt, in dem sie im Wärmeaustausch gegen die über Leitung

16 mit einer Temperatur von etwa 200° C ankommenden, von SO₃ befreiten Gase auf etwa 310° C und anschließend in einem zweiten nachgeschalteten Zwischenwärmeaustauscher 113 auf etwa 190 bis 195° C abgekühlt und über Leitung 17 in den as Absorber 118 geleitet. In diesem wird aus ihnen in an sich bekannter Weise das SO₃ durch Tauchabsorption mit einer Säure von etwa 200° C ausgewaschen. Die mit etwa 200° C den Absorber 118 über die Leitung 16 verlassenden, von SO₃ befreiten Gase und im Zwischenwärmeaustauscher 15 auf die optimale Anspringtemperatur der dritten Horde von etwa 400° C angewärmten Gase werden über Leitung

19 in die letzte Stufe des Kontaktkessels 33 geleitet. Die fertigkatalysierten Gase verlassen über Leitung

20 mit einer Temperatur von etwa 415 bis 420° C den Kontaktkessel 33, werden im Wärmeaustauscher

17 auf etwa 225° C abgekühlt und über Leitung 8 in den Endabsorber II21 geleitet, in welchem sie in bekannter Weise durch Berieselung mit relativ kalter Säure von etwa 60 bis 70° C von ihrem SO₃-Gehalt befreit werden und anschließend über Leitung 22 über Dach gefahren. Die Einstellung der optimalen Absorptionskonzentration und Temperatur der Säure im Absorber 118 erfolgt durch Zugabe von verhältnismäßig kalter Austauschsäure aus dem nicht dargestellten Trocknerkreislauf über Leitung 23. Über Leitung 24 kann je nach Bedarf ein Teilstrom der Austauschsäure in die Überlaufleitung 25 zwischen Absorber 118 und II21 geführt werden.

Die heiße, über Leitung 25 in den Sumpf des Absorbers II21 überlaufende Säure mischt sich mit der verhältnismäßig kalt in den Sumpf ablaufenden Säure des Absorbers II21, wobei sich eine Mischtemperatur von etwa 90 bis 100° C einstellt, und wird über Leitung 26, Pumpe 27, Leitung 28, Säurekühler 29, zum Teil über Leitung 30 als Produktion und zum Teil über Leitung 31 als Austauschsäure in den Trocknerkreislauf und Leitung 32 zur Berieselung des Endabsorbers II21 geführt.

Gemäß einer besonderen Ausgestaltung der Erfindung kann man auch bei stark schwankendem, aber niedrigem SO₂-Gehalt der zu verarbeitenden Gase mit der minimalen Wärmeaustauschfläche, d. h. derjenigen, die für den höchsten zu erwartenden SO₂-Gehalt notwendig ist, auskommen. Gemäß dieser Ausgestaltung der Erfindung werden die Wärmeaustauscher, wie gesagt, so ausgelegt, wie es dem höchsten zu erwartenden SO₂-Gehalt der zu bearbeitenden Gase entspricht und in diesem Fall nach dem oben beschriebenen Verfahren der Erfindung gearbeitet. Sinkt aber der SO₂-Gehalt der zur Verfügung stehenden Gase unter diese obere Grenze, so kann das dadurch auftretende Wärmemanko gemäß einem nicht zum bekannten Stand der Technik gehörenden Verfahren vorwiegend durch die Verbrennungswärme von Elementarschwefel und zusätzlich zu einem geringen Teil durch die Oxydationswärme der bei der Verbrennung des Elementarschwefels auftretenden SO₂-Menge gedeckt werden.

Diese besonders bevorzugte Ausgestaltung der Erfindung ist an Hand der F i g. 2 schematisch und beispielsweise für den Fall einer Anlage mit einer ausgelegten Kapazität von 100 tato Monohydrat aus den zur Verfügung stehenden SO₂-Gasen mit einem zu erwartenden SO₂-Gehalt von 3 bis 6% beschrieben. Die in F i g. 2 beschriebene Arbeitsweise bezieht sich auf ein Eingangsgas mit 3 Volumprozent SO₂, wobei eine Aufstärkung auf 3,6 Volumprozent durch Zubrennen von Schwefel erfolgt.

Ausführungsbeispiel 2

Das SO₂-haltige Gas wird mit einer Temperatur von etwa 50° C vom Gebläse 1 über Leitung 2 in den Zwischenwärmeaustauscher Π 3 gedrückt. Die Gasmenge von 15 800 Nm³/h des SO₂-Gases wird im Zwischenwärmeaustauscher 113, der eine wirksame Austauschfläche von etwa 12,7¹¹Vo der gesamten Austauschfläche besitzt, im Austausch gegen die in einem weiteren, SO₃-seitig vorgeschalteten Zwischenwärmeaustauscher 15 bereits vorgekühlten, etwa 308° C heißen SO₃-Gasen auf etwa 163° C vorgewärmt. Das vorgewärmte SO₂-GaS wird anschließend über Leitung 6 zum SO₃-gasseitig der letzten Kontakthorde nachgeschalteten Wärmeaustauscher 17 mit etwa 48 % der gesamten Austauschfläche geführt und dort im Austausch gegen die etwa 400° C heißen SO₃-Gase auf etwa 330 bis 340° C vorgewärmt. Die SO₃-Gase kühlen sich dabei im Wärmeaustauscher 17 auf etwa 210° C ab und werden über Leitung.8 in die Endabsorption geführt. Über Leitung 9 wird ein Teilstrom von 14 020 Nm'/h der den Wärmeaustauscher 17 verlassenden Gase in den Wärmeaustauscher II10 mit etwa 12,6% der gesamten Austauschfläche geführt und im Wärmeaustausch mit den die erste Horde über Leitung U mit einer Temperatur von etwa 545° C verlassenden vorkatalysierten Gasen auf eine Temperatur von etwa 380 bis 390° C vorgewärmt und über Leitung 13 a in die Sammelleitung 13 zur ersten Horde geführt Über Leitung 9 α werden 1780 Nm^s/h des vorgewärmten SO₂-Gases als Sauerstoffträger für die Schwefelverbrennung in den Schwefelofen 9 b geleitet. Dort wird über Brenner 9 c eine verhältnismäßig kleine Schwefelmenge von etwa 165 kg/h verbrannt. Die Verbrennungsgase verlassen mit einer Temperatur von etwa 900° C über Leitung 9d den Schwefelofen 9 δ und treten ebenfalls in die Sammelleitung 13 ein, wobei sich eine Mischtemperatur von etwa 440° C als optimale Anspringtemperatur für die erste Horde und eine Konzentration von etwa 3,6 Volumprozent SO₂ einstellt.

Die auf. etwa 495° C im Wärmeaustauscher II10 abgekühlten vorkatalysierten Gase treten über Leitung 14 in die zweite Kontakthorde ein.

Claims (4)

Die etwa 500° C heißen, weiterkatalysierten Gase der zweiten Horde werden über Leitung 15 in den Zwischenwärmeaustauscher 15 geführt, in dem sie im Wärmeaustausch gegen die über Leitung 16 mit einer Temperatur von etwa 200° C von SO8 befreiten Gasen auf etwa 308° C und anschließend in einem zweiten nachgeschalteten Zwischenwärmeaustauscher 113 auf etwa 190° C abgekühlt und über Leitung 17 in den Absorber 118 geleitet. In diesem wird aus ihnen in an sich bekannter Weise das SO3 durch Tauchabsorption mit einer Säure von etwa 200° C ausgewaschen. Die mit etwa 200° C den Absorber 118 über Leitung 16 verlassenden, von SO3 befreiten Gase und im Zwischenwärmeaustauscher 15 auf die optimale Anspringtemperatur der dritten Horde von etwa 400° C angewärmten Gase werden über Leitung 19 in die letzte Stufe des Kontaktkessels 33 geleitet. Die fertigkatalysierten Gase verlassen über Leitung 20 mit einer Temperatur von etwa 400° C den Kontaktkessel 33, werden im Wärmeaustauscher so 17 auf etwa 210° C abgekühlt und über Leitung 8 in den Endabsorber 1121 geleitet, in welchem sie in bekannter Weise durch Berieselung mit relativ kalter Säure von etwa 60 bis 70° C von ihrem SO3-Gehalt befreit werden und anschließend über Leitung 22 über Dach gefahren. Die Einstellung der optimalen Absorptionskonzentration und Temperatur der Säure im Absorber 118 erfolgt durch Zugabe von verhältnismäßig kalter Austauschsäure aus dem nicht dargestellten Trocknerkreislauf über Leitung 23. Über Leitung 24 kann je nach Bedarf ein Teilstrom der Austauschsäure in die Überlaufleitung 25 zwischen Absorber 118 und II21 geführt werden. Die heiße, über Leitung 25 in den Sumpf des Absorbers II21 überlaufende Säure mischt sich mit der verhältnismäßig kalt in den Sumpf ablaufenden Säure des Absorbers II21, wobei sich eine Mischtemperatur von etwa 90 bis 100° C einstellt, und wird über Leitung 26, Pumpe 27, Leitung 28, Säurekühler 29, zum Teil über Leitung 30 als Produktion und zum Teil über Leitung 31 als Austauschsäure in den Trocknerkreislauf und Leitung 32 zur Berieselung des Endabsorbers II21 geführt. Wird ein Gas mit 6 Volumprozent SO2 verarbeitet, dann wird über Leitung 4 ein Teilstrom der kalten Eingangsgase von 1500 Nm3/h den aus der ersten Kontakthorde über Leitung 11 mit etwa 595° C austretenden vorkatalysierten Gasen zugemischt, so daß sich eine Mischtemperatur von etwa 545° C einstellt und das Gas über Leitung 12 in den Wärmeaustauscher II10 geführt. In diesem Fall ist eine zusätzliche Verbrennung von S nicht erforderlich. Da die gesamte Anlage für eine Gasmenge von 15 800 Nm3/h (entsprechend 100 tato Monohydrat 6volumprozentiger SO2-Gase) ausgelegt ist, müssen bei wechselnder Konzentration des Gases folgende S-Mengen zusätzlich verbrannt werden: EintrittsgasS-MengeSO2-GehaIt vor Eintritt in ersten KontaktPatentansprüche:Volumprozent SO»kg/hVolumprozent SO26,006,05,0555,254,01104,53,01653,6

1. Verfahren zur katalytischen Umsetzung armer SO₂-haltiger Gase zu SO₃ und/oder Schwefelsäure unter Zwischenabsorption des in der ersten Stufe gebildeten SO₃ und Vorwärmung der einzusetzenden SO₃-Gase im Wärmeaustausch gegen die heißen SO₃-Gase, dadurch gekennzeichnet, daß die Zwischenabsorption des SO₃ der aus der ersten Umsetzungsstufe austretenden Gase bei einer Temperatur von 170 bis 250° C, vorzugsweise etwa 200° C, durchgeführt wird und die SO₃-Gase der ersten Umsetzungsstufe vor ihrem Einsatz in die Zwischenabsorption in einer ersten Wärmeaustauschstufe gegen die von SO₈ befreiten Gase der ersten Umsetzungsstufe und anschließend in einer zweiten Wärmeaustauschstufe gegen das ankommende, nicht vorgewärmte SO₂-GaS, dessen SO₂ Konzentration unterhalb 9°/o, vorzugsweise etwa 6% beträgt, auf eine Temperatur gekühlt werden, die etwa der Betriebstemperatur der Zwischenabsorption entspricht.

2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß die SO₃-Gase der ersten Umsetzungsstufe nur so weit abgekühlt werden, daß die von ihnen abgegebene Wärme für die Aufheizung der SO₃-freien Gase aus der Zwischenabsorption auf die Anspringtemperatur der nächsten Kontakthorde ausreicht.

3. Verfahren nach den Ansprüchen 1 und 2, dadurch gekennzeichnet, daß das SO₃-GaS der ersten Umsetzungsstufe auf eine Temperatur von 280 bis 360° C, vorzugsweise etwa 310° C, abgekühlt wird.

4. Verfahren nach den Ansprüchen 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, daß in beiden, der Zwischenabsorption vorgeschalteten Wärmeaustauschstufen eine Temperaturdifferenz von mindestens 100° C, vorzugsweise 120 bis 140° C zwischen der Eintrittstemperatur des Kühlgases und der Austrittstemperatur des gekühlten Gases aufrechterhalten wird.

Hierzu 1 Blatt Zeichnungen

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