DE2529708C2

DE2529708C2 - Process for the production of sulfuric acid

Info

Publication number: DE2529708C2
Application number: DE2529708A
Authority: DE
Inventors: Georg Dipl.-Ing. 6457 Maintal Dardimos; Karl-Heinz Dipl.-Ing. 6500 Mainz Dörr; Rudolf Dr. Gerken; Hugo 6000 Frankfurt Grimm; Christoph Dipl.-Ing. 4150 Krefeld Mücke; Georg 6230 Frankfurt Schmidt; Karl E. 6201 Breckenheim Schmitt
Original assignee: Bayer AG; Metallgesellschaft AG
Current assignee: Bayer AG; GEA Group AG
Priority date: 1975-07-03
Filing date: 1975-07-03
Publication date: 1982-09-02
Also published as: DE2529708A1; ZA763524B; NL7604675A; NL182468B; JPS5235792A; SE417948B; IT1063613B; FR2316186B1; AU1425776A; NO761532L; AU502664B2; BE843771A; NO148487C; JPS5943402B2; IN146041B; SE7607632L; YU117776A; GB1554764A; BR7604368A; FI761917A

Description

a) Verbindung der Schwefelsäurehersiellung mit einer ■?o Aufarbeitung von verdünnten salzhaltigen Schwea) Combination of the sulfuric acid synthesis with a ■? O Processing of dilute salty sulfur

feisäuren:acidic acids:

b) Spaltung der bei der Aufarbeitung anfallenden Sulfate und gegebenenfalls Spaltung zumindest eines Teiles der anfallenden aufgearbeiietcn.b) cleavage of the sulfates obtained during work-up and, if appropriate, cleavage at least a part of the accruing reprocessing.

2Ί verdünnten Schwefelsäure: 2Ί dilute sulfuric acid:

c) Duruiführung der Absorption des SOi aus den Kontaktgasen der Katalyse mindestens ir der Zwischenabsorpiion als Heißabsorption bei Ar beitsiempcraiurcn von 100 — 200 C:c) Implementation of the absorption of the SOi from the Contact gases of catalysis at least in the intermediate absorption as hot absorption in the case of Ar with machines from 100 - 200 C:

so d) Austreibung von Wasser aus den verdünnten salzhaltigen Schwelelsäuren durch direkten Kontakt mit heißen Gasen, die aus Endgas der Katalyse und/oder inerten wasserarmen Gasen bestehen, die mit Warme aus dem Kontaktsystem aufgeheiztsee above d) Expulsion of water from the dilute, salty sulfuric acids through direct contact with hot gases, which consist of tail gas of catalysis and / or inert gases that are poor in water heated with heat from the contact system

H werden:H will:

e) gleichzeitige Zuführung von Wärmeenergie aus heißer Absorbersäure und gegebenenfalls Trocknersäure 'Jes Kontaktsysterns durch indirekten Wärmeaustausch mit den verdünnten salzhaltiger, Schwefelsäuren:e) simultaneous supply of thermal energy from hot absorber acid and optionally drying acid 'Jes contact systems through indirect heat exchange with the diluted salty, Sulfuric acids:

f) Aufkonzentrierung der verdünnten Schwefelsäure in mehreren, gasseitig gesehen. hintereinandi.-rgeschalteten Aufkonzentrierern mit separaten Säurekreisläufen mit unterschiedlichen Säurekonzentra·f) Concentration of the dilute sulfuric acid in several, seen on the gas side. one after the other Concentrators with separate acid circuits with different acid concentrations

~i tionenund~ i tions and

g) Verwendung der bei der Absorption von SOi aus den heißen Kontaktgasen in der Absorbersäure anfallenden Wärmeenergie mindestens teilweise zur Aufheizung der verdünnten Schwefelsäure ing) Use of the absorption of SOi from the hot contact gases in the absorber acid accruing thermal energy at least partially for heating the dilute sulfuric acid in

so den Säurekreisläufen der Aufkonzentrierstufen.so the acid cycles of the concentration stages.

Durch unterschiedliche Säurekonzentrationen in den separaten Säurekreisläufen kann praktisch eine Dampf-Sättigung des Gases auch bei niedrigen Säuretemperatüren erzielt werden, wodurch auch auf niedrigem Temperaturniveau anfallende Wärmequellen aus dem Kontaktsystem wirtschaftlich ausgenutzt werden können. Die Wärmeübertragung von der Absorbersäure auf die verdünnte Schwefelsäurt kann entweder durch Wärmeaustausch zwischen den Säuren oder durch Zwischenschaltung eines separaten Mediums, z. B. Wasser, öl oder andere Medien, erfolgen. Auf diese Vv'-iise kann die mit auf höherem Temperaturniveau in den Absorbersäuren anfallende Wärmeenergie in wirtschaftlicher Weise für den Gesamtprozeß ausgenutzt werden.Vapor saturation can practically occur due to different acid concentrations in the separate acid circuits of the gas can also be achieved at low acid temperatures, which means that at low Heat sources from the contact system arising from the temperature level can be used economically. The heat transfer from the absorber acid to the diluted sulfuric acid can either through Heat exchange between the acids or through the interposition of a separate medium, e.g. B. Water, oil or other media. On this Vv'-iise with at a higher temperature level in the absorber acids accumulating thermal energy used economically for the entire process will.

Eine vorzugsweise Ausgestaltung besteht darin, daß das Volumen der zur Austreibung verwendeten GaseA preferred embodiment is that the volume of the gases used for expulsion

großer isi ills d;is Volumen des Lndgases ;ins dor let/len Kontakthorde nach der Kiukibsorption des SOj. Dadurch können die Wärmeausiauschflächen für Gase wesentlich kleiner gehalten werden.large isi ills d; is volume of the domestic gas; ins dor let / len Contact tray after kiukib sorption of SOj. This allows the heat exchange surfaces for gases can be kept much smaller.

Eine vorzugsweise Ausgestaltung besteht darin, daß die Konzentration der Säuion in den separaten Säurekreisläufen vom Gasciniriit zum Gasaustriü abnimmt. Dadurch kann sowohl bei gleichbleibender als auch bei steigender Gastemperatur eine höhere Wasseraufnahme im Gas erreicht werden. IA preferred embodiment is that the concentration of the acid ion in the separate Acid circuits from the gas outlet to the gas outlet decreases. As a result, a higher gas temperature can be achieved both with the same gas temperature and with increasing gas temperature Water absorption can be achieved in the gas. I.

Eine vorzugsweise Ausgestaltung besieht darin, daß die Aufkonzcntricrung der verdünnten Schwefelsäure in mindestens einer Aufkonzemrierstufe mil hintercinandcrgeschaltetcn Aufkonzentrierern erfolgt und zwischen den Aufkonzcniricrern Luft und/oder Rauchgas in den Gasstrom zugcmischt wird. Damit kann die Wasseraustreibiing bei niedrigen Gastemperaiuren erfolgen b/.w. die Wasseraustreibung vergrößert werden. A preferred embodiment provides that the concentration of the dilute sulfuric acid in at least one concentration step with subsequent switching Concentrating takes place and between the concentrating air and / or flue gas is admixed into the gas stream. With that, the Water expulsion at low gas temperatures take place b / .w. the expulsion of water can be increased.

Kiiie vorzugsweise Ausgestaltung besteht darin, daß die Aufkon/entrierung der verdünnten Schwefelsaure säurcseitig gesehen zunächst mindestens in einer ersten Aufkonzentriersiufe mn Luft und/oder Rauchgas erfolgl und in der letzten Aufkonzentrierstufe mit Endgas gegebenenfalls unter Zusatz von Luft und/oder Rauchgas erfolgl. Die Aufkonzentrierstufen bestehen vorzugsweise aus mehreren hintcrcinandergeschaltcten Aufkonzentrierern mit separaten Säurekreisläufen mit unterschiedlichen Saurekon/entrationen. Dadurch kommt das Endgas mil höher konzentrierter Säure in Berührung und die Abscheidung von HjSO^-Nebcln und SOj isi besser.A preferred embodiment is that the concentration of the dilute sulfuric acid, seen from the acid side, is initially at least a first Concentration in air and / or flue gas Successful and in the last concentration stage with end gas, optionally with the addition of air and / or Flue gas successful The concentration stages preferably consist of several consecutive steps Concentrators with separate acid circuits with different acid concentrations. Through this If the end gas comes into contact with a more highly concentrated acid, the deposition of HjSO ^ -nebcln and Soy is better.

Eine weitere vorzugsweise Ausgestaltung besieht darin, daß die Aufkonzentrierung der verdünnten Schwefelsäure säureseilig gesehen zunächst mindestens in einer ersten Aufkonzentriersiufe mit Endgas gegebenenfalls unter Zusatz von Luft und/oder Rauchgas erfolgt und in der letzten Aufkonzentrierstufe mit Luft und/oder Rauchgas erfolgt. Die Aufkonzentrierstufen bestellen vorzugsweise aus mehreren hintcrcinandergeschaltcten Aufkonzentrierern mit separaten Säurekreisläufen mil unterschiedlichen Säurekonzeniraiionen. Bei geringerer Aufkonzentrierung. besonders bei niedrigen Säurekonzentrationen, kann diese Ausgestaltung auch von Vorteil sein, weil die Abgastemperaturen des Endgases niedrig gehalten werden können.Another preferred embodiment provides that the concentration of the diluted From an acidic point of view, sulfuric acid initially has at least an initial concentration with end gas optionally with the addition of air and / or flue gas and in the last concentration stage takes place with air and / or flue gas. The concentration stages are preferably made up of several consecutive steps Concentrators with separate acid circuits with different acid concentrations. With less concentration. this configuration can be used particularly at low acid concentrations also be advantageous because the exhaust gas temperatures of the end gas can be kept low.

Eine vorzugsweise Ausgestaltung besteht darin, daß die Aufkonzentrierung der verdünnten Schwefelsäure in mehreren Aufkonzenirierstufen mit parallel geschalteten Säurekreisläufen erfolgt. Dadurch kann die Gastemperaiur in allen Aufkonzenirierstufen niedrig gehalten weiden bzw. bei höheren Gastemperaturen der Wasseraustrag aus allen Stufen auf gleichen Werten gehalten werden.A preferred embodiment is that the concentration of the dilute sulfuric acid in several concentration levels with parallel connected Acid cycles takes place. This means that the gas temperature can be kept low in all concentration levels graze or at higher gas temperatures the water discharge from all stages at the same values being held.

Eine vorzugsweise Ausgestaltung besteht darin, daß nach der Aufkonzentrierung oder zwischen Aufkonzentrierstufen aus der Säure Salze abgetrennt werden. Die Abtrennung erfolgt vorzugsweise durch Kristallisation. Dadurch ist es bei der weiteren Aufkonzentration nach der Abtrennung der Salze möglich, eine Säure zu erhalten, die nur geringe Mengen an Salzen enthält. Diese Säure kann unter Umgehung der Spaltung nach weiterer Aufstärkung direkt der in der Kontaktanlage erzeugten Schwefelsäure zugemischt werden. Dadurch können die Spaltanlage und die Kontaktanlagc kleiner gehalten werden.A preferred embodiment consists in that after the concentration or between concentration stages salts are separated from the acid. The separation is preferably carried out by crystallization. This makes it possible to add an acid during further concentration after the salts have been separated off obtained that contains only small amounts of salts. This acid can bypass the cleavage after further strengthening can be added directly to the sulfuric acid generated in the contact system. Through this the splitting system and the contact system can be kept smaller.

Eine vorzugsweise Ausgestaltung besteht darin, daß mindestens ein Teil der nach einer ZwischcnabsorptionA preferred embodiment consists in the fact that at least a part of the after an intermediate absorption

in der Koniaktanlage anfallenden Gaswärme zur Aufheizung der bei der Austreibung des Wassers aus der verdünnten Schwefelsäure verwendeten Gase benutzt wird. Dabei werden vorzugsweise sowohl die Zwischen- als auch die F.ndabsorption als Hcißabsorplion betrieben und die Trocknung der Gase vor dem Eintritt in das Kontaktsystem bei hohen Temperaturen von etwa 60—75°C durchgeführt. Dadurch kann die überschüssige Gaswärme gesteigert und in besonders wirtschaftlicher Weise mit geringen Wärmeaustauschflächen genutzt werden. Ein Teil der nach der Zwischenabsorption vorhandenen Gaswärme muß evtl. bei Koniaktgasen mit einem niedrigeren SO2-Gehalt zur Aufheizung der Kontaktgase verwendet werden.in the Koniaktanlage incurred gas heat for Heating of the gases used in the expulsion of the water from the dilute sulfuric acid will. Both the intermediate absorption and the final absorption are preferably used as high absorption operated and the drying of the gases before entering the contact system at high temperatures of about 60-75 ° C. This can increase the excess gas heat and in particular be used economically with small heat exchange surfaces. Part of the after Gas heat present in between absorption may have to be used in the case of conact gases with a lower SO2 content can be used to heat the contact gases.

Eine vorzugsweise Ausgestaltung besteht darin, daß die bei der Trocknung der in das Kontaktsystem gehenden Gase in der Trocknersäure anfallende Wärme mindestens zu einem Teil zur Aufheizung der verdünnten Schwefelsäure vor deren Eintritt in die Aufkonzentnerungsstufe benutzt wird. Die Wärmeübertragung kann entweder durch Wärmeaustausch zwischen den Säuren oder durch Zwischenschaltung eines separaten Mediums, z. B. Wasser. Ö! oder andere Medien, erfolgen. Auf diese Weise kann die bei der Trocknung zwar auf niedrigem Temperaturniveau, aber in großer Menge anfallende Wärmeenergie auf wirtschaftliche Weise für den Gesamtprozeß weitgehend ausgenutzt werden.A preferred embodiment is that the drying in the contact system outgoing gases in the drying acid accumulating heat at least in part to heat the diluted Sulfuric acid is used before entering the concentration stage. The heat transfer can either through heat exchange between the acids or through the interposition of a separate Medium, e.g. B. water. Ö! or other media. In this way, the drying process can take place at a low temperature level, but in large quantities accruing thermal energy can be used to a large extent in an economical manner for the entire process.

Eine vorzugsweise Ausgestaltung besteht darin, daß ein Teil der bei der Absorption von SO3 aus den heißen Kontaktgasen in der Absorbersäure anfallenden Wärmeenergie zur Aufheizung der verdünnten Schwefelsäure vor deren Eintritt in die Aufkonzentrierstufen benutzt wird. Die Wärmeübertragung kann entweder durch Wärmeaustausch zwischen den Säuren oder durch Zwischenschaltung eines separaten Mediums, z. B. Wasser, öl oder andere Medien, erfolgen. Diese Ausgestaltung ist insbesondere dann von Vorteil, wenn die Wärmeenergie aus der Trocknersäure nicht ausreicht, um die gewünschte Aufheizung der verdünnten Schwefelsäure vor dem Eintritt in die Aufkonzenirierungsstufen zu erreichen.A preferred embodiment consists in the fact that a part of the absorption of SO3 from the hot Contact gases in the absorber acid accumulating thermal energy for heating the diluted sulfuric acid is used before entering the concentration stages. The heat transfer can be either through heat exchange between the acids or through the interposition of a separate medium, z. B. water, oil or other media. These Design is particularly advantageous when the thermal energy from the drying acid is not sufficient to achieve the desired heating of the dilute sulfuric acid before entering the concentration stages to reach.

Eine vorzugsweise Ausgestaltung besteht darin, daß die für eine gewünschte Aufkonzentrierung der vermin.uv Schwefelsäure fehlende Wärmeenergie durch Zusatz von Fremdwärme in die Gasströme vor den Aufkonzentrierstufen und/oder in die Gasströme zwischen den Aufkonzentrierern der Aufkonzentrierstufen erfolgt. Die Fremdwärme wird vorzugsweise in Form von heißen Gasen, wie z. B. Rauchgasen, cip.scbracht. Dabei kann auch der gesamte Gasstrom einer Aufkonzentrierstufe nur aus dem die Fremdwärme einbringenden Gas bestehen. Dadurch wird der Anteil an benötigter Fremdwärme möglichst gering gehalten und es kann Fremdwärme mit relativ niedrigem Temperaturniveau verwendet werden. Alle Wärme, die nicht aus dem Kontaktsystem kommt, also auch Wärme aus dem Spaltprozeß, wird als Fremdwärme bezeichnetA preferred embodiment is that the for a desired concentration of the vermin.uv sulfuric acid lack of thermal energy by adding external heat to the gas streams before the concentration stages and / or to the gas streams takes place between the concentrators of the concentration stages. The external heat is preferably in Form of hot gases, such as B. smoke gases, cip.scbracht. The entire gas flow can also be used a concentration stage only from which the external heat feeding gas exist. This means that the proportion of external heat required is as low as possible and external heat with a relatively low temperature level can be used. All Heat that does not come from the contact system, including heat from the splitting process, is used as external heat designated

Eine vorzugsweise Ausgestaltung besteht darin, daß die für eine gewünschte Aufkonzentrierung der verdünnten Schwefelsäure fehlende Wärmeenergie durch Aufheizen der verdünnten Schwefelsäuren in den Säurekreisläufen der Aufkonzentrierstufen eingebracht wird. Auch hier kann Fremdwärme mit niedrigem Temperaturniveau, z. B. Abdampf aus Turbinenanlagen oder heißes Wasser, verwendet werden.A preferred embodiment is that the for a desired concentration of the diluted sulfuric acid missing thermal energy due to the heating of the diluted sulfuric acids in the Acid circuits of the concentration stages is introduced. Here, too, external heat with low Temperature level, e.g. B. exhaust steam from turbine systems or hot water can be used.

Eine vorzugsweise Ausgestaltung besteht darin, daß die im Gesamtprozeß abgetrennten Salze vor derA preferred embodiment is that the salts separated off in the overall process before

Zugabe in die Spaltung dehydraiiMcrt werden. Dadurch werden die Salze im Prozeß nutzbringend verwendet und der notwendige Zusatz an Schwefellrägern in die Spaltung verringert. Die Dehydratisation hat den Vorteil, daß die Wasseraustreibung nicht bei der hohen Spalitemperatur erfolgen muß und weniger Wasser in den Prozeß eingebracht wird.Addition to the cleavage to be dehydraiiMcrt. Through this the salts are used beneficially in the process and the necessary addition of sulfur carriers in the Cleavage decreased. The dehydration has the advantage that the expulsion of water does not occur at the high level Split temperature must take place and less water is introduced into the process.

Eine vorzugsweise Ausgestaltung besteht darin, daß die Aufkonzentrierungen mindestens teilweise in Venluriapparaten erfolgt. Diese Apparate eignen sich sehr gut für die Aufkonzentrierung und insbesondere für die Behandlung von salzhaltigen Säuren.A preferred embodiment is that the concentrations are at least partially in Venluri apparatus takes place. These devices are very suitable for concentration and especially for the treatment of salty acids.

Eine vorzugsweise Ausgestaltung besieht darin, daß die Aufkonzentrierung unter Unterdruck erfolgt. Dadurch, wird die Austreibung von Wasser begünstigt.A preferred embodiment provides that the concentration takes place under negative pressure. This promotes the expulsion of water.

Eine weitere vorzugsweise Ausgestaltung besteht darin, daß nach einer Aufkonzentrierung der Wassergehalt der Gase durch Auskondcnsierung von Wasser gesenkt wird Das Gas kann nach der Auskondensierung V(Ji, Wasser entweder direkt in den Kamin, im Kreislauf in die Aufkonzentrierung zurückgeführt oder einer weiteren Aufkonzentrierung zugeleitet werden. Da durch kann der Wassergehalt im Abgas gesenkt werden oder eine vorgegebene Gasmen?.: mehrmals mit Wasser beladen werden oder eine Aukonzentrierung ohne Abgasanfall durchgeführt werden. Die Kondensation kann auf direktem oder indirektem Weg erfolgen.Another preferred embodiment is that after a concentration, the water content of the gases is lowered by the condensation of water. The gas can after the condensation V (Ji, water either directly into the chimney, in a circuit returned to the concentration or passed on to a further concentration. There through can the water content in the exhaust gas be reduced or a specified gas quantity?.: several times with Water or an accumulation can be carried out without producing exhaust gases. The condensation can take place directly or indirectly.

Eine weitere vorzugsweise Ausgestaltung besieht dann, daß die Spaltung der salzhaltigen Säure und. < der Salze mit Sauerstoff oder sauerstoff-angcrcicherten Gasen erfolgt. Dadurch können Gase mit hohem SO₂-Gehalt erzeugt werden.Another preferred embodiment then provides that the cleavage of the salt-containing acid and. < the salts with oxygen or oxygen-enriched gases takes place. This allows gases with a high SO ₂ content to be generated.

Die Erfindung ist insbesondere für die Aufkonzentrierung und Aufarbeitung von Abfallsäurcn der Verarbeitung von Ti-haltigen Materialien gceignei.The invention is particularly useful for the concentration and reprocessing of waste acids from processing of Ti-containing materials gceignei.

Das erfindungsgemäßc Verfahren wird an Hand der nachfolgenden Beispiele und der Figuren näher und bespielsweise erläutert.The inventive method is based on the the following examples and the figures explained in more detail and by way of example.

example 1

4040

[' i g. 1 zeig! ein Mcngcnschcma für eine Pigmcntanla ge, ausgehend von australischem llmenit. deren Schwefelsäurcbedarf 1000 tato SOj entspricht. Bei der schematisch dargestellten Arbeitsweise wird die bei der Hydrolyse anfallende Hydrolysesäure nach einer Eindampfung auf ca. 44,4 Gew.-% H2SO4 durch thermische Behandlung z. B. in einem Wirbelofen gespalten, das entstandene SO2 in einer nachgeschaltcten Kontaktanlage zu Schwefelsäure verarbeitet, welche anschließend wieder dem llmeniiaufschluß zugeführt wird. Die im Gesamtnrozeß auftretenden Verluste (gerechnet als SO3) werden im Spaltofen durch Zuführung S-haltiger Stoffe ersetzt.['i g. 1 show! a Mcngcnschcma for a Pigmcntanla ge, starting from Australian llmenite. whose Sulfuric acid requirement corresponds to 1000 tpd SOj. In the The method of operation shown schematically is the hydrolysis acid obtained in the hydrolysis after evaporation to approx. 44.4 wt .-% H2SO4 by thermal treatment z. B. split in a vortex furnace that resulting SO2 is processed into sulfuric acid in a downstream contact system, which is then processed is fed back to the llmenia digestion. The losses occurring in the overall process (calculated as SO3) become more S-containing in the cracking furnace Substances replaced.

Der Wärmebedarf für die Eindampfung der Dünnsäure wird vollständig aus dem Wärmeüberschuß der Kontaktanlage gedeckt. Die bei den einzelnen Verfahrensschritten in der Kontaktanlage anfallenden Wärmemengen sind schematisch in Fig.3 dargestellt. Die Art und Weise der Erzeugung der in Fig.3 dargestellten Wärmemengen in der Kontaktanlage und deren eo Verwendung für die Eindampfung der Dünnsäuren ist in F i g. 5 dargestellt, wobei die Kontaktgruppe, bestehend aus Kontaktkessel und Wärmeaustauschern nicht dargestellt ist.The heat requirement for the evaporation of the dilute acid is completely from the excess heat of the Contact system covered. The amount of heat generated in the individual process steps in the contact system are shown schematically in Fig.3. The way of generating the shown in Fig.3 Heat quantities in the contact system and their eo use for the evaporation of the thin acids is in F i g. 5 shown, the contact group consisting of contact boiler and heat exchangers not is shown.

Ober Leitung 1 werden ca. 40 830 NmVh SO₂-GaS mit einer Konzentration von ca. 28.43 Vol.-% SO2 und einer Temperatur von ca. 38^CC in den Venturi-Trockner 2 geleitet, dort getrocknet und über Leitung 3 mit einer Temperatur von ca. b5°C abgeleitet. Die Trocknersiiure wird über Leitung 4, Kühler 5, Leitung 6, Pumpe 7, Leitung 8 und Düse 9 im Kreislauf geführt.Catenary 1 are approximately 40,830 NMVH SO ₂ gas directed at a concentration of about 28.43 vol .-% SO2 at a temperature of about 38 ^C C in the Venturi drier 2, where they are dried and conveyed via line 3 having a Temperature derived from about b5 ° C. The drying acid is circulated via line 4, cooler 5, line 6, pump 7, line 8 and nozzle 9.

Über Leitung la werden 89 930NmVh teilweise zu SOj umgesetztes Gas mit einer Temperatur von ca. 190⁰C in den Venturi-Zwischenabsorber 2a geleitet, dort wird das SOj weitgehend absorbiert und über Leitung 3a mit einer Temperatur von ca. 140°C abgeleitet. Die Absorbersäure wird über Leitung 4a, Kühler 5a und 5a I₁ Leitung 6a, Pumpe 7a, Leitung 8a und Düse 9a im Kreislauf geführt.Via line la 89 930NmVh partially reacted to SOJ gas are passed at a temperature of about 190 ⁰ C in the venturi intermediate absorber 2a, there is the SOJ largely absorbed and removed via line 3 at a temperature of about 140 ° C. The absorber acid is recycled via line 4a, 5a and 5a cooler I ₁ line 6, pump 7, conduit 8 and nozzle 9a in the circulation.

Über Leitung 16 werden 78 590NmVh des fertig katalysierten Gases mit einer Temperatur von ca. 180⁰C in den Venturi-Endabsorber 26 geleilet, dort wird das resiliche SO. absorbiert und über Leitung 30 mit einer Temperatur von ca. 110°C abgeleitet. Die Absorbersäure wird über Leitung 4b, Kühler 5b, Leitung 66, Pumpe Tb. Leitung 86 und Düse 96 im Kreislauf geführt.Via line 16 78 of the finished 590NmVh catalyzed gas having a temperature of about 180 ⁰ C in the venturi final absorber are geleilet 26, there is the resiliche SO. absorbed and discharged via line 30 at a temperature of approx. 110 ° C. The absorber acid is circulated via line 4b, cooler 5b, line 66, pump Tb. Line 86 and nozzle 96.

Die Saurequerläufe zwischen dem Venturi-Trockner und den Veniuri-Absorbern und die Produktionsabnahme der Starksaurc sind im Schema nicht dargestellt.The acid cross-flows between the Venturi dryer and the Veniuri absorbers and the production acceptance the Starksaurc are not shown in the scheme.

Die Aufkonzentrierung der Dünnsäuren auf ca. 44.4 Gew-% H2SO4 geschieht in einer mehrstufigen Eindampfanlage bestehend aus zwei Aufkonzentrierstufen. Der erforderliche Wärmebedarf für die Vorwärmung der Dünnsäure und für die Ausdampfung des Wassers aus der Dünnsäure beträgt insgesamt ca. 26,2MiII. Kcal/h.The concentration of the thin acids to approx. 44.4% by weight of H2SO4 takes place in a multi-stage process Evaporation plant consisting of two concentration stages. The heat required for preheating the dilute acid and for the evaporation of the water from the dilute acid is a total of approx. 26.2MiII. Kcal / h.

106 000 kg/h Dünnsäure werden mit einer Konzentration von ca. 21 Gew.-% H₂SO, und einer Temperatur von ca. 45'C über Leitung 92 über den Säurekühler 5 geleitet und dort im Gegenstrom mit der Trocknersäure auf ca. 75^rC vorgewärmt. Über Leitung 93 gelangt die Säure in den Sumpf 46 der ersten Aufkonzentrierstufe. Mit dem Gebläse 34 wird atmosphärische Luft, welche als Wasserdampfträger benutzt wird, gefördert.106,000 kg / h of dilute acid are passed with a concentration of approx. 21% by weight H ₂ SO and a temperature of approx. 45 ° C. via line 92 over the acid cooler 5 and there in countercurrent with the drying acid to approx. 75 ^r C preheated. The acid reaches the bottom 46 of the first concentration stage via line 93. Atmospheric air, which is used as a water vapor carrier, is conveyed with the fan 34.

Ca. 62 285NmVh Luft, welche ca. 1147 kg/h H₃O-Dampf enthält, wird über Leitung 35 über den in der nicht dargestellten Kontaktgruppe zwischen der letzten Kontakthorde und dem Endabsorber angeordneten Wärmeaustauscher 36a gefördert, dort auf ca. 330° C vorgewärmt und über Leitung 37 in den Venikalventuri 38 der ersten Aufkonzentrierstufe geleitet. Die mit ca. 23 085 kg/h H₂O gesättigten Abgase verlassen mit einer Temperatur von ca. 75°C über Verbindungsstutzen 39, Horizontalventuri 41. Bedüsungsturm 42, Abscheider 43 und Leitung 44 mit ca. 23 085 kg/h H2O beladen die Anlage. Die Säurekonzentration der zirkulierenden Säure in dem Vertikalventuri-Kreislauf beträgt ca. 30Gew.-% H2SO4 und im Horizontalventuri-und Berieselungsturm-Kreislauf ca. 25,7 Gew.-% H₂SO₄. Die Säure wird aus dem Sumpf 45 über Leitung 47 mit einer Temperatur von ca. 75°C abgezogen, über den Säurekühier 5a geleitet, dort im Wärmeaustausch mit der ca. 140° C heißen Zwischenabsorbersäure auf ca. 100⁰C vorgewärmt und von dort über Leitung 48. Pumpe 49, Leitung 51 und Düse 62, Leitung 50 zur Düse 63 gepumpt. In der Düse 62 werden ca. 150 mVh Säure und in der Düse 63 ca. 150 mVh Säure in den Gasstrom eingedüst. Aus dem Sumpf 46 wird über Leitung 52 mit einer Temperatur von ca. 75"C die Säure abgezogen und ohne Säurevorwärmung über Pumpe 58, Leitung 60 zur Düse 64, Leitung 59 zur Düse 65 gedrückt. Über Leitung 61 werden ca. 89 620 kg/h Säure in den Sumpf 45 gepumpt. In der Düse 64 werden ca. 100 mVh und in der Düse 65 ca. 100 mVh Säure in den Gasstrom eingedüst. 78 670 kg/h Säure mit einer Konzentration von ca. 30 Gew.-% H₂SO₄ werden über Leitung 33 inAbout 62 285 NmVh of air, which contains about 1147 kg / h of H ₃ O vapor, is conveyed via line 35 via the heat exchanger 36a arranged in the contact group (not shown) between the last contact tray and the end absorber, there to about 330 ° C preheated and passed via line 37 into the Venikalventuri 38 of the first concentration stage. The exhaust gases saturated with approx. 23 085 kg / h H ₂ O leave at a temperature of approx. 75 ° C via connecting piece 39, horizontal venturi 41. Spray tower 42, separator 43 and line 44 are loaded with approx. 23 085 kg / h H2O System. The acid concentration of the circulating acid in the vertical venturi circuit is approx. 30% by weight H2SO4 and in the horizontal venturi and sprinkling tower circuit approx. 25.7% by weight H ₂ SO ₄ . The acid is withdrawn from the sump 45 via line 47 at a temperature of about 75 ° C, passed over the Säurekühier 5a, in heat exchange with the 140 ° C hot intermediate absorber acid at about 100 ⁰ C preheated there and from there via Line 48. Pump 49, line 51 and nozzle 62, line 50 to nozzle 63 are pumped. In the nozzle 62 approx. 150 mVh acid and in the nozzle 63 approx. 150 mVh acid are injected into the gas stream. The acid is drawn off from the sump 46 via line 52 at a temperature of approx. 75 "C. and, without acid preheating, is pressed via pump 58, line 60 to nozzle 64, line 59 to nozzle 65. Via line 61 approx. 89,620 kg / h of acid are pumped into the sump 45. About 100 mVh of acid are injected into the gas stream in the nozzle 64 and about 100 mVh of acid in the nozzle 65. 78 670 kg / h of acid with a concentration of about 30% by weight H ₂ SO ₄ are in

230 235/171230 235/171

den Sumpf 17 der zweiten Aufkonzemriersuife gefördert. promoted the sump 17 of the second Aufkonzemriersuife.

In der zweiten Aufkonzentrierstufe wird das in der Schwefelsäureanlage anfallende Endgas als Wasserdampfträger genutzt. Über Leitung Zb gelangen ca. 77 485 NmVh praktisch wasserdampffreie Endgase mit einer Temperatur von ca. 110°C, welche in dem in der nicht dargestellten Kontaktgruppe zwischen den beiden letzten Kontakthorden angeordneten Wärmeaustauscher 36 auf ca. 182°C vorgewärmt wird, über Leitung 10a in den Vertikalventuri 10 der zweiten Aufkonzentrierstufe. Über Verbindungsstutzen 11, Horizontalventuri 12, Bedüsungsturm 14, Abscheider 15 werden ca. 104 860 NmVh feuchte Abgase, mit ca. 21 980 kg/h H₃O beladen, mit einer Temperatur von ca. 70⁰C in einen nicht dargestellten Endgaskamin abgeleitet. Die Saurekonzentration im Vertikalventuri-Kreislauf beträgt ca. 44,4 Gew.-% H2SO4 und im Horizomalventuri- und Berieselungsturm-Kreislauf ca. 32,7 Gew-% H₂SO₅. Die Säure wird aus dem Sumpf 13 über Leitung 18 mit einer Temperatur von ca. 7O⁰C abgezogen, über den Säurekühler 5a 1 geleitet, dort im Wärmeaustausch mit der ca. 140°C heißen Zwischenabsorbersäure auf ca. 100⁰C vorgewärmt und von dort über Leitung 19. Pumpe 20, Leitung 22 zur Düse 28, Leitung 21 zur DüseIn the second concentration stage, the end gas produced in the sulfuric acid plant is used as a water vapor carrier. Via line Zb , approx. 77 485 NmVh of virtually steam-free end gases with a temperature of approx. 110 ° C, which is preheated to approx. 182 ° C in the heat exchanger 36 arranged in the contact group (not shown) between the two last contact trays, via line 10a in the vertical venturi 10 of the second concentration stage. Via connection port 11, horizontal Venturi 12, Bedüsungsturm 14, separator 15 are approximately 104,860 NMVH moist exhaust gases, with about 21,980 kg / h H ₃ O loaded derived at a temperature of about 70 ⁰ C in an unillustrated Endgaskamin. The acid concentration in the vertical venturi circuit is approx. 44.4% by weight H2SO4 and in the horizontal venturi and sprinkler tower circuit approx. 32.7% by weight H ₂ SO ₅ . The acid is withdrawn from the sump 13 via line 18 to a temperature of about 7O ⁰ C, passed through the acid cooler 5a 1, there in heat exchange with the 140 ° C hot intermediate absorber acid at about 100 ⁰ C preheated and from there via line 19. Pump 20, line 22 to nozzle 28, line 21 to nozzle

29 gepumpt. In der Düse 28 werden ca. 150 niVh Säure und in der Düse 29 ca. 150 mVh Säure in den Gasstrom eingedüst. Aus dem Sumpf 17 wird über Leitung 24 die Säure mit einer Temperatur von ca. 70⁰C abgezogen, über den Säurekühler 56 geleitet, dort im Wärmeaustausch mit der ca. 1 IO°C heißen Endabsorbersäure auf ca. 90⁰C vorgewärmt und von dort über Leitung 24a. Pumpe 25, Leitung 27 zur Düse 31. Leitung 26 zur Düse29 pumped. Approx. 150 mVh of acid are injected into the gas stream in the nozzle 28 and approx. 150 mVh of acid in the nozzle 29. From the bottom 17, the acid is withdrawn at a temperature of about 70 ⁰ C via line 24 passed through the acid cooler 56, there in heat exchange with the about 1 IO ° C hot Endabsorbersäure to about 90 ⁰ C preheated and from there via line 24a. Pump 25, line 27 to nozzle 31. Line 26 to nozzle

30 gepumpt, in der Düse 31 werden ca. 100 mVh Säure und in der Düse 30 ca. 100 mVh Säure in den Gasstrom eingedüst. Über Leitung 32 werden ca. 67 640 kg/h Säure in den Sumpf 13 gepumpt. Ca. 62 000 kg/h aufkonzentrierte Säure werden mit einer Konzentration von ca. 44,4 Gew.-% H2SO4 und einer Temperatur von ca. 100⁰C über Leitung 23 abgegeben und Säurespaltanlage geleitet.30 is pumped, in the nozzle 31 approx. 100 mVh acid and in the nozzle 30 approx. 100 mVh acid are injected into the gas stream. About 67,640 kg / h of acid are pumped into the sump 13 via line 32. Approximately 62,000 kg / h of concentrated acid is delivered at a concentration of about 44.4 wt .-% H2SO4 and a temperature of about 100 ⁰ C via line 23 and passed acid cracking plant.

Example 2

F i g. 2 zeigt ein Mengenschema für eine Pigmentanlage. ausgehend von kanadischer Schlacke, deren Schwefelsäurebedarf 1000 tato SOj entspricht. Bei Verarbeitung von kanadischer Schlacke entfällt nach dem Aufschluß die Zwischenkristallisation. Die anfallende Hydrolysesäure wird in die Eindampfanlage geleitet und wird dort unter Ausnutzung aller in der Kontaktanlage anfallenden Wärmemengen (Fig.4) aufkonzentriert. Die Spaltung der aufkonzentrierten Hydrolysesäure geschieht im Gegensatz zum Beispiel 1 unter Zuführung von atmosph. Luft statt Cb-angereicherter Luft, so daß die SO2-Konzentration am Eintritt in die Kontaktanlage ca. 17,0Vol.-% SO2 beträgt, wodurch sich die anfallenden Wärmemengen und Temperaturen ändern.F i g. 2 shows a quantity scheme for a pigment plant. starting from Canadian slag, the sulfuric acid requirement of which corresponds to 1000 tpd SOj. at Processing of Canadian slag, there is no intermediate crystallization after digestion. The accruing Hydrolysis acid is fed into the evaporation plant and is there, taking advantage of all in the Contact system accumulating amounts of heat (Fig. 4) concentrated. The split of the concentrated In contrast to Example 1, hydrolysis acid takes place with the addition of atm. Air instead of Cb-enriched Air, so that the SO2 concentration at the entry into the contact system is approx. 17.0% by volume SO2, which changes the amount of heat and temperatures that arise.

Die Art und Weise der Erzeugung der in Fig.4 dargestellten Wärmemengen in der Kontaktanlage und deren Verwendung für die Eindampfung ist in F i g. 6 dargestellt, wobei die Kontaktgruppe, bestehend aus Kontaktkessel und Wärmeaustauschern, nicht dargestellt ist.The way of generating the in Fig.4 The amount of heat shown in the contact system and its use for evaporation is shown in FIG. 6th shown, the contact group, consisting of contact boiler and heat exchangers, not shown is.

Über Leitung t werden ca. 67 430 NmVh SGvGas mit einer Konzentration von ca. 17,0 Vol.-% SO2 und einer Temperatur von ca. 38°C in den Venturi-Trockner 2 geleilet, außerdem werden ca. 63 570 NmVh mit einerAbout 67 430 NmVh SGvGas are transferred via line t a concentration of approx. 17.0% by volume SO2 and a temperature of approx. 38 ° C in the Venturi dryer 2 , in addition, approx. 63 570 NmVh with a

3030th

3535

Zur Temperatur von 25°C über Leitung Icatmosph. Luft zur Verdünnung dem SOyGas zugemischl und dort gemeinsam getrocknet und über Leitung 3 mit einer Temperatur von ca. 65°C abgeleitet. Die Trocknersäure wird über Leitung 4, Kühler 5 und 5.1, Leitung 6, Pumpe 7, Leitung 8 und Düse 9 im Kreislauf geführt.At a temperature of 25 ° C via the Icatmosphere line. Air to Dilution the SOyGas admixed and there dried together and via line 3 with a Temperature derived from approx. 65 ° C. The drying acid is pumped via line 4, cooler 5 and 5.1, line 6 7, line 8 and nozzle 9 are circulated.

Über Leitung Ia werden ca. 126 240 NmVh teilweise zu SOi umgesetztes Gas mit einer Temperatur von ca. l|85°C in den Venluri-Zwischenabsorber 2a geleitet, dort wird das SO3 weigehend absorbiert und über Leitung 3a mit einer Temperatur von ca. 14O⁰C abgeleitet. Die Absorbersäure wird über Leitung 4a, Kühler 5a und 5a 1, Leitung 6a, Pumpe 7a, Leitung 8a und Düse 9a im Kreislauf geführt.Approx. 126,240 NmVh of gas partially converted to SOi at a temperature of approx. L / 85 ° C is passed via line Ia into the Venluri intermediate absorber 2a, where the SO3 is largely absorbed and via line 3a at a temperature of approx. 140 ⁰ C. The absorber acid is circulated via line 4a, cooler 5a and 5a 1, line 6a, pump 7a, line 8a and nozzle 9a.

Über Leitung \b werden ca. 115 820 NmVh des fertig katalysierten Gases mit einer Temperatur von ca. i80°C in den Venturi-Endabsorber 2b geleitet, dort wird das restliche SO₁ absorbiert und über Leitung 36 mit einer Temperatur von ca. 110⁰C abgeleitet. Die Absorbersäure wird über Leitung 4b, Kühler 5b. Leitung 66. Pumpe 7b. Leitung 8i> und Düse 96 im Kreislauf geführt.Via line \ b 115 820 NMVH of the finished catalyzed gas having a temperature of approximately i80 ° C in the final absorber venturi 2b are approximately directed, there is the residual SO ₁ absorbs and via line 36 with a temperature of about 110 ⁰ C derived. The absorber acid is via line 4b, cooler 5b. Line 66. Pump 7b. Line 8i> and nozzle 96 out in the circuit.

Die Säurequerläufe zwischen dem Venturi-Trockner und den Venturi-Absorbern und die Produktionsabnahme der Starksäure sind im Schema nicht dargestellt.The acid cross-runs between the venturi dryer and the Venturi absorbers and the decrease in production of the strong acid are not shown in the scheme.

Die Aufkonzentrierung der Dünnsäure auf ca. 38,9 Gew.-% H2SO4 geschieht in einer mehrstufigen Eindampfanlage, bestehend aus zwei Aufkonzentrierstufen. Der erforderliche Wärmebedarf für die Vorwärmung der Dünnsäure und für die Ausdampfung des Wassers aus der Dünnsäure beträgt insgesamt ca. 30,4 Mill. Kcal/h.The dilute acid is concentrated to approx. 38.9% by weight of H2SO4 in a multi-stage process Evaporation plant, consisting of two concentration stages. The heat required for preheating the dilute acid and for the evaporation of the water from the dilute acid is a total of approx. 30.4 million Kcal / h.

124 580 kg/h Dünnsäure werden mit einer Konzentration von ca. 22,1 Gew.-% H2SO4 und einer Temperatur von ca. 45° C über Leitung 92 über den Säurekühier 5 geleitet und dort im Gegenstrom mit der Trocknersäure auf ca. 85°C vorgewärmt. Über Leitung 93 gelangt die Säure in den Sumpf 46 der ersten Aufkonzentrierstufe. Mit dem Gebläse 34 wird atmosph. Luft, welche als Wasserdampfträger benutzt wird, gefördert.124 580 kg / h dilute acid with a concentration of approx. 22.1% by weight H2SO4 and a temperature of about 45 ° C passed through line 92 over the acid cooler 5 and there in countercurrent with the dryer acid preheated to approx. 85 ° C. The acid reaches the bottom 46 of the first concentration stage via line 93. With the fan 34 is atm. Air, which is used as a water vapor carrier, promoted.

Ca. 103 000NmVh Luft, welche ca. 2568 kg/h HjO-Dampf enthält, wird über Leitung 35 über den in der nicht dargestellten Kontaktgruppe zwischen der letzten Kontakthorde und dem Endabsorber angeordneten Wärmeaustauscher 36a gefördert, dort auf ca. 260⁰C vorgewärmt und über Leitung 37 in den Vertikalventuri 38 der ersten Aufkonzentrierstufe geleitet. Die mit ca. 28 570 kg/h H₂O gesättigten Abgase verlassen mit einer Temperatur von ca. 70°C über Verbindungsstutzen 39. Horizontalventuri 41, Bedüsungsturm 42, Abscheider 43 und Leitung 44 mit ca. 28 570 kg/h H₂O beladen die Anlage.About 103 000NmVh air which h approx 2568 kg / HaO steam contains, is conveyed via conduit 35 via arranged in the not shown contact group between the last contacting tray and the final absorber heat exchanger 36, preheated there to about 260 ⁰ C and passed via line 37 into the vertical venturi 38 of the first concentration stage. The exhaust gases saturated with approx. 28 570 kg / h H ₂ O leave at a temperature of approx. 70 ° C via connecting pieces 39. Horizontal venturi 41, spray tower 42, separator 43 and line 44 with approx. 28 570 kg / h H ₂ O load the system.

Die Säurekonzentration der zirkulierenden Säure in dem Vertikalventuri-Kreislauf beträgt ca. 28.4 Gew.-% H2SO4 und im Horizontalventuri- und Beneselungsturm-Kreislauf ca. 23,6 Gew.-% H₂SO₄. Die Säure wird aus dem Sumpf 45 über Leitung 47 mit einer Temperatur von ca. 70⁰C abgezogen, über den Säurekühler 5b geleitet, dort im Wärmeaustausch mit der ca. 110° C heißen Endabsorbersäure auf ca. 88°C vorgewärmt und von dort über Leitung 48, Pumpe 49, Leitung 51 zur Düse 62, Leitung 50 zur Düse 63 gepumpt. In der Düse 62 werden ca. 15OmVh Säure und in der Düse 63 ca. 100 mVh Säure in den Gasstrom eingedüst. Aus dem Sumpf 46 wird über Leitung 52 mit einer Temperatur von ca. 70⁰C die Säure abgezogen, über den Säurekühler 5.1 geleitet, dort im Wärmeaustausch mit der Trocknersäure auf ca. 77°C vorgewärmt und über Leitung 53, Pumpe 58. Leitung 60 zur Düse 64, LeitungThe acid concentration of the circulating acid in the vertical venturi circuit is approx. 28.4% by weight H2SO4 and in the horizontal venturi and rainwater tower circuit approx. 23.6% by weight H ₂ SO ₄ . The acid is withdrawn from the sump 45 via line 47 to a temperature of about 70 ⁰ C is passed through the acid cooler 5b, there in heat exchange with the approximately 110 ° C hot Endabsorbersäure to about 88 ° C pre-heated and from there via Line 48, pump 49, line 51 to nozzle 62, line 50 to nozzle 63 are pumped. Approx. 150 mVh acid are injected into the gas stream in the nozzle 62 and approx. 100 mVh acid in the nozzle 63. From the bottom 46, the acid is fed via line 52 at a temperature of about 70 ⁰ C deducted passed through the acid cooler 5.1, pre-heated there in heat exchange with the dryer acid to approximately 77 ° C and 58 via line 53, pump line 60 to nozzle 64, line

59 zur Düse 65 gedruckt. Über Leitung 61 werden 121 947 kg/h Säure in den Sumpf 45 gepumpt. In der Düse 64 werden ca. 100 mVh Säure und in der Düse 65 ca. 100 mVh Säure in den Gasstrom eingedüst. 103 583 kg/h Saure mit einer Konzentration von ca. 28,4 Gew.-% H2SO4 werden über Leitung 33 in den Sumpf 17 der zweiten Aufkonzentrierstufe gefördert.59 printed to nozzle 65. 121,947 kg / h of acid are pumped into the sump 45 via line 61. In the Nozzle 64 is about 100 mVh acid and in the nozzle 65 approx. 100 mVh acid is injected into the gas flow. 103 583 kg / h acid with a concentration of approx. 28.4% by weight of H2SO4 are conveyed via line 33 into sump 17 of the second concentration stage.

In der zweiten Aufkonzentrierstufe wird das in der Schwefelsäureanlage anfallende Endgas als Wasserdampfträger genutzt. Über Leitung 30 gelangen ca. 113 750 NmVh praktisch wasserdampffreie Endgase mit einer Temperatur von ca. 110⁰C in den Vcnikalveniun 10 der zweiten Aufkonzentrierstufe. Über Verbindungsstutzen II, Horizontalventuri 12. Bedüsungsturin 14. Abscheider 15, Leitung 16 werden ca. 144 740NmVh feuchte Abgase, mit ca. 24 680 kg/h H₃O beladen, mit einer Temperatur von ca. 70⁰C in einen nicht dargestellten F.ndgaskamin abgeleitet. Die Säurekonzentration im Vertikalventuri-Kreislauf betrag¹ ca. 38,9 Gew.■% HjSO₁ und im Horizontalventuri- und Berieselungsturm-Kreislauf ca. 32,1 Gew.-% HiSO₄. Die Säure wird aus dem Sumpf 13 über Leitung 18 mit einer Temperatur von ca. 70⁰C abgezogen, über den Säurekühler 5a 1 geleitet, dort im Wärmeaustauscher mit der ca. 140°C heißen Zwischenabsorbersäure auf ca. 93°C vorgewärmt und von dort über Leitung 19. Pumpe 20. Leitung 22 zur Düse 28. Leitung 21 zur Düse 29 gepumpt. In der Düse 28 werden ca 150 m'/h Säure und in der Düse 29 ca. 100 mVh Säure in den Gasstrom eingedüst. Aus dem Sumpf 17 wird über Leitung 24 die Säure mit einer Temperatur von ca. 70"C abgezogen, über den Säurekühle^r 5a geleitet, dort im Wärmeaustausch mit der ca. 140⁰C heißen Zwischenabsorbersäure auf ca. 91° C vorgewärmt und von dort über Leitung 24.v. Pumpe 25. Leitung 27 /.ur Düse 31. Leitung 26 zur Düse 30 gepumpt. In der Düse 31 werden ca. 150 m'/h Säure und in der Düse 30 ca. 100 mVh Säure in den Gasstrom eingedüst. Über Leitung 32 werden ca 93 040 kg/h Säure in den Sumpf 13 gepumpt. 78 901 kg/h aufkonzenirierie Säure werden mit einer Konzentration von ca 38.9 Gew.-% HjSO₄ und einer Temperatur von ca. 70 C über Leitung 23 abgegeben und /.ur Saurespaltanlage geleitet.In the second concentration stage, the end gas produced in the sulfuric acid plant is used as a water vapor carrier. Via line 30 approximately 113,750 NMVH reach substantially water vapor-free tail gases at a temperature of about 110 ⁰ C in the Vcnikalveniun 10 of the second concentration stage. Via connecting stub II, horizontal Venturi 12, 14 Bedüsungsturin separator 15, line 16, are shown approximately 144 740NmVh moist exhaust gases loaded with about 24,680 kg / h H ₃ O with a temperature of about 70 ⁰ C in a non-F .nd gas chimney derived. The acid concentration in the vertical venturi circuit is ¹ approx. 38.9% by weight HjSO ₁ and in the horizontal venturi and sprinkling tower circuit approx. 32.1% by weight HiSO ₄ . The acid is withdrawn from the sump 13 via line 18 at a temperature of about 70 ⁰ C is passed through the acid cooler 5a 1, there in the heat exchanger with the 140 ° C hot intermediate absorber acid at about 93 ° C pre-heated and from there via line 19. Pump 20. Line 22 to nozzle 28. Line 21 to nozzle 29 is pumped. Approx. 150 m / h of acid are injected into the gas stream in the nozzle 28 and approx. 100 mVh of acid in the nozzle 29. From the bottom 17, the acid is withdrawn at a temperature of about 70 "C, via line 24, ^r via the acid Cool 5a passed, there hot in heat exchange with the 140 ⁰ C intermediate absorber acid at about 91 ° C pre-heated and from there Via line 24.v. pump 25. Line 27 /. to nozzle 31. Line 26 is pumped to nozzle 30. In nozzle 31, about 150 m / h of acid and in nozzle 30 about 100 mVh of acid are pumped into the gas stream About 93,040 kg / h of acid are pumped into the sump 13 via line 32. 78,901 kg / h of concentrated acid are injected with a concentration of about 38.9% by weight of HjSO ₄ and a temperature of about 70 ° C. via line 23 released and /. directed to acid cleavage plant.

Example 3

^vv

Fig. 7 zeigi eine einstufige Aufkonzentneranlagc in welcher ca. 22.6 gew.-%ige H₃SO₄ auf ca. 28.0Gew.-% HjSO₄ aufkonzentrier', wird. Bei der dargestellten Arbeitsweise wird die zur Säurevorwärmung und Säureeindampfung erforderliche Wärmemenge zum Großteil durch Ausnutzung der in einer nicht dargestellten Kontaktanlage anfallenden Säurewärme gedeckt, so daß von den insgesamt ca. 15,0 Mill. Kcal/h nur noch ca. 5,4 Mill Kcal/h als Fremdwärme in Form von Niederdruckdampf aufgewendet werden müssen.Fig. 7 shows a single-stage concentration plant in which approx. 22.6% by weight H ₃ SO _{4 is} concentrated to approx. 28.0% by weight HjSO ₄ . In the procedure shown, the amount of heat required for acid preheating and acid evaporation is largely covered by utilizing the acid heat generated in a contact system (not shown), so that of the total of approx. 15.0 million Kcal / h only approx. 5.4 million Kcal / h must be used as external heat in the form of low-pressure steam.

Ca. 100 000 kg/h ca. 22,6 gew.-%ige Dünnsäure werden in einem nicht dargestellten Säurekühler von ca.Approx. 100,000 kg / h of approx. 22.6% by weight dilute acid are stored in an acid cooler (not shown) of approx.

45"C auf ca. 70"C vorgewärmt und über Leitung 93 in den Sumpf 46 der Aufkonzentrieranlage geleitet.45 "C is preheated to about 70" C and via line 93 in passed the sump 46 of the concentration system.

Über Leitung 37 werden ca. 18 800 NmVh (gerechnet als trocken) Luft, welche ca. 350 kg/h Wasserdampf enthält, mit einer Temperatur von ca. 30°C in den Vertikalventuri 38 geleitet. Über Leitung 35 werden ca. 45 000 NmVh (gerechnet als trocken) Luft, welche ca. 850 kg/h Wasserdampf enthält, mit einer Temperatur von ca. 30⁰C in den Verbindungssiutzen 39 zugemischt. Die mit ca. 17 600 kg/h H₂O gesättigten Abgase verlassen mit einer Temperatur von ca. 70°C über Verbindungsstutzen 39, Horizontalventuri 41. Bedüsungsturm 42, Abscheider 43 und Leitung 44 die Anlage. Das Abgas wird anschließend über einen Kondensationsturm 44a geleitet, wo es durch Bedüsung oder Berieselung mit Wasser, welches über Leitung 446 zugeführt wird, vom Wasserdampf weitgehendst befreit wird Das Wasser verläßt über Leitung 44c den Kondensationsturm. Über Leitung 44c verläßt das Abgas mit ca. 20"C den Kondensationsturm, um anschließend wieder mittels Gebläse 34 in die Aufkonzentncranlage geführt zu werden.Approx. 18,800 NmVh (calculated as dry) air, which contains approx. 350 kg / h of water vapor, at a temperature of approx. 30 ° C. is passed into the vertical venturi 38 via line 37. Approx. 45,000 NmVh (calculated as dry) of air, which contains approx. 850 kg / h of water vapor, at a temperature of approx. 30 ^° C. are mixed into the connection pieces 39 via line 35. The exhaust gases saturated with approx. 17,600 kg / h of H ₂ O leave the system at a temperature of approx. 70 ° C. via connecting pieces 39, horizontal venturi 41, spray tower 42, separator 43 and line 44. The exhaust gas is then passed through a condensation tower 44a, where it is largely freed from water vapor by spraying or sprinkling with water, which is supplied via line 446. The water leaves the condensation tower via line 44c. The exhaust gas leaves the condensation tower via line 44c at approx.

Die Säurekonzentration der ca. 70°C heißen zirkulierenden Säure im Vertikalventuri-Kreislauf betrag' ca 28 Gew.-% HjSO₄ und im Horizontalventuri- und Berieselungsturm-Kreislauf ca. 25 Gew.-% HjSO₄. Die Säure wird aus dem Sumpf 45 über Leitung 47 mit einer Temperatur von ca. 70⁰C abgezogen, über einen nich; dargestellten Säurekühler geleitet, dort im Wärmeaustausch mit der heißen Absorbersäure auf ca. 110^cC vorgewärmt und von dort über Leitung 48, Pumpe 49. Leitung 50 zur Düse 63 und Leitung 51 zur Düse 62 gepumpt. In der Düse 62 werden ca. 100 mVh Säure und in der Düse 63 ca. 90 mVh Säure in den Gasstrom eingedüst. Aus dem Sumpf 46 wird über Leitung 52 die ca. 25 gew.-o/oige Säure mit einer Temperatur von 70° C abgezogen. Über Leitung 55 wird die Säure über den Vorwärmer 56 geleitet, dort mittels ca. 10 t/h Niederdruckdampf auf ca. 92°C vorgewärmt und über Leitung 57. Pumpe 58. Leitung 60 zur Düse 64, Leitung 59 zur Düse 65 gefördert. In der Düse 64 werden ca. 150 m'/h Säure und in der Düse 65 ca. 100 mVh Säure in den Gasstrom eingedüstThe acid concentration of the circulating acid at about 70 ° C. in the vertical venturi circuit is approx. 28% by weight HjSO ₄ and in the horizontal venturi and sprinkling tower circuit is approx. 25% by weight HjSO ₄ . The acid is drawn off from the sump 45 via line 47 at a temperature of about 70 ^° C., via a nich; acid cooler illustrated conducted, pre-heated there in heat exchange with the hot absorber acid to about 110 ^c C and from there via line 48, pump 49 line 50 is pumped to the nozzle 63 and line 51 to the nozzle 62nd Approx. 100 mVh acid are injected into the gas stream in the nozzle 62 and approx. 90 mVh acid in the nozzle 63. The approx. 25% by weight acid at a temperature of 70 ° C. is drawn off from the sump 46 via line 52. The acid is passed via line 55 over the preheater 56, there it is preheated to approx. 92 ° C. by means of approx. 10 t / h low-pressure steam and conveyed via line 57, pump 58, line 60 to nozzle 64, line 59 to nozzle 65. About 150 m / h of acid are injected into the gas stream in the nozzle 64 and about 100 mVh of acid in the nozzle 65

Über Leitung Pl werden ca. 92 000 kg/h Säure in den Sumpf 45 gepumpt. Ca. 83 300 kg/h der auf ca. 28 Gew.-% HjSO₄ aufkonzentrierten Säure werden über Leitung 33 abgegeben.About 92,000 kg / h of acid are pumped into the sump 45 via line P1. About 83,300 kg / h of the _{acid concentrated to about 28% by weight HjSO 4} are given off via line 33.

Die Vorteile der Erfindung bestehen hauptsächlich darin, daß es möglich ist. überschüssige Wärme aus dem Kontakisystem. einschließlich solcher Wärme, die mit relativ niedrigem Temperaturniveau anfällt, in wirtschaftlicher Weise für die Aufkonzentrierung von salzhaltigen verdünnten Schwefelsäuren auszunutzen. Dadurch kann der Verbrauch von teurer Primärenergic oder der Einsatz von Wärme mit hohem Temperaturniveau vermieden oder verringert werden.The main advantages of the invention are that it is possible. excess heat from the Contact system. including such warmth that with relatively low temperature level, in an economical way for the concentration of to exploit salty dilute sulfuric acids. This can reduce the consumption of expensive primary energy or the use of heat with a high temperature level can be avoided or reduced.

Hierzu 7 Blatt ZeichnungenIn addition 7 sheets of drawings

Claims

1 claims:

1. Process for the production of sulfuric acid by the catalytic conversion of SCK to SOj in several contact trays using SO _{2 that occurs} during the cleavage of sulphates and dilute sulfuric acid. Cooling of the sulfuric gases between Koniakihorden, absorption of the SOj in sulfuric acid, characterized by the following steps: 'jo

a) Combination of sulfuric acid production with a work-up of dilute salty Sulfuric acids,

b) cleavage of the sulfates obtained during work-up and, if appropriate, cleavage at least a part of the accumulating processed dilute sulfuric acid.

c) carrying out the absorption of the SOJ from the contact catalysis gases at least in the intermediate absorption to as a hot absorption at Arbeitstcniperaiuren of 100-200 ° C.

d) Expulsion of water from the dilute salt-containing sulfuric acids by direct Contact with hot gases resulting from tail gas of catalysis and / or inert gases with a low water content consist, the only heat from the contact system be heated up.

e) simultaneous supply of thermal energy from hot absorber acid and optionally, κ drying acid of the contact system by indirect heat exchange with the dilute salt-containing sulfuric acids.

f) Accumulation of the thinned smolder! siuire seen in several lanes behind yes Other concentrators with separate i rate acid circuits with different rates SaIirekon / entrational and

g) using the in the absorption of SG, from the hot contact gases in the absorber Acid accruing thermal energy at least partially to the Aufhci / ung the diluted Sulfuric acid in the acid cycle of Aufkonzenlriermares

2. The method according to claim 1, characterized in that the volume of the gases used for expulsion is greater than the volume of the end gas from the last contact tray after the end absorption of the SO ₍ .

3. The method according to claims I and 2, characterized in that the concentration of Acids decreases in the separate acid circuits from the gas inlet to the gas outlet.

4. Process according to claims 1 to 3, characterized in that the concentration of the dilute sulfuric acid in at least one concentration stage with one behind the other Concentrating takes place and between the concentrators air and / or flue gas in the Gas stream is admixed.

5. Process according to claims 1 to 4, characterized in that the concentration of the diluted sulfuric acid, viewed on the acid side, initially at least in a first concentration stage takes place with air and / or flue gas and in the last concentration stage with end gas if necessary takes place with the addition of air and / or flue gas.

6. Process according to claims 1 to 4, characterized in that the concentration of the diluted sulfuric acid, viewed on the acid side, initially at least in a first concentration stage with end gas, optionally with the addition of air and / or flue gas, and in the last Concentration stage takes place with air and / or flue gas.

7. The method according to claims 1 to 4, characterized characterized in that the concentration of the dilute sulfuric acid in several concentration stages takes place with acid circuits connected in parallel.

8. The method according to claims 1 to 7, characterized characterized in that after the concentration or between Aufknnzentrierstufcn from the acid Salts are separated.

9. The method according to claims i to 8, characterized in that at least part of the after an intermediate absorption in the Koniaktanlage accruing gas heat for heating the diluted when driving the water out of the Sulfuric acid is used.

10. The method according to claims 1 to 9, characterized in that the drying the one going to the kontakisysiem. Gases in the Dry, acidic heat, at least in part, to heat up the diluted sheep! acidic before entering the concentration = - level is used.

11. The method according to claims 1 to 10. characterized in that a part of the absorption of SO, from the hot contact gases iti the absorber acid accruing thermal energy to stir up the dilute sulfuric acid vo; use their entry into the concentration stages; will.

12. The method according to the claims! until il. characterized in that the fiii · a desired Aufkon / entrierun [! the diluted sulfuric acid missing thermal energy due to the addition, External heat in the gas streams before the concentration and / or in the gas flows between the concentrators of the concentration stages follows.

IJ. Process according to claims 1 to 12. characterized in that the for a desired concentration of the dilute sulfuric acid Missing thermal energy due to the heating of the diluted sulfuric acid in the acid cycle the concentration stages is introduced.

14. The method according to claims 8 to 13, characterized in that the salts separated off in the overall process before being added to the cleavage be dchydrated.

15. The method according to claims 1 to 14, characterized in that the concentrations takes place at least partially in Venturi apparatus.

16. The method according to claims 1 to 15, characterized in that the concentration takes place under negative pressure.

17. The method according to claims 1 to 16, characterized in that after a concentration the water content of the gases is reduced by condensation of water.

18. The method according to claims 1 to 17,

characterized by flushing the saline acid and / or salts with oxygen or oxygen-enriched gases.

The invention relates to a process for producing sulfuric acid by catalytic conversion of SO ₂ to SOJ accumulating in several contacting trays using in the cleavage of sulfates and dilute sulfuric acid, SO _2, cooling the SOI-containing gases between contacting trays, absorption of the SOJ in sulfuric acid.

In many chemical processes, e.g. B. in ore leaching and metal pickling with sulfuric acid Solutions, waste acids are obtained which have a relatively low sulfuric acid concentration and which contain more or less impurities in the form of salts. For reasons of environmental protection The release of these waste acids into rivers or coastal waters must be restricted more and more: In addition, the levy is associated with considerable transport costs. Step into the sea when making a delivery even higher transport costs.

These waste acids must therefore be processed in a suitable manner to make them recyclable or to produce harmless products or that To reduce the transport weight and transport volume. This work-up is also used for reasons of Recovery of raw materials is becoming more and more urgent

The waste acids are worked up to a greater extent by thermal cleavage at temperatures of about 250 to 1100.degree. This produces SO .. H ₂ O and, depending on the condition of the impurities, further cleavage products. The ip usually the most valuable fission product, namely SO _; . is generally converted catalytically to SOi after appropriate aftertreatment and is absorbed into sulfuric acid with the formation of sulfuric acid. Such a process is known from DE-AS 15 67 403, in the case of the SOi-containing gases obtained by splitting waste sulfuric acid by the process of intermediate absorption, catalytically SO _{1 are} implemented. The gases emerging from the intermediate absorption are heated by saturated steam and the heat of oxidation from the second and fourth contact trays to the starting temperature of the fourth contact tray, and the heat of oxidation from the fourth contact tray is also used to superheat saturated steam and preheat boiler feed water. The remaining heat of oxidation is consumed in the contact system.

The acid cleavage can be carried out all the more economically, the higher the sulfuric acid concentration which is waste acids. Therefore, the waste acids are generally made as high as possible Concentrations evaporated.

It is known that the waste acids can be concentrated using immersion burners. This way of working however, it requires valuable primary energy and a high temperature level.

It is also known to concentrate the waste acids through direct heat exchange with carry out hot fission gases from the fission process (DE-PS 20 37 619; DE-PS 8 61 552; DE-OS 23 39 859) or by indirect heat exchange with hot fission gases (DE-OS 16 21637). In these procedures however, gases with high temperatures, i. H. with v.crivollem Warnicinhali. for the Auikon / cninerung needed.

It is also known to remove SOj and Sulfuric acid mist from end gases and contact layers to wash these end gases with dilute sulfuric acid, the dilute sulfuric acid being concentrated is (DE-OS 21 45 546). To improve the concentration, the end gas can be heated beforehand and the treatment is divided into several stages and circulation the acid.

The invention is based on the task of working up dilute salt-containing sulfuric acids to make the operating costs and the outlay on equipment as inexpensive as possible in terms of heat economy ΐί to keep it low.

This object is achieved according to the invention by the following steps: