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Description
本発明またはその好ましい実施形態の要素を導入するとき、冠詞「ａ」、「ａｎ」、「ｔｈｅ」および「ｓａｉｄ」は、１つ以上の要素が存在することを意味することが意図される。用語「含む（ｃｏｍｐｒｉｓｉｎｇ）」、「含む（ｉｎｃｌｕｄｉｎｇ）」および「有する（ｈａｖｉｎｇ）」は、包括的であり、列挙された要素以外の追加の要素が存在してもよいことを意味することが意図される。
本発明は以下の実施の態様を含むものである。
［１］
硫酸の調製方法であって：
過剰な酸素を含む乾燥ガス中で硫黄元素を燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ 3 を含有する転化ガスに転化する工程と；
前記転化ガスを、第１の吸収（熱回収）ゾーンにおいて、硫酸を含む第１の吸収液体と接触させることによって、硫酸を前記転化ガスから前記第１の吸収液体へと移す工程と；
前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記第１の吸収ゾーンに入る前記ガスにおける全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり約０．５５〜約０．９８モルまで増加させるのに十分な割合で、前記ガス流の方向に対して前記第１の吸収ゾーンの上流の前記転化ガス中に水蒸気を導入することにより、前記第１の吸収ゾーンに入る前記転化ガスの温度が、約２９０℃〜約３４０℃であるとともにその露点を少なくとも約４０℃上回り、前記硫黄酸化物担持ガス流中に導入される水蒸気の割合、前記吸収ゾーンに導入される前記吸収液体における前記硫酸の強度および温度、ならびに前記吸収ゾーンにおけるＬ／Ｇ比は、ＳＯ 3 に対する硫酸蒸気のモル比が、吸収ゾーン内の、そのガス入口とガス出口との中間にある位置で、最大値で少なくとも約１．２に達するようになる工程と；
前記吸収液体を、前記第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記第１の吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、前記間接式熱交換器においてボイラー給水へと伝達されることによって、前記第１の吸収ゾーンにおいて前記第１の吸収液体へのＳＯ 3 の吸収によって生成される硫酸のトン当たり少なくとも０．４メガパスカル（４バール）の圧力で、少なくとも０．５５トンの蒸気を生成する工程と；
前記吸収液体濃度と前記共沸混合物との差が、前記第１の吸収ゾーン全体にわたって、約−０．２重量％以上または約＋１．０重量％超となるよう、前記吸収液体の前記硫酸濃度を制御する工程と；
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ 3 が、前記第２の吸収液体において硫酸として回収され、前記第１の吸収ゾーンを出る前記酸流の濃度および温度ならびに前記第１の吸収ゾーンに入る前記転化ガス流の温度および露点が、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、２０ｇ／Ｎｍ 3 以下の硫酸ミストを含有すべく制御できるようにするようなものであり、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流および前記第２の吸収ゾーンに入る前記第２の吸収液体流の相対流量が、前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の局所バルク温度との差が、前記第２の吸収ゾーンの前記液体入口または液体出口の両方において約１５℃〜約３５℃であるようなものである工程と；
前記第２の吸収ゾーンを出るガス流を、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり少なくとも３００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通す工程であって、前記ミストエリミネータシステムを出る前記ガスが、０．１ｇ／Ｎｍ 3 未満の酸ミストを含有する工程と
を含む方法。
［２］
硫酸の調製方法であって：
過剰な酸素を含む乾燥ガス中で硫黄を燃焼させて、二酸化硫黄と、酸素と、ＳＯ 2 のモル当たり０．００５モル以下の水蒸気とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ 3 のモル当たり０．００５モル以下の水蒸気を含有する転化ガスに転化する工程と；
前記転化ガスを、第１の熱回収吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む吸収液体と接触させることによって、硫酸を前記転化ガスから前記吸収液体へと移す工程と；
前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記第１の吸収ゾーン中に前記ガス流が入る前に全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり少なくとも約０．５５モルまで増加させるのに十分な割合で、ガス流の方向に対して前記第１の吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気を導入する工程と；
前記吸収液体を、前記第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、伝熱流体に伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と
を含む方法。
［３］
前記硫黄酸化物担持ガス流が、二酸化硫黄と、酸素と、ＳＯ 2 のモル当たり０．００２モル以下の水蒸気とを含む燃焼ガスを含む、前記２に記載の方法。
［４］
酸素含有ガスが、乾燥剤と接触されて、乾燥された酸素含有ガスが得られ；
硫黄および前記乾燥された酸素含有ガスが、前記燃焼ゾーンに導入される、前記３に記載の方法。
［５］
前記当量の水蒸気含量を、前記第１の吸収ゾーンに入る前記ガスにおける全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり少なくとも約０．５５モルまで増加させるのに十分な割合で、前記転化ガス中に水蒸気が導入される、前記２〜４のいずれか１つに記載の方法。
［６］
前記転化ガスが、前記水蒸気噴射ゾーンと前記第１の吸収ゾーンとの間で前記硫黄酸化物担持ガス流のいかなる成分の途中の凝縮もなく、前記第１の吸収ゾーンに導入される、前記２〜５のいずれか１つに記載の方法。
［７］
前記転化ガスが、前記水蒸気噴射ゾーンと前記第１の吸収ゾーンとの間で、前記転化ガスからの熱を途中で除去することなく、前記第１の吸収ゾーンに導入される、前記６に記載の方法。
［８］
前記第１の吸収ゾーンに入る当量の三酸化硫黄に対する前記第１の吸収ゾーンに入る前記吸収液体の質量流量比が、約３０〜約５０である、前記２〜７のいずれか１つに記載の方法。
［９］
三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、前記第１の吸収ゾーンに入る当量のＳＯ 3 のキログラム当たり少なくとも約１１６０ＫＪ（当量のＳＯ 3 のポンド当たり５００Ｂｔｕ）の量で伝熱流体に伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する、前記２〜８のいずれか１つに記載の方法。
［１０］
三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、前記第１の吸収ゾーンに入る当量のＳＯ 3 のキログラム当たり少なくとも約１２２０ＫＪ、少なくとも約１２７０ＫＪまたは少なくとも約１３３０ＫＪ（当量のＳＯ 3 のポンド当たり、５２５Ｂｔｕ、少なくとも約５５０Ｂｔｕ、または少なくとも約５７５Ｂｔｕ）の量で伝熱流体に伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する、前記９に記載の方法。
［１１］
熱が前記吸収酸から伝達されて前記熱交換器における少なくとも０．３メガパスカル（３バール）ゲージの圧力で蒸気を生成し、生成される蒸気の量が、前記第１の吸収ゾーンに入る前記ＳＯ 3 から生成される硫酸のトン当たり少なくとも０．４５トンである、前記９または１０に記載の方法。
［１２］
生成される蒸気の量が、前記第１の吸収ゾーンに入る前記ＳＯ 3 から生成される硫酸のトン当たり少なくとも約０．５５トンである、前記１１に記載の方法。
［１３］
前記蒸気が、少なくとも約０．０７メガパスカル（０．７バール）の圧力で生成される、前記１０または１１に記載の方法。
［１４］
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ 3 が、前記第２の吸収液体において硫酸として回収される工程をさらに含み、
前記第１の吸収ゾーンを出る前記酸流の濃度および温度ならびに前記第１の吸収ゾーンに入る前記転化ガス流の温度および露点が、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガス流が２０ｇ／Ｎｍ 3 以下の硫酸ミストを含有すべく制御できるようにするようなものである、前記２〜１３のいずれか１つに記載の方法。
［１５］
前記第１の吸収ゾーンの実質的に全体にわたる前記第１の吸収液体の濃度が、約９９．１重量％〜約９９．３重量％のＨ 2 ＳＯ 4 である、前記２〜１４のいずれか１つに記載の方法。
［１６］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガス流が、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり少なくとも３００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通され、前記ミストエリミネータシステムを出る前記ガスが、０．１ｇ／Ｎｍ 3 未満の酸ミストを含有する、前記１４に記載の方法。
［１７］
ミスト制御要素を通る線速度が、少なくとも約２００ｍ／時である、前記１６に記載の方法。
［１８］
前記ミスト制御要素を通る前記ガスの線速度が、約２００〜約６５０ｍ／時である、前記１６または１７に記載の方法。
［１９］
三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ面積の平方メートル当たり少なくとも約１９ジュール／秒（平方フィート当たり２５，０００Ｂｔｕ／時）の量で伝熱流体に伝達される、前記２〜１８のいずれか１つに記載の方法。
［２０］
前記第１の吸収ゾーンの実質的に全体にわたる前記第１の吸収液体の濃度が、約９９．３重量％〜約９９．７重量％のＨ 2 ＳＯ 4 である、前記２〜１９のいずれか１つに記載の方法。
［２１］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約３４０〜約５００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通される、前記１４〜２０のいずれか１つに記載の方法。
［２２］
前記転化ガスの温度を約２７０℃〜約３３０℃まで上昇させるのに十分な割合で前記転化ガス中に水蒸気が導入され；前記転化ガスが、約２７０℃〜３３０℃の温度で前記熱回収吸収ゾーンに導入される、前記２〜２１のいずれか１つに記載の方法。
［２３］
前記転化ガスが、約２９０℃〜約３３０℃の温度で前記熱回収ゾーンに導入される、前記２２に記載の方法。
［２４］
前記転化ガスの温度を約２７０℃〜約３２０℃または約２８０℃〜約３２０℃まで上昇させるのに十分な割合で前記転化ガス中に水蒸気が導入される、前記２２に記載の方法。
［２５］
前記転化ガスの温度を少なくとも約３００℃まで上昇させるのに十分な割合で前記転化ガス中に水蒸気が導入される、前記２２に記載の方法。
［２６］
前記吸収液体が、前記吸収ゾーンと、主要な間接式熱交換器および補助的な間接式熱交換器の両方との間で循環され、前記熱交換器のそれぞれにおいて、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、前記循環する吸収液体から伝達され、熱が、前記主要な熱交換器において主要な伝熱流体へと伝達されることによって、前記主要な伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱し、熱が前記補助的な熱交換器において水流へと伝達されることによって、前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス流中に噴射するための前記水蒸気を生成する、前記２〜２５のいずれか１つに記載の方法。
［２７］
前記主要な熱交換器および補助的な熱交換器が、前記循環する吸収液体の流れに対して直列している、前記２６に記載の方法。
［２８］
前記主要な熱交換器を出る酸が、第１の吸収液体と第２の熱回収液体とを提供すべく分けられ、前記第１の吸収液体が、前記第１の吸収ゾーンに導入されてそこでそれが前記転化ガスと接触し、前記第２の熱回収液体が、前記補助的な熱交換器に通されてそこでそれが冷却され、前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流が、第２の吸収ゾーンに導入されてそこでそれが前記冷却された第２の熱回収液体を含む第２の吸収液体と接触される、前記２７に記載の方法。
［２９］
前記第１の吸収ゾーンが、前記熱回収吸収ゾーンを含む、前記２８に記載の方法。
［３０］
前記循環する液体が、主要な循環酸流と、補助的な循環酸流とに分けられ、前記主要な循環酸流が、前記主要な熱交換器に通され、前記補助的な循環酸流が、前記補助的な熱交換器に通される、前記２６に記載の方法。
［３１］
前記硫黄酸化物担持ガス流中に導入される水蒸気の割合、前記吸収ゾーンに導入される前記吸収液体における前記硫酸の強度および温度、ならびに前記吸収ゾーンにおけるＬ／Ｇ比は、ＳＯ 3 に対する硫酸蒸気のモル比が、前記吸収ゾーン内の、そのガス入口とガス出口との中間にある位置で、最大値で少なくとも約１．２に達するようなものである、前記２〜３０のいずれか１つに記載の方法。
［３２］
ＳＯ 3 に対する硫酸蒸気の前記モル比が、前記吸収ゾーン内の前記ガス入口およびガス出口の中間の位置で、最大値で少なくとも約１．５に達する、前記３１に記載の方法。
［３３］
前記吸収ゾーンを出る前記ガス中のＳＯ 3 に対する気相硫酸の前記モル比が、約１．０〜約３．０である、前記３１または３２に記載の方法。
［３４］
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ 3 が、前記第２の吸収液体中の硫酸として回収される工程をさらに含み、前記第２の吸収ゾーンに入る全ガス流に対する前記吸収ゾーンに入る前記第２の吸収液体の質量流量比が、約０．４〜約１．５である、前記２〜３３のいずれか１つに記載の方法。
［３５］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約３４０〜約５００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通される、前記３４に記載の方法。
［３６］
前記第２の吸収ゾーンに入る全ガス流に対する前記吸収ゾーンに入る前記第２の吸収液体の質量流量比が、約０．４〜約１．０である、前記３４または３５に記載の方法。
［３７］
前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流および前記第２の吸収ゾーンに入る前記第２の吸収液体流の相対流量が、気相の温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の温度との最大局所積分平均差が、約３５℃以下であるようなものであり、このような局所積分平均接触温度差が、前記液体入口から前記ゾーンまでの一定の距離によって画定される前記ゾーン内の気／液接触の任意の箇所にわたる積分によって決定される、前記１４、１６〜１８、２１、２８、２９、または３４〜３６のいずれか１つに記載の方法。
［３８］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約３４０〜約５００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通される、前記３７に記載の方法。
［３９］
前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流および前記第２の吸収ゾーンに入る前記第２の吸収液体流の相対流量は、前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の局所バルク温度との最大差が、前記液体入口から前記ゾーンまでの一定の距離によって画定される前記ゾーン内の気／液接触の任意の箇所内において約３５℃以下であるようなものである、前記１４、１６〜１８、２１、２８、２９、または３４〜３８のいずれか１つに記載の方法。
［４０］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約３４０〜約５００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通される、前記３９に記載の方法。
［４１］
前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流および前記第２の吸収ゾーンに入る前記第２の吸収液体流の相対流量は、前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の局所バルク温度との差が、前記第２の吸収ゾーンの前記液体入口または液体出口のいずれにおいても約３５℃以下であるようなものである、前記１４、１６〜１８、２１、２８、２９、または３３〜４０のいずれか１つに記載の方法。
［４２］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約３４０〜約５００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通される、前記４１に記載の方法。
［４３］
前記吸収液体を、前記吸収ゾーンと主要な間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、熱が、主要な伝熱流体に伝達されることによって、前記主要な伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と；
前記主要な熱交換器を出る前記吸収液体流を分けて、前記熱回収吸収ゾーンに再循環される主要な吸収液体流と、補助的な吸収液体流とを提供する工程と；
前記補助的な液体流を、ボイラー給水脱気装置の補助的な間接式熱交換器に通す工程であって、熱が、前記脱気装置の補助的な熱交換器において、前記補助的な液体から、脱気蒸気を生成するための水流へと伝達される工程と；
前記脱気蒸気を前記脱気装置に送る工程であって、ボイラー給水が、前記ボイラー給水からの非凝縮物を取り除くために前記脱気蒸気と接触される工程と；
脱気装置排気流を前記脱気装置から除去する工程であって、前記脱気装置排気流が水蒸気と非凝縮性ガスとを含む工程と
をさらに含む、前記２〜４２のいずれか１つに記載の方法。
［４４］
前記脱気装置排気流に含まれる水蒸気を、ガス流の方向に対して前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に導入する工程をさらに含む、前記４３に記載の方法。
［４５］
実質的に全ての前記脱気装置排気流が、ガス流の方向に対して前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持流中に導入される、前記４４に記載の方法。
［４６］
前記脱気装置の補助的な熱交換器において生成される蒸気に、前記脱気装置に導入される別の供給源からの蒸気が追加される、前記４３〜４５のいずれか１つに記載の方法。
［４７］
追加の蒸気が、前記脱気装置に一定の速度で導入される、前記４６に記載の方法。
［４８］
前記吸収ゾーンに入る前記ガス流中の当量の三酸化硫黄に対する当量の水蒸気の比率を制御すべく制御された速度で、前記排気流を前記硫黄酸化物担持流中に導入する前に、追加の蒸気が前記排気流中に導入される、前記４６に記載の方法。
［４９］
前記排気流を前記硫黄酸化物担持流中に導入する前に、蒸気の第２の追加の供給が、前記排気流中に導入され、前記第２の追加の供給の速度が、前記吸収ゾーンに入る前記ガス流中の当量の三酸化硫黄に対する当量の水蒸気の比率を制御すべく制御される、前記４８に記載の方法。
［５０］
前記脱気装置において脱気される水が、蒸気を生成するためのボイラー給水の供給源として前記主要な熱交換器に導入される、前記４３〜４９のいずれか１つに記載の方法。
［５１］
前記脱気装置において脱気される水が、間接式熱交換器を含む脱気された水の予熱器に通され、熱が前記補助的な液体から前記脱気された水へと伝達されて加圧されたボイラー給水を前記主要な熱交換器に提供する、前記５０に記載の方法。
［５２］
前記脱気された水の予熱器が、補助的な液体酸流の方向に対して前記脱気装置の補助的な熱交換器の上流にある、前記５１に記載の方法。
［５３］
前記脱気された水が、前記脱気された水の予熱器において、少なくとも約８０℃、好ましくは少なくとも９５℃、より好ましくは少なくとも約１０５℃の温度まで加熱される、前記５１または５２に記載の方法。
［５４］
前記脱気装置の補助的な熱交換器を出る前記補助的な吸収液体が、間接式熱交換器に通され、熱が、前記補助的な吸収液体からボイラー給水へと伝達される、前記４３〜５３のいずれか１つに記載の方法。
［５５］
前記脱気装置の補助的な熱交換器を出る補助的な液体酸が、間接式熱交換器を含む脱気装置予熱器に通され、熱が、前記補助的な液体から脱気されていない水へと伝達されて、前記脱気されていない水を前記脱気装置に導入する前にそれを予熱する、前記５４に記載の方法。
［５６］
前記脱気装置に入る脱気されていない水の流量および温度ならびに前記脱気装置の補助的な熱交換器における前記補助的な吸収液体から前記水流への熱伝達の速度の組合せは、前記吸収ゾーンに入る当量の三酸化硫黄に対する前記脱気装置を出る脱気されたボイラー給水の質量流量比が、少なくとも約１．０、好ましくは少なくとも約１．５、より好ましくは少なくとも約２．０、典型的に約２．０〜約３．０であるような組合せである、前記４３〜５５のいずれか１つに記載の方法。
［５７］
前記脱気装置排気流における前記水蒸気含量が、前記硫黄酸化物担持ガス流における全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり、少なくとも約０．５５モル、好ましくは少なくとも約０．６０モル、より好ましくは少なくとも約０．７０モル、最も好ましくは少なくとも約０．８０モルである、前記４３〜５５のいずれか１つに記載の方法。
［５８］
前記脱気装置に入る脱気されていない水の流量および温度ならびに前記脱気装置の補助的な熱交換器における前記補助的な液体から前記水流への熱伝達の速度の組合せが、前記脱気装置の補助的な熱交換器において、前記硫黄酸化物担持ガス流における全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり、少なくとも約０．５５モル、好ましくは少なくとも約０．６０モル、より好ましくは少なくとも約０．７０モル、最も好ましくは少なくとも約０．８０モルの速度で蒸気を生成するのに十分である、前記５７に記載の方法。
［５９］
前記脱気装置排気流が、約２ｐｓｉｇ以下の圧力で前記脱気装置を出る、前記５７または５８に記載の方法。
［６０］
前記脱気装置排気流が、約１８水柱インチ以下の圧力で前記脱気装置を出る、前記５９に記載の方法。
［６１］
硫黄の前記供給源が硫黄元素を含む、前記４３〜６０のいずれか１つに記載の方法。
［６２］
インターパス吸収器を含む接触式硫酸製造施設において行われる方法であって、前記施設が、前記第２の吸収ゾーンとして操作されるべく改造されている、前記１４、１６〜１８、２１、２８、２９、または３３〜４２のいずれか１つに記載の方法。
［６３］
前記第２の吸収ゾーンが、前記改造の前に前記施設に存在しているインターパス吸収器によって構成され、前記第２の吸収ゾーンにおけるガスに対する前記第２の吸収液体の質量流量比が、約１．０〜約７．０または約１４〜約１８である、前記６２に記載の方法。
［６４］
前記既存のインターパス吸収器が、約７体積％〜約１２体積％のＳＯ 3 のガス強度で、約６〜約１０のガスに対する硫酸吸収液体の質量流量比での操作のために構成されている、前記６３に記載の方法。
［６５］
熱が、少なくとも０．４メガパスカル（４バール）ゲージの圧力で蒸気を生成すべく伝達され、蒸気の量が、前記吸収ゾーンに入る前記ＳＯ 3 から生成される硫酸のトン当たり少なくとも０．５０トンである、前記２〜６４のいずれか１つに記載の方法。
［６６］
蒸気が、前記主要な間接式熱交換器において、前記吸収ゾーンに入る前記ＳＯ 3 から生成される硫酸のトン当たり、少なくとも０．５５、０．６０、０．６５または０．７０トンの量で生成される、前記６５に記載の方法。
［６７］
前記吸収液体濃度と前記共沸混合物との差が、前記熱回収吸収ゾーン全体にわたって約＋１．０重量％以下となるよう、前記吸収液体の前記硫酸濃度を制御する工程をさらに含む、前記２〜６６のいずれか１つに記載の方法。
［６８］
前記吸収液体が、前記吸収熱を除去するために外部熱交換器を通して循環され、前記吸収ゾーンにおいて生成される正味の硫酸が、前記循環する酸から生成物流として取り出され、前記吸収ゾーンへの三酸化硫黄の前記流れに対する生成物の酸の取り出しの速度および吸収液体の循環の速度が、前記吸収液体の前記硫酸濃度を、前記ゾーン内の任意の箇所において−０．２重量％未満だけまたは＋０．８重量％超だけ前記共沸混合物と異ならない値に維持すべく制御される、前記６７に記載の方法。
［６９］
熱が、前記外部熱交換器において前記吸収液体から伝熱流体へと伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも約１５０℃の温度まで加熱する、前記６８に記載の方法。
［７０］
前記ガス出口における前記酸濃度が、前記共沸混合物より０．２重量％低い濃度と、前記共沸混合物より０．３重量％高い濃度との間であり、前記ガス出口における前記酸濃度が、前記共沸混合物より０．３重量％以下だけ高い、前記２〜６９のいずれか１つに記載の方法。
［７１］
前記熱回収吸収ゾーンへの前記入口酸濃度が、約９９．１重量％〜約９９．５重量％であり、前記熱回収ゾーンからの前記出口酸濃度が、約９９．３重量％〜約９９．７重量％である、前記６７〜７０のいずれか１つに記載の方法。
［７２］
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ 3 が、前記第２の吸収液体において硫酸として回収される工程をさらに含む、前記６７〜７１のいずれか１つに記載の方法。
［７３］
前記第１の吸収ゾーンを出る前記酸流の濃度および温度ならびに前記第１の吸収ゾーンに入る前記転化ガス流の温度および露点が、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、２０ｇ／Ｎｍ 3 以下の硫酸ミストを含有すべく制御できるようにするようなものである、前記７２に記載の方法。
［７４］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約３４０〜約５００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通される、前記７３に記載の方法。
［７５］
前記ガス出口における前記吸収液体濃度と前記共沸混合物との差が、約−０．１重量％以上となるよう、前記吸収液体の濃度を制御する工程をさらに含む、前記２〜７４のいずれか１つに記載の方法。
［７６］
前記吸収液体が、前記吸収熱を除去するために外部熱交換器を通して循環され、前記吸収ゾーンにおいて生成される正味の硫酸が、前記循環する酸から生成物流として取り出され、前記吸収ゾーンへの三酸化硫黄の前記流れに対する生成物の酸の取り出しの速度および吸収液体の循環の速度が、前記吸収液体の前記硫酸濃度を、前記ゾーン内の任意の箇所において約＋１重量％超だけ前記共沸混合物と異ならない値に維持すべく制御される、前記７５に記載の方法。
［７７］
前記ガス出口における前記酸濃度が、前記共沸混合物より０．１重量％低い濃度〜前記共沸混合物より０．２重量％高い濃度であり、前記ガス入口における前記酸濃度が、前記共沸混合物より０．８重量％以下だけ高い、前記７５〜７６のいずれか１つに記載の方法。
［７８］
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ 3 が、前記第２の吸収液体において硫酸として回収される工程をさらに含む、前記７５〜７７のいずれか１つに記載の方法。
［７９］
前記第１の吸収ゾーンを出る前記酸流の濃度および温度ならびに前記第１の吸収ゾーンに入る前記転化ガス流の温度および露点が、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、２０ｇ／Ｎｍ 3 以下の硫酸ミストを含有すべく制御できるようにするようなものである、前記７８に記載の方法。
［８０］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約３４０〜約５００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通される、前記７９に記載の方法。
［８１］
硫酸の調製方法であって：
過剰な酸素を含むガス中で硫黄供給源を燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ 3 を含有する転化ガスに転化する工程と；
前記転化ガスを、熱回収吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む吸収液体と接触させることによって、三酸化硫黄を前記転化ガスから前記吸収液体へと移す工程と；
前記吸収液体を、前記吸収ゾーンと主要な間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、熱が、主要な伝熱流体に伝達されることによって、前記主要な伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と；
前記主要な熱交換器を出る前記吸収液体流を、前記熱回収吸収ゾーンに再循環される主要な吸収液体流と、補助的な吸収液体流とを提供すべく分ける工程と；
前記補助的な液体流を、ボイラー給水脱気装置の補助的な間接式熱交換器に通す工程であって、熱が、前記脱気装置の補助的な熱交換器において、前記補助的な液体から、脱気蒸気を生成するための水流へと伝達される工程と；
前記脱気蒸気を前記脱気装置に送る工程であって、ボイラー給水が、前記ボイラー給水からの非凝縮物を取り除くために前記脱気蒸気と接触される工程と；
脱気装置排気流を前記脱気装置から除去する工程であって、前記脱気装置排気流が水蒸気と非凝縮性ガスとを含む工程と
を含む方法。
［８２］
前記脱気装置排気流に含まれる水蒸気を、ガス流の方向に対して前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に導入する工程をさらに含む、前記８１に記載の方法。
［８３］
実質的に全ての前記脱気装置排気流が、ガス流の方向に対して前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持流中に導入される、前記８２に記載の方法。
［８４］
前記脱気装置の補助的な熱交換器において生成される蒸気に、前記脱気装置に導入される別の供給源からの蒸気が追加される、前記８１〜８３のいずれか１つに記載の方法。
［８５］
追加の蒸気が、前記脱気装置に一定の速度で導入される、前記８４に記載の方法。
［８６］
前記吸収ゾーンに入る前記ガス流中の当量の三酸化硫黄に対する当量の水蒸気の比率を制御すべく制御された速度で、前記排気流を前記硫黄酸化物担持流中に導入する前に、追加の蒸気が前記排気流中に導入される、前記８４に記載の方法。
［８７］
前記排気流を前記硫黄酸化物担持流中に導入する前に、蒸気の第２の追加の供給が、前記排気流中に導入され、前記第２の追加の供給の速度が、前記吸収ゾーンに入る前記ガス流中の当量の三酸化硫黄に対する当量の水蒸気の比率を制御すべく制御される、前記８５に記載の方法。
［８８］
前記脱気装置において脱気される水が、蒸気を生成するためのボイラー給水の供給源として前記主要な熱交換器に導入される、前記８１〜８７のいずれか１つに記載の方法。
［８９］
前記脱気装置において脱気される水が、間接式熱交換器を含む脱気された水の予熱器に通され、、熱が、前記補助的な液体から前記脱気された水へと伝達されて加圧されたボイラー給水を前記主要な熱交換器に提供する、前記８８に記載の方法。
［９０］
前記脱気された水の予熱器が、補助的な液体酸流の方向に対して前記脱気装置の補助的な熱交換器の上流にある、前記８９に記載の方法。
［９１］
前記脱気された水が、前記脱気された水の予熱器において、少なくとも約８０℃、好ましくは少なくとも９５℃、より好ましくは少なくとも約１０５℃の温度まで加熱される、前記８９または９０に記載の方法。
［９２］
前記脱気装置の補助的な熱交換器を出る前記補助的な吸収液体が、間接式熱交換器に通され、熱が、前記補助的な吸収液体からボイラー給水へと伝達される、前記８１〜９１のいずれか１つに記載の方法。
［９３］
前記脱気装置の補助的な熱交換器を出る補助的な液体酸が、間接式熱交換器を含む脱気装置予熱器に通され、熱が、前記補助的な液体から脱気されていない水へと伝達されて、前記脱気されていない水を前記脱気装置に導入する前にそれを予熱する、前記９２に記載の方法。
［９４］
前記脱気装置に入る脱気されていない水の流量および温度ならびに前記脱気装置の補助的な熱交換器における前記補助的な吸収液体から前記水流への熱伝達の速度の組合せは、前記吸収ゾーンに入る当量の三酸化硫黄に対する前記脱気装置を出る脱気されたボイラー給水の質量流量比が、少なくとも約１．０、好ましくは少なくとも約１．５、より好ましくは少なくとも約２．０、典型的に約２．０〜約３．０であるような組合せである、前記８１〜９３のいずれか１つに記載の方法。
［９５］
前記脱気装置排気流における前記水蒸気含量が、前記硫黄酸化物担持ガス流における全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり、少なくとも約０．５５モル、好ましくは少なくとも約０．６０モル、より好ましくは少なくとも約０．７０モル、最も好ましくは少なくとも約０．８０モルである、前記８１〜９３のいずれか１つに記載の方法。
［９６］
前記脱気装置に入る脱気されていない水の流量および温度ならびに前記脱気装置の補助的な熱交換器における前記補助的な液体から前記水流への熱伝達の速度の組合せが、前記脱気装置の補助的な熱交換器において、前記硫黄酸化物担持ガス流における全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり、少なくとも約０．５５モル、好ましくは少なくとも約０．６０モル、より好ましくは少なくとも約０．７０モル、最も好ましくは少なくとも約０．８０モルの速度で蒸気を生成するのに十分である、前記９５に記載の方法。
［９７］
前記脱気装置排気流が、約２ｐｓｉｇ以下の圧力で前記脱気装置を出る、前記８１〜９６のいずれか１つに記載の方法。
［９８］
前記脱気装置排気流が、約１８水柱インチ以下の圧力で前記脱気装置を出る、前記９７に記載の方法。
［９９］
硫黄の前記供給源が硫黄元素を含む、前記８１〜９８のいずれか１つに記載の方法。
［１００］
インターパス吸収器を含む接触式硫酸製造施設における硫酸の調製方法であって、前記施設が、少なくとも約１５０℃の温度で有用な形態でＳＯ 3 の吸収熱を回収するプロセスにしたがって操作されるべく改造されており、前記方法が：
過剰な酸素を含むガス中で硫黄の供給源を燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ 3 を含有する転化ガスに転化する工程と；
前記転化ガスを、第１の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第１の吸収液体と接触させることによって、三酸化硫黄を吸収し、および／または硫酸を前記転化ガスから前記第１の吸収液体へと移す工程と；
前記吸収液体を、前記第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記第１の吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、伝熱流体へと伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と；
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ 3 が、前記第２の吸収液体において硫酸として回収される工程とを含み、
前記第２の吸収ゾーンが、前記改造の前に前記施設に存在しているインターパス吸収器によって構成され、前記第２の吸収ゾーンにおけるガスに対する前記第２の吸収液体の質量流量比が、約１．０〜約７．０または約１４〜約１８である方法。
［１０１］
前記既存のインターパス吸収器が、約７体積％〜約１２体積％のＳＯ 3 のガス強度で、約６〜約１０のガスに対する硫酸吸収液体の質量流量比での操作のために構成されている、前記１００に記載の方法。
［１０２］
硫黄の前記供給源が硫黄元素を含む、前記１００または１０１に記載の方法。
［１０３］
硫酸へのＳＯ 3 の吸収熱の高温での回収のためのインターパス吸収器を含む既存の接触式硫酸プラントの改造方法であって：
三酸化硫黄を含む転化器ガスを受け入れるために新たな吸収器を取り付ける工程であって、前記新たな吸収器が、内部でさらなる硫酸を生成するために硫酸を含む第１の吸収液体にＳＯ 3 を高温吸収すべく設計される第１の吸収ゾーンを含む工程と；
前記第１の吸収液体からのＳＯ 3 吸収の熱を別の流体に伝達することによって、前記他の流体を少なくとも約１５０℃の温度まで加熱すべく設計される高温熱交換器を取り付ける工程と；
前記第１の吸収ゾーンと前記高温熱交換器との間で前記第１の吸収液体を循環させるための手段を取り付ける工程と；
前記高温吸収器を出る前記ガス流を、前記既存のインターパス吸収器の入口に送るための導管を取り付ける工程と；
前記既存のインターパス吸収器を通して第２の吸収液体を循環させるための手段を取り付ける工程であって、前記第２の吸収液体への移動によって前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流から残りのＳＯ 3 を取り出すことができ、前記第２の吸収液体を循環させるための前記手段が、前記第２の吸収ゾーンにおけるガスに対する前記第２の吸収液体の質量流量比が約１．０〜約７．０または約１４〜約１８となるよう、大きさが決定され、および／または流れ制御手段に供される工程と
を含む方法。
［１０４］
前記既存のインターパス吸収器が、約７体積％〜約１２体積％のＳＯ 3 のガス強度で、約６〜約１０のガスに対する硫酸吸収液体の質量流量比での操作のために構成されている、前記１０３に記載の方法。
［１０５］
硫黄の前記供給源が硫黄元素を含む、前記１０３または１０４に記載の方法。
［１０６］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記熱回収吸収ゾーンに入る前記転化ガスが、前記吸収ゾーン中に入る前に前記ガスにおける全当量の硫黄酸化物含量のモル当たり、少なくとも約０．６０モル、少なくとも約０．７０モル、少なくとも約０．８０モル、少なくとも約０．９０モル、または少なくとも約０．９５モルの水を含有する、前記１〜１０５のいずれか１つに記載の方法。
［１０７］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記吸収ゾーンに入る前に前記ガスにおける当量の硫黄酸化物含量のモル当たり約０．５５モル〜約１．００モルまで増加させるのに十分な割合で、ガス流の方向に対して前記熱回収（第１の）吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される、前記１〜１０６のいずれか１つに記載の方法。
［１０８］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通路を必要とする方法であって、前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記吸収ゾーンに入る前に前記ガスにおける全当量のＳＯ 3 含量のモル当たり、少なくとも約０．５５モル、少なくとも約０．６０モル、少なくとも約０．７０モル、少なくとも約０．８０モル、少なくとも約０．９０モル、または少なくとも約０．９５モルまで増加させるのに十分な割合で、ガス流の方向に対して前記熱回収吸収ゾーンの上流のＳＯ 3 担持転化ガス中に、水蒸気が導入される、前記１〜１０７のいずれか１つに記載の方法。
［１０９］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記吸収ゾーンに入る前に前記ガスにおける当量のＳＯ 3 含量のモル当たり約０．８０モル〜約１．００モルまで増加させるのに十分な割合で、ガス流の方向に対して前記熱回収吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される、前記１〜１０８のいずれか１つに記載の方法。
［１１０］
前記吸収ゾーンに入る前記転化ガスにおける三酸化硫黄のモル当たり、少なくとも約０．２５モル、または少なくとも約０．３０モルまたは少なくとも約０．３５モルの硫酸蒸気含量を提供するのに十分な割合で、ガス流の方向に対して前記熱回収吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される、前記１〜１０９のいずれか１つに記載の方法。
［１１１］
前記熱回収吸収ゾーンに入る前記ガスの温度が、その露点より少なくとも５５℃高く、前記ガス流の露点が、前記熱回収吸収ゾーンへの前記ガス入口において前記ガス流が接触している前記酸の温度より２５℃以下だけ高い、前記１〜１１０のいずれか１つに記載の方法。
［１１２］
前記酸が、少なくとも約１８０℃の温度で前記熱回収吸収ゾーンに導入される、前記１〜１１１のいずれか１つに記載の方法。
［１１３］
前記熱回収吸収ゾーンに導入される際の前記酸の温度が、約１８０℃〜約２２０℃である、前記１１２に記載の方法。
［１１４］
前記熱回収吸収ゾーンを出る前記酸の温度が、約２００℃〜約２４０℃である、前記１〜１１３のいずれか１つに記載の方法。
［１１５］
前記熱回収吸収ゾーンを出る前記酸の濃度が、約９９．２％〜約９９．８％である、前記１〜１１４のいずれか１つに記載の方法。
［１１６］
前記熱回収吸収ゾーンを出る前記酸の濃度が、約９９．２％〜約９９．６％である、前記１〜１１５のいずれか１つに記載の方法。
［１１７］
前記熱回収吸収ゾーンに入る前記酸の濃度が、約９９．０〜約９９．６％である、前記１〜１１６のいずれか１つに記載の方法。
［１１８］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記第２吸収ゾーンを出る前記酸の温度が、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガスより約３５℃以下だけ低い、前記１〜１１７のいずれか１つに記載の方法。
［１１９］
前記第２吸収ゾーンを出る前記酸の温度が、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガスより約３０℃以下だけ低い、前記１１８に記載の方法。
［１２０］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記第２吸収ゾーンを出る前記酸の温度が、約１００℃〜約２００℃である、前記１〜１１９のいずれか１つに記載の方法。
［１２１］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記第２の吸収ゾーンを出る前記酸の濃度が、約９９．２〜９９．５％である、前記１〜１１９のいずれか１つに記載の方法。
［１２２］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記酸の濃度が、約９８．５〜９９．３％である、前記１〜１１９のいずれか１つに記載の方法。
［１２３］
前記熱回収吸収ゾーンにおける前記ガス流の線速度が、約１．５〜約２．５ｍ／秒である、前記１〜１２２のいずれか１つに記載の方法。
［１２４］
前記熱回収吸収ゾーンにおける前記吸収酸の質量流量が、少なくとも約３，７７０ポンド／平方フィート／時（１８，４４０ｋｇ／ｍ 2 ／時）、または約３，７７０〜約１５，０００ポンド／平方フィート／時（１８，４４０ｋｇ／ｍ 2 ／時〜約７３，８００ｋｇ／ｍ 2 ／時）である、前記１〜１２３のいずれか１つに記載の方法。
［１２５］
前記熱回収吸収ゾーンにおける前記吸収酸液体の質量流量が、少なくとも約５０００ポンド／平方フィート／時である、前記１２４に記載の方法。
［１２６］
前記ガス流が、前記熱回収吸収ゾーンを通過する際、約９５℃〜約１１５℃まで冷却される、前記１〜１２５のいずれか１つに記載の方法。
［１２７］
前記熱回収吸収ゾーンに入る前記ＳＯ 3 転化ガス流に含まれる当量のＳＯ 3 の少なくとも約８０％が、前記ガス流が前記熱回収吸収ゾーンを出るとき、硫酸に転化されている、前記１〜１２６のいずれか１つに記載の方法。
［１２８］
前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガスにおけるＳＯ 3 に対するＨ 2 ＳＯ 4 蒸気のモル比が、約１．５〜約３．０である、前記１〜１２７のいずれか１つに記載の方法。
［１２９］
前記熱回収吸収ゾーンの前記ガス出口での前記ガス流における前記ＳＯ 3 含量および前記気相Ｈ 2 ＳＯ 4 含量の合計が、前記熱回収ゾーンに入る前記ガス流における当量のＳＯ 3 含量の約２０％以下である、前記１〜１２８のいずれか１つに記載の方法。
［１３０］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記第２の吸収酸の温度が、約４０℃〜約１１０℃、約６５℃〜約１００℃または約７５℃〜約９０℃である、前記１〜１２９のいずれか１つに記載の方法。
［１３１］
前記第２吸収ゾーンを出る前記酸の温度が、約１９０℃〜約２１０℃である、前記１３０に記載の方法。
［１３２］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記第１の吸収ゾーンに入る前記第１の酸の濃度が、約９９．０〜約９９．７重量％であり、前記第２の吸収ゾーンを出る前記酸の濃度が、約９９．０〜約９９．７重量％である、前記１〜１３１のいずれか１つに記載の方法。
［１３３］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記酸の濃度が、約９８．０〜約９９．２重量％である、前記１〜１３２のいずれか１つに記載の方法。
［１３４］
前記第１の吸収ゾーンに入る前記第１の酸の濃度が、約９９．２〜約９９．６重量％である、前記１３２または１３３に記載の方法。
［１３５］
前記第２の吸収ゾーンに入る前記酸の濃度が、約９８．２〜約９９．１重量％である、前記１３４に記載の方法。
［１３６］
前記第１の吸収ゾーンに入る前記第１の酸の濃度が、約９８．５〜約９９．２重量％であり、前記第２の吸収ゾーンに入る前記酸の濃度が、約９８．３〜約９９．２重量％である、前記１３０または１３１に記載の方法。
［１３７］
前記第１の吸収ゾーンに入る前記酸の濃度が、約９８．８〜約９９．２重量％である、前記１３６に記載の方法。
［１３８］
前記第２の吸収ゾーンに入る前記酸の濃度が、約９８．４〜約９９．０重量％である、前記１３７に記載の方法。
［１３９］
前記転化ガスが、少なくとも１１体積％の当量のＳＯ 3 を含有する、前記１〜１３８のいずれか１つに記載の方法。
［１４０］
前記硫黄供給源が硫黄元素を含む、前記１〜１３９のいずれか１つに記載の方法。
［１４１］
硫酸の調製方法であって：
過剰な酸素を含むガス中で硫黄の供給源を燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ 3 を含有する転化ガスに転化する工程と；
前記転化ガスを、第１の吸収（熱回収）ゾーンにおいて、硫酸を含む第１の吸収液体と接触させることによって、硫酸を前記転化ガスから前記第１の吸収液体へと移す工程と；
当量の水蒸気含量を、前記第１の吸収ゾーンに入る前記ガスにおける全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり少なくとも約０．４０モルまで増加させるのに十分な割合で、前記ガス流の方向に対して前記第１の吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気を導入する工程と；
前記第１の吸収液体を、前記第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記第１の吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、伝熱流体に伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と；
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ 3 が、前記第２の吸収液体において硫酸として回収される工程と；
前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の局所バルク温度との差を、前記第２の吸収ゾーンの前記液体入口および液体出口の両方において約３５℃以下に維持すべく、第２の吸収酸を前記第２の吸収ゾーンに送達する速度を制御する工程と；
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの組成が、含水量に関して前記共沸組成と等しいかまたはそれを上回り、ＳＯ 3 含量に関して前記共沸組成と等しいかまたはそれを下回ることを確実にするのに十分な正味有効給水量を前記第２のゾーンに提供すべく、前記第２の吸収ゾーンに入る前記第２の吸収酸の濃度を制御する工程と
を含む方法。
［１４２］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの組成が、含水量に関して前記共沸組成を上回り、ＳＯ 3 含量に関して前記共沸組成を下回ることを確実にすべく、前記吸収ゾーンに入る前記吸収酸の濃度が制御される、前記１４１に記載の方法。
［１４３］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスにおける前記当量の硫酸濃度が、前記共沸混合物より少なくとも０．２重量％低い、前記１４１または１４２に記載の方法。
［１４４］
前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の局所バルク温度との差を、前記第２の吸収ゾーンの前記液体入口および液体出口の両方において約３５℃以下に維持すべく、前記第２の吸収ゾーンへの酸の送達の速度を規定および／または調整する工程と；
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガスと接触している前記酸の強度を測定および／または規定する工程と；
ＳＯ 3 が前記第１の吸収ゾーンに送達される速度を測定および／または規定する工程と；
第２の吸収酸が前記第２の吸収ゾーンに送達される速度、前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガスと接触している前記酸の強度、およびＳＯ 3 が前記第１の吸収ゾーンに送達される速度から、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの組成が、含水量に関して前記共沸組成を上回り、ＳＯ 3 含量に関して前記共沸組成を下回ることを確実にするのに十分な正味有効給水量を前記第２のゾーンに提供すべく、前記第２の吸収ゾーンの前記入口に送達される前記酸の強度を規定および／または調整する工程と
をさらに含む、前記１４１〜１４３のいずれか１つに記載の方法。
［１４５］
前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガスの温度、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガスと接触している前記酸の温度、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの温度、および第２の吸収ゾーンを出る前記ガスと接触している前記酸の温度を測定および／または規定する工程を含む、前記１４４に記載の方法。
［１４６］
前記第１の吸収ゾーンへのＳＯ 3 の送達の最適な速度および前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガスの最適な温度が規定され；
前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガスと接触している前記酸の温度、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの温度、および前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスと接触している前記酸の温度についての目標範囲が選択され；
前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の局所バルク温度との差を、前記第２の吸収ゾーンの前記液体入口および液体出口の両方において約３５℃以下に維持するのに効果的な速度で、前記第２の吸収ゾーンへの第２の吸収酸の送達が規定され；
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの組成が、含水量に関して前記共沸組成を上回り、ＳＯ 3 含量に関して前記共沸組成を下回ることを確実にするのに十分な正味有効給水量を前記第２のゾーンに提供すべく、前記第２の吸収ゾーンの前記入口に送達される前記酸の強度が規定される、始動プロトコルを含む、前記１４４または１４５に記載の方法。
［１４７］
前記第１の吸収ゾーンへのＳＯ 3 の速達の最適な速度および前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガスの最適な温度を測定および／または規定する工程と；
前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガスと接触している前記酸の温度、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの温度、および前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスと接触している前記酸の温度を測定する工程と；
前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の局所バルク温度との差を、前記第２の吸収ゾーンの前記液体入口および液体出口の両方において約３５℃以下に維持すべく、前記第２の吸収ゾーンへの酸の送達の速度を調整する工程と；
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガスと接触している前記酸の強度を測定する工程と；
ＳＯ 3 が前記第１の吸収ゾーンに送達される速度を測定する工程と；
第２の吸収酸が前記第２の吸収ゾーンに送達される速度、前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガスと接触している前記酸の強度、およびＳＯ 3 が前記第１の吸収ゾーンに送達される速度から、前記第２の吸収ゾーンの前記入口に送達される前記酸の強度を調整して、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの組成が、含水量に関して前記共沸組成を上回り、ＳＯ 3 含量に関して前記共沸組成を下回ることを確実にするのに十分な正味有効給水量を前記第２のゾーンに提供する工程と
を含む、前記１４１〜１４６のいずれか１つに記載の方法。
［１４８］
硫酸の調製方法であって：
酸素含有ガスを乾燥剤と接触させて、乾燥された酸素含有ガスを得る工程と；
硫黄および前記乾燥された酸素含有ガスを燃焼ゾーンに導入する工程であって、前記ゾーンに導入される前記酸素含有ガスの前記酸素含量が、前記ゾーンに導入される前記硫黄と比べて化学量論的に過剰である工程と；
硫黄を前記乾燥されたガスの酸素で燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ 3 を含有する転化ガスへと変換する工程と；
前記転化ガスを、熱回収吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む吸収液体と接触させることによって、硫酸を前記転化ガスから前記吸収液体へと移す工程と；
前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記吸収ゾーンに前記ガス流が入る前に全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり少なくとも約０．５５モルまで増加させるのに十分な割合で、硫黄酸化物担持ガス流の方向に対して前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気を導入する工程と；
前記吸収液体を、前記吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、前記間接式熱交換器において、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、伝熱流体に伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と
を含む方法。
本発明は以下の実施の態様を含むものである。
［１］
硫酸の調製方法であって：
過剰な酸素を含む乾燥ガス中で硫黄元素を燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ 3 を含有する転化ガスに転化する工程と；
前記転化ガスを、第１の吸収（熱回収）ゾーンにおいて、硫酸を含む第１の吸収液体と接触させることによって、硫酸を前記転化ガスから前記第１の吸収液体へと移す工程と；
前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記第１の吸収ゾーンに入る前記ガスにおける全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり約０．５５〜約０．９８モルまで増加させるのに十分な割合で、前記ガス流の方向に対して前記第１の吸収ゾーンの上流の前記転化ガス中に水蒸気を導入することにより、前記第１の吸収ゾーンに入る前記転化ガスの温度が、約２９０℃〜約３４０℃であるとともにその露点を少なくとも約４０℃上回り、前記硫黄酸化物担持ガス流中に導入される水蒸気の割合、前記吸収ゾーンに導入される前記吸収液体における前記硫酸の強度および温度、ならびに前記吸収ゾーンにおけるＬ／Ｇ比は、ＳＯ 3 に対する硫酸蒸気のモル比が、吸収ゾーン内の、そのガス入口とガス出口との中間にある位置で、最大値で少なくとも約１．２に達するようになる工程と；
前記吸収液体を、前記第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記第１の吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、前記間接式熱交換器においてボイラー給水へと伝達されることによって、前記第１の吸収ゾーンにおいて前記第１の吸収液体へのＳＯ 3 の吸収によって生成される硫酸のトン当たり少なくとも０．４メガパスカル（４バール）の圧力で、少なくとも０．５５トンの蒸気を生成する工程と；
前記吸収液体濃度と前記共沸混合物との差が、前記第１の吸収ゾーン全体にわたって、約−０．２重量％以上または約＋１．０重量％超となるよう、前記吸収液体の前記硫酸濃度を制御する工程と；
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ 3 が、前記第２の吸収液体において硫酸として回収され、前記第１の吸収ゾーンを出る前記酸流の濃度および温度ならびに前記第１の吸収ゾーンに入る前記転化ガス流の温度および露点が、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、２０ｇ／Ｎｍ 3 以下の硫酸ミストを含有すべく制御できるようにするようなものであり、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流および前記第２の吸収ゾーンに入る前記第２の吸収液体流の相対流量が、前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の局所バルク温度との差が、前記第２の吸収ゾーンの前記液体入口または液体出口の両方において約１５℃〜約３５℃であるようなものである工程と；
前記第２の吸収ゾーンを出るガス流を、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり少なくとも３００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通す工程であって、前記ミストエリミネータシステムを出る前記ガスが、０．１ｇ／Ｎｍ 3 未満の酸ミストを含有する工程と
を含む方法。
［２］
硫酸の調製方法であって：
過剰な酸素を含む乾燥ガス中で硫黄を燃焼させて、二酸化硫黄と、酸素と、ＳＯ 2 のモル当たり０．００５モル以下の水蒸気とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ 3 のモル当たり０．００５モル以下の水蒸気を含有する転化ガスに転化する工程と；
前記転化ガスを、第１の熱回収吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む吸収液体と接触させることによって、硫酸を前記転化ガスから前記吸収液体へと移す工程と；
前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記第１の吸収ゾーン中に前記ガス流が入る前に全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり少なくとも約０．５５モルまで増加させるのに十分な割合で、ガス流の方向に対して前記第１の吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気を導入する工程と；
前記吸収液体を、前記第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、伝熱流体に伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と
を含む方法。
［３］
前記硫黄酸化物担持ガス流が、二酸化硫黄と、酸素と、ＳＯ 2 のモル当たり０．００２モル以下の水蒸気とを含む燃焼ガスを含む、前記２に記載の方法。
［４］
酸素含有ガスが、乾燥剤と接触されて、乾燥された酸素含有ガスが得られ；
硫黄および前記乾燥された酸素含有ガスが、前記燃焼ゾーンに導入される、前記３に記載の方法。
［５］
前記当量の水蒸気含量を、前記第１の吸収ゾーンに入る前記ガスにおける全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり少なくとも約０．５５モルまで増加させるのに十分な割合で、前記転化ガス中に水蒸気が導入される、前記２〜４のいずれか１つに記載の方法。
［６］
前記転化ガスが、前記水蒸気噴射ゾーンと前記第１の吸収ゾーンとの間で前記硫黄酸化物担持ガス流のいかなる成分の途中の凝縮もなく、前記第１の吸収ゾーンに導入される、前記２〜５のいずれか１つに記載の方法。
［７］
前記転化ガスが、前記水蒸気噴射ゾーンと前記第１の吸収ゾーンとの間で、前記転化ガスからの熱を途中で除去することなく、前記第１の吸収ゾーンに導入される、前記６に記載の方法。
［８］
前記第１の吸収ゾーンに入る当量の三酸化硫黄に対する前記第１の吸収ゾーンに入る前記吸収液体の質量流量比が、約３０〜約５０である、前記２〜７のいずれか１つに記載の方法。
［９］
三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、前記第１の吸収ゾーンに入る当量のＳＯ 3 のキログラム当たり少なくとも約１１６０ＫＪ（当量のＳＯ 3 のポンド当たり５００Ｂｔｕ）の量で伝熱流体に伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する、前記２〜８のいずれか１つに記載の方法。
［１０］
三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、前記第１の吸収ゾーンに入る当量のＳＯ 3 のキログラム当たり少なくとも約１２２０ＫＪ、少なくとも約１２７０ＫＪまたは少なくとも約１３３０ＫＪ（当量のＳＯ 3 のポンド当たり、５２５Ｂｔｕ、少なくとも約５５０Ｂｔｕ、または少なくとも約５７５Ｂｔｕ）の量で伝熱流体に伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する、前記９に記載の方法。
［１１］
熱が前記吸収酸から伝達されて前記熱交換器における少なくとも０．３メガパスカル（３バール）ゲージの圧力で蒸気を生成し、生成される蒸気の量が、前記第１の吸収ゾーンに入る前記ＳＯ 3 から生成される硫酸のトン当たり少なくとも０．４５トンである、前記９または１０に記載の方法。
［１２］
生成される蒸気の量が、前記第１の吸収ゾーンに入る前記ＳＯ 3 から生成される硫酸のトン当たり少なくとも約０．５５トンである、前記１１に記載の方法。
［１３］
前記蒸気が、少なくとも約０．０７メガパスカル（０．７バール）の圧力で生成される、前記１０または１１に記載の方法。
［１４］
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ 3 が、前記第２の吸収液体において硫酸として回収される工程をさらに含み、
前記第１の吸収ゾーンを出る前記酸流の濃度および温度ならびに前記第１の吸収ゾーンに入る前記転化ガス流の温度および露点が、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガス流が２０ｇ／Ｎｍ 3 以下の硫酸ミストを含有すべく制御できるようにするようなものである、前記２〜１３のいずれか１つに記載の方法。
［１５］
前記第１の吸収ゾーンの実質的に全体にわたる前記第１の吸収液体の濃度が、約９９．１重量％〜約９９．３重量％のＨ 2 ＳＯ 4 である、前記２〜１４のいずれか１つに記載の方法。
［１６］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガス流が、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり少なくとも３００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通され、前記ミストエリミネータシステムを出る前記ガスが、０．１ｇ／Ｎｍ 3 未満の酸ミストを含有する、前記１４に記載の方法。
［１７］
ミスト制御要素を通る線速度が、少なくとも約２００ｍ／時である、前記１６に記載の方法。
［１８］
前記ミスト制御要素を通る前記ガスの線速度が、約２００〜約６５０ｍ／時である、前記１６または１７に記載の方法。
［１９］
三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ面積の平方メートル当たり少なくとも約１９ジュール／秒（平方フィート当たり２５，０００Ｂｔｕ／時）の量で伝熱流体に伝達される、前記２〜１８のいずれか１つに記載の方法。
［２０］
前記第１の吸収ゾーンの実質的に全体にわたる前記第１の吸収液体の濃度が、約９９．３重量％〜約９９．７重量％のＨ 2 ＳＯ 4 である、前記２〜１９のいずれか１つに記載の方法。
［２１］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約３４０〜約５００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通される、前記１４〜２０のいずれか１つに記載の方法。
［２２］
前記転化ガスの温度を約２７０℃〜約３３０℃まで上昇させるのに十分な割合で前記転化ガス中に水蒸気が導入され；前記転化ガスが、約２７０℃〜３３０℃の温度で前記熱回収吸収ゾーンに導入される、前記２〜２１のいずれか１つに記載の方法。
［２３］
前記転化ガスが、約２９０℃〜約３３０℃の温度で前記熱回収ゾーンに導入される、前記２２に記載の方法。
［２４］
前記転化ガスの温度を約２７０℃〜約３２０℃または約２８０℃〜約３２０℃まで上昇させるのに十分な割合で前記転化ガス中に水蒸気が導入される、前記２２に記載の方法。
［２５］
前記転化ガスの温度を少なくとも約３００℃まで上昇させるのに十分な割合で前記転化ガス中に水蒸気が導入される、前記２２に記載の方法。
［２６］
前記吸収液体が、前記吸収ゾーンと、主要な間接式熱交換器および補助的な間接式熱交換器の両方との間で循環され、前記熱交換器のそれぞれにおいて、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、前記循環する吸収液体から伝達され、熱が、前記主要な熱交換器において主要な伝熱流体へと伝達されることによって、前記主要な伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱し、熱が前記補助的な熱交換器において水流へと伝達されることによって、前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス流中に噴射するための前記水蒸気を生成する、前記２〜２５のいずれか１つに記載の方法。
［２７］
前記主要な熱交換器および補助的な熱交換器が、前記循環する吸収液体の流れに対して直列している、前記２６に記載の方法。
［２８］
前記主要な熱交換器を出る酸が、第１の吸収液体と第２の熱回収液体とを提供すべく分けられ、前記第１の吸収液体が、前記第１の吸収ゾーンに導入されてそこでそれが前記転化ガスと接触し、前記第２の熱回収液体が、前記補助的な熱交換器に通されてそこでそれが冷却され、前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流が、第２の吸収ゾーンに導入されてそこでそれが前記冷却された第２の熱回収液体を含む第２の吸収液体と接触される、前記２７に記載の方法。
［２９］
前記第１の吸収ゾーンが、前記熱回収吸収ゾーンを含む、前記２８に記載の方法。
［３０］
前記循環する液体が、主要な循環酸流と、補助的な循環酸流とに分けられ、前記主要な循環酸流が、前記主要な熱交換器に通され、前記補助的な循環酸流が、前記補助的な熱交換器に通される、前記２６に記載の方法。
［３１］
前記硫黄酸化物担持ガス流中に導入される水蒸気の割合、前記吸収ゾーンに導入される前記吸収液体における前記硫酸の強度および温度、ならびに前記吸収ゾーンにおけるＬ／Ｇ比は、ＳＯ 3 に対する硫酸蒸気のモル比が、前記吸収ゾーン内の、そのガス入口とガス出口との中間にある位置で、最大値で少なくとも約１．２に達するようなものである、前記２〜３０のいずれか１つに記載の方法。
［３２］
ＳＯ 3 に対する硫酸蒸気の前記モル比が、前記吸収ゾーン内の前記ガス入口およびガス出口の中間の位置で、最大値で少なくとも約１．５に達する、前記３１に記載の方法。
［３３］
前記吸収ゾーンを出る前記ガス中のＳＯ 3 に対する気相硫酸の前記モル比が、約１．０〜約３．０である、前記３１または３２に記載の方法。
［３４］
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ 3 が、前記第２の吸収液体中の硫酸として回収される工程をさらに含み、前記第２の吸収ゾーンに入る全ガス流に対する前記吸収ゾーンに入る前記第２の吸収液体の質量流量比が、約０．４〜約１．５である、前記２〜３３のいずれか１つに記載の方法。
［３５］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約３４０〜約５００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通される、前記３４に記載の方法。
［３６］
前記第２の吸収ゾーンに入る全ガス流に対する前記吸収ゾーンに入る前記第２の吸収液体の質量流量比が、約０．４〜約１．０である、前記３４または３５に記載の方法。
［３７］
前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流および前記第２の吸収ゾーンに入る前記第２の吸収液体流の相対流量が、気相の温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の温度との最大局所積分平均差が、約３５℃以下であるようなものであり、このような局所積分平均接触温度差が、前記液体入口から前記ゾーンまでの一定の距離によって画定される前記ゾーン内の気／液接触の任意の箇所にわたる積分によって決定される、前記１４、１６〜１８、２１、２８、２９、または３４〜３６のいずれか１つに記載の方法。
［３８］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約３４０〜約５００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通される、前記３７に記載の方法。
［３９］
前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流および前記第２の吸収ゾーンに入る前記第２の吸収液体流の相対流量は、前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の局所バルク温度との最大差が、前記液体入口から前記ゾーンまでの一定の距離によって画定される前記ゾーン内の気／液接触の任意の箇所内において約３５℃以下であるようなものである、前記１４、１６〜１８、２１、２８、２９、または３４〜３８のいずれか１つに記載の方法。
［４０］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約３４０〜約５００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通される、前記３９に記載の方法。
［４１］
前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流および前記第２の吸収ゾーンに入る前記第２の吸収液体流の相対流量は、前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の局所バルク温度との差が、前記第２の吸収ゾーンの前記液体入口または液体出口のいずれにおいても約３５℃以下であるようなものである、前記１４、１６〜１８、２１、２８、２９、または３３〜４０のいずれか１つに記載の方法。
［４２］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約３４０〜約５００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通される、前記４１に記載の方法。
［４３］
前記吸収液体を、前記吸収ゾーンと主要な間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、熱が、主要な伝熱流体に伝達されることによって、前記主要な伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と；
前記主要な熱交換器を出る前記吸収液体流を分けて、前記熱回収吸収ゾーンに再循環される主要な吸収液体流と、補助的な吸収液体流とを提供する工程と；
前記補助的な液体流を、ボイラー給水脱気装置の補助的な間接式熱交換器に通す工程であって、熱が、前記脱気装置の補助的な熱交換器において、前記補助的な液体から、脱気蒸気を生成するための水流へと伝達される工程と；
前記脱気蒸気を前記脱気装置に送る工程であって、ボイラー給水が、前記ボイラー給水からの非凝縮物を取り除くために前記脱気蒸気と接触される工程と；
脱気装置排気流を前記脱気装置から除去する工程であって、前記脱気装置排気流が水蒸気と非凝縮性ガスとを含む工程と
をさらに含む、前記２〜４２のいずれか１つに記載の方法。
［４４］
前記脱気装置排気流に含まれる水蒸気を、ガス流の方向に対して前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に導入する工程をさらに含む、前記４３に記載の方法。
［４５］
実質的に全ての前記脱気装置排気流が、ガス流の方向に対して前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持流中に導入される、前記４４に記載の方法。
［４６］
前記脱気装置の補助的な熱交換器において生成される蒸気に、前記脱気装置に導入される別の供給源からの蒸気が追加される、前記４３〜４５のいずれか１つに記載の方法。
［４７］
追加の蒸気が、前記脱気装置に一定の速度で導入される、前記４６に記載の方法。
［４８］
前記吸収ゾーンに入る前記ガス流中の当量の三酸化硫黄に対する当量の水蒸気の比率を制御すべく制御された速度で、前記排気流を前記硫黄酸化物担持流中に導入する前に、追加の蒸気が前記排気流中に導入される、前記４６に記載の方法。
［４９］
前記排気流を前記硫黄酸化物担持流中に導入する前に、蒸気の第２の追加の供給が、前記排気流中に導入され、前記第２の追加の供給の速度が、前記吸収ゾーンに入る前記ガス流中の当量の三酸化硫黄に対する当量の水蒸気の比率を制御すべく制御される、前記４８に記載の方法。
［５０］
前記脱気装置において脱気される水が、蒸気を生成するためのボイラー給水の供給源として前記主要な熱交換器に導入される、前記４３〜４９のいずれか１つに記載の方法。
［５１］
前記脱気装置において脱気される水が、間接式熱交換器を含む脱気された水の予熱器に通され、熱が前記補助的な液体から前記脱気された水へと伝達されて加圧されたボイラー給水を前記主要な熱交換器に提供する、前記５０に記載の方法。
［５２］
前記脱気された水の予熱器が、補助的な液体酸流の方向に対して前記脱気装置の補助的な熱交換器の上流にある、前記５１に記載の方法。
［５３］
前記脱気された水が、前記脱気された水の予熱器において、少なくとも約８０℃、好ましくは少なくとも９５℃、より好ましくは少なくとも約１０５℃の温度まで加熱される、前記５１または５２に記載の方法。
［５４］
前記脱気装置の補助的な熱交換器を出る前記補助的な吸収液体が、間接式熱交換器に通され、熱が、前記補助的な吸収液体からボイラー給水へと伝達される、前記４３〜５３のいずれか１つに記載の方法。
［５５］
前記脱気装置の補助的な熱交換器を出る補助的な液体酸が、間接式熱交換器を含む脱気装置予熱器に通され、熱が、前記補助的な液体から脱気されていない水へと伝達されて、前記脱気されていない水を前記脱気装置に導入する前にそれを予熱する、前記５４に記載の方法。
［５６］
前記脱気装置に入る脱気されていない水の流量および温度ならびに前記脱気装置の補助的な熱交換器における前記補助的な吸収液体から前記水流への熱伝達の速度の組合せは、前記吸収ゾーンに入る当量の三酸化硫黄に対する前記脱気装置を出る脱気されたボイラー給水の質量流量比が、少なくとも約１．０、好ましくは少なくとも約１．５、より好ましくは少なくとも約２．０、典型的に約２．０〜約３．０であるような組合せである、前記４３〜５５のいずれか１つに記載の方法。
［５７］
前記脱気装置排気流における前記水蒸気含量が、前記硫黄酸化物担持ガス流における全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり、少なくとも約０．５５モル、好ましくは少なくとも約０．６０モル、より好ましくは少なくとも約０．７０モル、最も好ましくは少なくとも約０．８０モルである、前記４３〜５５のいずれか１つに記載の方法。
［５８］
前記脱気装置に入る脱気されていない水の流量および温度ならびに前記脱気装置の補助的な熱交換器における前記補助的な液体から前記水流への熱伝達の速度の組合せが、前記脱気装置の補助的な熱交換器において、前記硫黄酸化物担持ガス流における全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり、少なくとも約０．５５モル、好ましくは少なくとも約０．６０モル、より好ましくは少なくとも約０．７０モル、最も好ましくは少なくとも約０．８０モルの速度で蒸気を生成するのに十分である、前記５７に記載の方法。
［５９］
前記脱気装置排気流が、約２ｐｓｉｇ以下の圧力で前記脱気装置を出る、前記５７または５８に記載の方法。
［６０］
前記脱気装置排気流が、約１８水柱インチ以下の圧力で前記脱気装置を出る、前記５９に記載の方法。
［６１］
硫黄の前記供給源が硫黄元素を含む、前記４３〜６０のいずれか１つに記載の方法。
［６２］
インターパス吸収器を含む接触式硫酸製造施設において行われる方法であって、前記施設が、前記第２の吸収ゾーンとして操作されるべく改造されている、前記１４、１６〜１８、２１、２８、２９、または３３〜４２のいずれか１つに記載の方法。
［６３］
前記第２の吸収ゾーンが、前記改造の前に前記施設に存在しているインターパス吸収器によって構成され、前記第２の吸収ゾーンにおけるガスに対する前記第２の吸収液体の質量流量比が、約１．０〜約７．０または約１４〜約１８である、前記６２に記載の方法。
［６４］
前記既存のインターパス吸収器が、約７体積％〜約１２体積％のＳＯ 3 のガス強度で、約６〜約１０のガスに対する硫酸吸収液体の質量流量比での操作のために構成されている、前記６３に記載の方法。
［６５］
熱が、少なくとも０．４メガパスカル（４バール）ゲージの圧力で蒸気を生成すべく伝達され、蒸気の量が、前記吸収ゾーンに入る前記ＳＯ 3 から生成される硫酸のトン当たり少なくとも０．５０トンである、前記２〜６４のいずれか１つに記載の方法。
［６６］
蒸気が、前記主要な間接式熱交換器において、前記吸収ゾーンに入る前記ＳＯ 3 から生成される硫酸のトン当たり、少なくとも０．５５、０．６０、０．６５または０．７０トンの量で生成される、前記６５に記載の方法。
［６７］
前記吸収液体濃度と前記共沸混合物との差が、前記熱回収吸収ゾーン全体にわたって約＋１．０重量％以下となるよう、前記吸収液体の前記硫酸濃度を制御する工程をさらに含む、前記２〜６６のいずれか１つに記載の方法。
［６８］
前記吸収液体が、前記吸収熱を除去するために外部熱交換器を通して循環され、前記吸収ゾーンにおいて生成される正味の硫酸が、前記循環する酸から生成物流として取り出され、前記吸収ゾーンへの三酸化硫黄の前記流れに対する生成物の酸の取り出しの速度および吸収液体の循環の速度が、前記吸収液体の前記硫酸濃度を、前記ゾーン内の任意の箇所において−０．２重量％未満だけまたは＋０．８重量％超だけ前記共沸混合物と異ならない値に維持すべく制御される、前記６７に記載の方法。
［６９］
熱が、前記外部熱交換器において前記吸収液体から伝熱流体へと伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも約１５０℃の温度まで加熱する、前記６８に記載の方法。
［７０］
前記ガス出口における前記酸濃度が、前記共沸混合物より０．２重量％低い濃度と、前記共沸混合物より０．３重量％高い濃度との間であり、前記ガス出口における前記酸濃度が、前記共沸混合物より０．３重量％以下だけ高い、前記２〜６９のいずれか１つに記載の方法。
［７１］
前記熱回収吸収ゾーンへの前記入口酸濃度が、約９９．１重量％〜約９９．５重量％であり、前記熱回収ゾーンからの前記出口酸濃度が、約９９．３重量％〜約９９．７重量％である、前記６７〜７０のいずれか１つに記載の方法。
［７２］
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ 3 が、前記第２の吸収液体において硫酸として回収される工程をさらに含む、前記６７〜７１のいずれか１つに記載の方法。
［７３］
前記第１の吸収ゾーンを出る前記酸流の濃度および温度ならびに前記第１の吸収ゾーンに入る前記転化ガス流の温度および露点が、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、２０ｇ／Ｎｍ 3 以下の硫酸ミストを含有すべく制御できるようにするようなものである、前記７２に記載の方法。
［７４］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約３４０〜約５００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通される、前記７３に記載の方法。
［７５］
前記ガス出口における前記吸収液体濃度と前記共沸混合物との差が、約−０．１重量％以上となるよう、前記吸収液体の濃度を制御する工程をさらに含む、前記２〜７４のいずれか１つに記載の方法。
［７６］
前記吸収液体が、前記吸収熱を除去するために外部熱交換器を通して循環され、前記吸収ゾーンにおいて生成される正味の硫酸が、前記循環する酸から生成物流として取り出され、前記吸収ゾーンへの三酸化硫黄の前記流れに対する生成物の酸の取り出しの速度および吸収液体の循環の速度が、前記吸収液体の前記硫酸濃度を、前記ゾーン内の任意の箇所において約＋１重量％超だけ前記共沸混合物と異ならない値に維持すべく制御される、前記７５に記載の方法。
［７７］
前記ガス出口における前記酸濃度が、前記共沸混合物より０．１重量％低い濃度〜前記共沸混合物より０．２重量％高い濃度であり、前記ガス入口における前記酸濃度が、前記共沸混合物より０．８重量％以下だけ高い、前記７５〜７６のいずれか１つに記載の方法。
［７８］
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ 3 が、前記第２の吸収液体において硫酸として回収される工程をさらに含む、前記７５〜７７のいずれか１つに記載の方法。
［７９］
前記第１の吸収ゾーンを出る前記酸流の濃度および温度ならびに前記第１の吸収ゾーンに入る前記転化ガス流の温度および露点が、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、２０ｇ／Ｎｍ 3 以下の硫酸ミストを含有すべく制御できるようにするようなものである、前記７８に記載の方法。
［８０］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約３４０〜約５００Ｎｍ 3 ／時の速度でミストエリミネータシステムに通される、前記７９に記載の方法。
［８１］
硫酸の調製方法であって：
過剰な酸素を含むガス中で硫黄供給源を燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ 3 を含有する転化ガスに転化する工程と；
前記転化ガスを、熱回収吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む吸収液体と接触させることによって、三酸化硫黄を前記転化ガスから前記吸収液体へと移す工程と；
前記吸収液体を、前記吸収ゾーンと主要な間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、熱が、主要な伝熱流体に伝達されることによって、前記主要な伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と；
前記主要な熱交換器を出る前記吸収液体流を、前記熱回収吸収ゾーンに再循環される主要な吸収液体流と、補助的な吸収液体流とを提供すべく分ける工程と；
前記補助的な液体流を、ボイラー給水脱気装置の補助的な間接式熱交換器に通す工程であって、熱が、前記脱気装置の補助的な熱交換器において、前記補助的な液体から、脱気蒸気を生成するための水流へと伝達される工程と；
前記脱気蒸気を前記脱気装置に送る工程であって、ボイラー給水が、前記ボイラー給水からの非凝縮物を取り除くために前記脱気蒸気と接触される工程と；
脱気装置排気流を前記脱気装置から除去する工程であって、前記脱気装置排気流が水蒸気と非凝縮性ガスとを含む工程と
を含む方法。
［８２］
前記脱気装置排気流に含まれる水蒸気を、ガス流の方向に対して前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に導入する工程をさらに含む、前記８１に記載の方法。
［８３］
実質的に全ての前記脱気装置排気流が、ガス流の方向に対して前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持流中に導入される、前記８２に記載の方法。
［８４］
前記脱気装置の補助的な熱交換器において生成される蒸気に、前記脱気装置に導入される別の供給源からの蒸気が追加される、前記８１〜８３のいずれか１つに記載の方法。
［８５］
追加の蒸気が、前記脱気装置に一定の速度で導入される、前記８４に記載の方法。
［８６］
前記吸収ゾーンに入る前記ガス流中の当量の三酸化硫黄に対する当量の水蒸気の比率を制御すべく制御された速度で、前記排気流を前記硫黄酸化物担持流中に導入する前に、追加の蒸気が前記排気流中に導入される、前記８４に記載の方法。
［８７］
前記排気流を前記硫黄酸化物担持流中に導入する前に、蒸気の第２の追加の供給が、前記排気流中に導入され、前記第２の追加の供給の速度が、前記吸収ゾーンに入る前記ガス流中の当量の三酸化硫黄に対する当量の水蒸気の比率を制御すべく制御される、前記８５に記載の方法。
［８８］
前記脱気装置において脱気される水が、蒸気を生成するためのボイラー給水の供給源として前記主要な熱交換器に導入される、前記８１〜８７のいずれか１つに記載の方法。
［８９］
前記脱気装置において脱気される水が、間接式熱交換器を含む脱気された水の予熱器に通され、、熱が、前記補助的な液体から前記脱気された水へと伝達されて加圧されたボイラー給水を前記主要な熱交換器に提供する、前記８８に記載の方法。
［９０］
前記脱気された水の予熱器が、補助的な液体酸流の方向に対して前記脱気装置の補助的な熱交換器の上流にある、前記８９に記載の方法。
［９１］
前記脱気された水が、前記脱気された水の予熱器において、少なくとも約８０℃、好ましくは少なくとも９５℃、より好ましくは少なくとも約１０５℃の温度まで加熱される、前記８９または９０に記載の方法。
［９２］
前記脱気装置の補助的な熱交換器を出る前記補助的な吸収液体が、間接式熱交換器に通され、熱が、前記補助的な吸収液体からボイラー給水へと伝達される、前記８１〜９１のいずれか１つに記載の方法。
［９３］
前記脱気装置の補助的な熱交換器を出る補助的な液体酸が、間接式熱交換器を含む脱気装置予熱器に通され、熱が、前記補助的な液体から脱気されていない水へと伝達されて、前記脱気されていない水を前記脱気装置に導入する前にそれを予熱する、前記９２に記載の方法。
［９４］
前記脱気装置に入る脱気されていない水の流量および温度ならびに前記脱気装置の補助的な熱交換器における前記補助的な吸収液体から前記水流への熱伝達の速度の組合せは、前記吸収ゾーンに入る当量の三酸化硫黄に対する前記脱気装置を出る脱気されたボイラー給水の質量流量比が、少なくとも約１．０、好ましくは少なくとも約１．５、より好ましくは少なくとも約２．０、典型的に約２．０〜約３．０であるような組合せである、前記８１〜９３のいずれか１つに記載の方法。
［９５］
前記脱気装置排気流における前記水蒸気含量が、前記硫黄酸化物担持ガス流における全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり、少なくとも約０．５５モル、好ましくは少なくとも約０．６０モル、より好ましくは少なくとも約０．７０モル、最も好ましくは少なくとも約０．８０モルである、前記８１〜９３のいずれか１つに記載の方法。
［９６］
前記脱気装置に入る脱気されていない水の流量および温度ならびに前記脱気装置の補助的な熱交換器における前記補助的な液体から前記水流への熱伝達の速度の組合せが、前記脱気装置の補助的な熱交換器において、前記硫黄酸化物担持ガス流における全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり、少なくとも約０．５５モル、好ましくは少なくとも約０．６０モル、より好ましくは少なくとも約０．７０モル、最も好ましくは少なくとも約０．８０モルの速度で蒸気を生成するのに十分である、前記９５に記載の方法。
［９７］
前記脱気装置排気流が、約２ｐｓｉｇ以下の圧力で前記脱気装置を出る、前記８１〜９６のいずれか１つに記載の方法。
［９８］
前記脱気装置排気流が、約１８水柱インチ以下の圧力で前記脱気装置を出る、前記９７に記載の方法。
［９９］
硫黄の前記供給源が硫黄元素を含む、前記８１〜９８のいずれか１つに記載の方法。
［１００］
インターパス吸収器を含む接触式硫酸製造施設における硫酸の調製方法であって、前記施設が、少なくとも約１５０℃の温度で有用な形態でＳＯ 3 の吸収熱を回収するプロセスにしたがって操作されるべく改造されており、前記方法が：
過剰な酸素を含むガス中で硫黄の供給源を燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ 3 を含有する転化ガスに転化する工程と；
前記転化ガスを、第１の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第１の吸収液体と接触させることによって、三酸化硫黄を吸収し、および／または硫酸を前記転化ガスから前記第１の吸収液体へと移す工程と；
前記吸収液体を、前記第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記第１の吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、伝熱流体へと伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と；
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ 3 が、前記第２の吸収液体において硫酸として回収される工程とを含み、
前記第２の吸収ゾーンが、前記改造の前に前記施設に存在しているインターパス吸収器によって構成され、前記第２の吸収ゾーンにおけるガスに対する前記第２の吸収液体の質量流量比が、約１．０〜約７．０または約１４〜約１８である方法。
［１０１］
前記既存のインターパス吸収器が、約７体積％〜約１２体積％のＳＯ 3 のガス強度で、約６〜約１０のガスに対する硫酸吸収液体の質量流量比での操作のために構成されている、前記１００に記載の方法。
［１０２］
硫黄の前記供給源が硫黄元素を含む、前記１００または１０１に記載の方法。
［１０３］
硫酸へのＳＯ 3 の吸収熱の高温での回収のためのインターパス吸収器を含む既存の接触式硫酸プラントの改造方法であって：
三酸化硫黄を含む転化器ガスを受け入れるために新たな吸収器を取り付ける工程であって、前記新たな吸収器が、内部でさらなる硫酸を生成するために硫酸を含む第１の吸収液体にＳＯ 3 を高温吸収すべく設計される第１の吸収ゾーンを含む工程と；
前記第１の吸収液体からのＳＯ 3 吸収の熱を別の流体に伝達することによって、前記他の流体を少なくとも約１５０℃の温度まで加熱すべく設計される高温熱交換器を取り付ける工程と；
前記第１の吸収ゾーンと前記高温熱交換器との間で前記第１の吸収液体を循環させるための手段を取り付ける工程と；
前記高温吸収器を出る前記ガス流を、前記既存のインターパス吸収器の入口に送るための導管を取り付ける工程と；
前記既存のインターパス吸収器を通して第２の吸収液体を循環させるための手段を取り付ける工程であって、前記第２の吸収液体への移動によって前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流から残りのＳＯ 3 を取り出すことができ、前記第２の吸収液体を循環させるための前記手段が、前記第２の吸収ゾーンにおけるガスに対する前記第２の吸収液体の質量流量比が約１．０〜約７．０または約１４〜約１８となるよう、大きさが決定され、および／または流れ制御手段に供される工程と
を含む方法。
［１０４］
前記既存のインターパス吸収器が、約７体積％〜約１２体積％のＳＯ 3 のガス強度で、約６〜約１０のガスに対する硫酸吸収液体の質量流量比での操作のために構成されている、前記１０３に記載の方法。
［１０５］
硫黄の前記供給源が硫黄元素を含む、前記１０３または１０４に記載の方法。
［１０６］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記熱回収吸収ゾーンに入る前記転化ガスが、前記吸収ゾーン中に入る前に前記ガスにおける全当量の硫黄酸化物含量のモル当たり、少なくとも約０．６０モル、少なくとも約０．７０モル、少なくとも約０．８０モル、少なくとも約０．９０モル、または少なくとも約０．９５モルの水を含有する、前記１〜１０５のいずれか１つに記載の方法。
［１０７］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記吸収ゾーンに入る前に前記ガスにおける当量の硫黄酸化物含量のモル当たり約０．５５モル〜約１．００モルまで増加させるのに十分な割合で、ガス流の方向に対して前記熱回収（第１の）吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される、前記１〜１０６のいずれか１つに記載の方法。
［１０８］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通路を必要とする方法であって、前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記吸収ゾーンに入る前に前記ガスにおける全当量のＳＯ 3 含量のモル当たり、少なくとも約０．５５モル、少なくとも約０．６０モル、少なくとも約０．７０モル、少なくとも約０．８０モル、少なくとも約０．９０モル、または少なくとも約０．９５モルまで増加させるのに十分な割合で、ガス流の方向に対して前記熱回収吸収ゾーンの上流のＳＯ 3 担持転化ガス中に、水蒸気が導入される、前記１〜１０７のいずれか１つに記載の方法。
［１０９］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記吸収ゾーンに入る前に前記ガスにおける当量のＳＯ 3 含量のモル当たり約０．８０モル〜約１．００モルまで増加させるのに十分な割合で、ガス流の方向に対して前記熱回収吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される、前記１〜１０８のいずれか１つに記載の方法。
［１１０］
前記吸収ゾーンに入る前記転化ガスにおける三酸化硫黄のモル当たり、少なくとも約０．２５モル、または少なくとも約０．３０モルまたは少なくとも約０．３５モルの硫酸蒸気含量を提供するのに十分な割合で、ガス流の方向に対して前記熱回収吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される、前記１〜１０９のいずれか１つに記載の方法。
［１１１］
前記熱回収吸収ゾーンに入る前記ガスの温度が、その露点より少なくとも５５℃高く、前記ガス流の露点が、前記熱回収吸収ゾーンへの前記ガス入口において前記ガス流が接触している前記酸の温度より２５℃以下だけ高い、前記１〜１１０のいずれか１つに記載の方法。
［１１２］
前記酸が、少なくとも約１８０℃の温度で前記熱回収吸収ゾーンに導入される、前記１〜１１１のいずれか１つに記載の方法。
［１１３］
前記熱回収吸収ゾーンに導入される際の前記酸の温度が、約１８０℃〜約２２０℃である、前記１１２に記載の方法。
［１１４］
前記熱回収吸収ゾーンを出る前記酸の温度が、約２００℃〜約２４０℃である、前記１〜１１３のいずれか１つに記載の方法。
［１１５］
前記熱回収吸収ゾーンを出る前記酸の濃度が、約９９．２％〜約９９．８％である、前記１〜１１４のいずれか１つに記載の方法。
［１１６］
前記熱回収吸収ゾーンを出る前記酸の濃度が、約９９．２％〜約９９．６％である、前記１〜１１５のいずれか１つに記載の方法。
［１１７］
前記熱回収吸収ゾーンに入る前記酸の濃度が、約９９．０〜約９９．６％である、前記１〜１１６のいずれか１つに記載の方法。
［１１８］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記第２吸収ゾーンを出る前記酸の温度が、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガスより約３５℃以下だけ低い、前記１〜１１７のいずれか１つに記載の方法。
［１１９］
前記第２吸収ゾーンを出る前記酸の温度が、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガスより約３０℃以下だけ低い、前記１１８に記載の方法。
［１２０］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記第２吸収ゾーンを出る前記酸の温度が、約１００℃〜約２００℃である、前記１〜１１９のいずれか１つに記載の方法。
［１２１］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記第２の吸収ゾーンを出る前記酸の濃度が、約９９．２〜９９．５％である、前記１〜１１９のいずれか１つに記載の方法。
［１２２］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記酸の濃度が、約９８．５〜９９．３％である、前記１〜１１９のいずれか１つに記載の方法。
［１２３］
前記熱回収吸収ゾーンにおける前記ガス流の線速度が、約１．５〜約２．５ｍ／秒である、前記１〜１２２のいずれか１つに記載の方法。
［１２４］
前記熱回収吸収ゾーンにおける前記吸収酸の質量流量が、少なくとも約３，７７０ポンド／平方フィート／時（１８，４４０ｋｇ／ｍ 2 ／時）、または約３，７７０〜約１５，０００ポンド／平方フィート／時（１８，４４０ｋｇ／ｍ 2 ／時〜約７３，８００ｋｇ／ｍ 2 ／時）である、前記１〜１２３のいずれか１つに記載の方法。
［１２５］
前記熱回収吸収ゾーンにおける前記吸収酸液体の質量流量が、少なくとも約５０００ポンド／平方フィート／時である、前記１２４に記載の方法。
［１２６］
前記ガス流が、前記熱回収吸収ゾーンを通過する際、約９５℃〜約１１５℃まで冷却される、前記１〜１２５のいずれか１つに記載の方法。
［１２７］
前記熱回収吸収ゾーンに入る前記ＳＯ 3 転化ガス流に含まれる当量のＳＯ 3 の少なくとも約８０％が、前記ガス流が前記熱回収吸収ゾーンを出るとき、硫酸に転化されている、前記１〜１２６のいずれか１つに記載の方法。
［１２８］
前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガスにおけるＳＯ 3 に対するＨ 2 ＳＯ 4 蒸気のモル比が、約１．５〜約３．０である、前記１〜１２７のいずれか１つに記載の方法。
［１２９］
前記熱回収吸収ゾーンの前記ガス出口での前記ガス流における前記ＳＯ 3 含量および前記気相Ｈ 2 ＳＯ 4 含量の合計が、前記熱回収ゾーンに入る前記ガス流における当量のＳＯ 3 含量の約２０％以下である、前記１〜１２８のいずれか１つに記載の方法。
［１３０］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記第２の吸収酸の温度が、約４０℃〜約１１０℃、約６５℃〜約１００℃または約７５℃〜約９０℃である、前記１〜１２９のいずれか１つに記載の方法。
［１３１］
前記第２吸収ゾーンを出る前記酸の温度が、約１９０℃〜約２１０℃である、前記１３０に記載の方法。
［１３２］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記第１の吸収ゾーンに入る前記第１の酸の濃度が、約９９．０〜約９９．７重量％であり、前記第２の吸収ゾーンを出る前記酸の濃度が、約９９．０〜約９９．７重量％である、前記１〜１３１のいずれか１つに記載の方法。
［１３３］
第２の吸収ゾーンを通る前記ガス流の通過を必要とする方法であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記酸の濃度が、約９８．０〜約９９．２重量％である、前記１〜１３２のいずれか１つに記載の方法。
［１３４］
前記第１の吸収ゾーンに入る前記第１の酸の濃度が、約９９．２〜約９９．６重量％である、前記１３２または１３３に記載の方法。
［１３５］
前記第２の吸収ゾーンに入る前記酸の濃度が、約９８．２〜約９９．１重量％である、前記１３４に記載の方法。
［１３６］
前記第１の吸収ゾーンに入る前記第１の酸の濃度が、約９８．５〜約９９．２重量％であり、前記第２の吸収ゾーンに入る前記酸の濃度が、約９８．３〜約９９．２重量％である、前記１３０または１３１に記載の方法。
［１３７］
前記第１の吸収ゾーンに入る前記酸の濃度が、約９８．８〜約９９．２重量％である、前記１３６に記載の方法。
［１３８］
前記第２の吸収ゾーンに入る前記酸の濃度が、約９８．４〜約９９．０重量％である、前記１３７に記載の方法。
［１３９］
前記転化ガスが、少なくとも１１体積％の当量のＳＯ 3 を含有する、前記１〜１３８のいずれか１つに記載の方法。
［１４０］
前記硫黄供給源が硫黄元素を含む、前記１〜１３９のいずれか１つに記載の方法。
［１４１］
硫酸の調製方法であって：
過剰な酸素を含むガス中で硫黄の供給源を燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ 3 を含有する転化ガスに転化する工程と；
前記転化ガスを、第１の吸収（熱回収）ゾーンにおいて、硫酸を含む第１の吸収液体と接触させることによって、硫酸を前記転化ガスから前記第１の吸収液体へと移す工程と；
当量の水蒸気含量を、前記第１の吸収ゾーンに入る前記ガスにおける全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり少なくとも約０．４０モルまで増加させるのに十分な割合で、前記ガス流の方向に対して前記第１の吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気を導入する工程と；
前記第１の吸収液体を、前記第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記第１の吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、伝熱流体に伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と；
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ 3 が、前記第２の吸収液体において硫酸として回収される工程と；
前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の局所バルク温度との差を、前記第２の吸収ゾーンの前記液体入口および液体出口の両方において約３５℃以下に維持すべく、第２の吸収酸を前記第２の吸収ゾーンに送達する速度を制御する工程と；
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの組成が、含水量に関して前記共沸組成と等しいかまたはそれを上回り、ＳＯ 3 含量に関して前記共沸組成と等しいかまたはそれを下回ることを確実にするのに十分な正味有効給水量を前記第２のゾーンに提供すべく、前記第２の吸収ゾーンに入る前記第２の吸収酸の濃度を制御する工程と
を含む方法。
［１４２］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの組成が、含水量に関して前記共沸組成を上回り、ＳＯ 3 含量に関して前記共沸組成を下回ることを確実にすべく、前記吸収ゾーンに入る前記吸収酸の濃度が制御される、前記１４１に記載の方法。
［１４３］
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスにおける前記当量の硫酸濃度が、前記共沸混合物より少なくとも０．２重量％低い、前記１４１または１４２に記載の方法。
［１４４］
前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の局所バルク温度との差を、前記第２の吸収ゾーンの前記液体入口および液体出口の両方において約３５℃以下に維持すべく、前記第２の吸収ゾーンへの酸の送達の速度を規定および／または調整する工程と；
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガスと接触している前記酸の強度を測定および／または規定する工程と；
ＳＯ 3 が前記第１の吸収ゾーンに送達される速度を測定および／または規定する工程と；
第２の吸収酸が前記第２の吸収ゾーンに送達される速度、前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガスと接触している前記酸の強度、およびＳＯ 3 が前記第１の吸収ゾーンに送達される速度から、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの組成が、含水量に関して前記共沸組成を上回り、ＳＯ 3 含量に関して前記共沸組成を下回ることを確実にするのに十分な正味有効給水量を前記第２のゾーンに提供すべく、前記第２の吸収ゾーンの前記入口に送達される前記酸の強度を規定および／または調整する工程と
をさらに含む、前記１４１〜１４３のいずれか１つに記載の方法。
［１４５］
前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガスの温度、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガスと接触している前記酸の温度、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの温度、および第２の吸収ゾーンを出る前記ガスと接触している前記酸の温度を測定および／または規定する工程を含む、前記１４４に記載の方法。
［１４６］
前記第１の吸収ゾーンへのＳＯ 3 の送達の最適な速度および前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガスの最適な温度が規定され；
前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガスと接触している前記酸の温度、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの温度、および前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスと接触している前記酸の温度についての目標範囲が選択され；
前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の局所バルク温度との差を、前記第２の吸収ゾーンの前記液体入口および液体出口の両方において約３５℃以下に維持するのに効果的な速度で、前記第２の吸収ゾーンへの第２の吸収酸の送達が規定され；
前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの組成が、含水量に関して前記共沸組成を上回り、ＳＯ 3 含量に関して前記共沸組成を下回ることを確実にするのに十分な正味有効給水量を前記第２のゾーンに提供すべく、前記第２の吸収ゾーンの前記入口に送達される前記酸の強度が規定される、始動プロトコルを含む、前記１４４または１４５に記載の方法。
［１４７］
前記第１の吸収ゾーンへのＳＯ 3 の速達の最適な速度および前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガスの最適な温度を測定および／または規定する工程と；
前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガスと接触している前記酸の温度、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの温度、および前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスと接触している前記酸の温度を測定する工程と；
前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第２の吸収液相の局所バルク温度との差を、前記第２の吸収ゾーンの前記液体入口および液体出口の両方において約３５℃以下に維持すべく、前記第２の吸収ゾーンへの酸の送達の速度を調整する工程と；
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガスと接触している前記酸の強度を測定する工程と；
ＳＯ 3 が前記第１の吸収ゾーンに送達される速度を測定する工程と；
第２の吸収酸が前記第２の吸収ゾーンに送達される速度、前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガスと接触している前記酸の強度、およびＳＯ 3 が前記第１の吸収ゾーンに送達される速度から、前記第２の吸収ゾーンの前記入口に送達される前記酸の強度を調整して、前記第２の吸収ゾーンを出る前記ガスの組成が、含水量に関して前記共沸組成を上回り、ＳＯ 3 含量に関して前記共沸組成を下回ることを確実にするのに十分な正味有効給水量を前記第２のゾーンに提供する工程と
を含む、前記１４１〜１４６のいずれか１つに記載の方法。
［１４８］
硫酸の調製方法であって：
酸素含有ガスを乾燥剤と接触させて、乾燥された酸素含有ガスを得る工程と；
硫黄および前記乾燥された酸素含有ガスを燃焼ゾーンに導入する工程であって、前記ゾーンに導入される前記酸素含有ガスの前記酸素含量が、前記ゾーンに導入される前記硫黄と比べて化学量論的に過剰である工程と；
硫黄を前記乾燥されたガスの酸素で燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ 3 を含有する転化ガスへと変換する工程と；
前記転化ガスを、熱回収吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む吸収液体と接触させることによって、硫酸を前記転化ガスから前記吸収液体へと移す工程と；
前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記吸収ゾーンに前記ガス流が入る前に全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり少なくとも約０．５５モルまで増加させるのに十分な割合で、硫黄酸化物担持ガス流の方向に対して前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気を導入する工程と；
前記吸収液体を、前記吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、前記間接式熱交換器において、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、伝熱流体に伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と
を含む方法。
Claims (4)
- 硫酸の調製方法であって：
過剰な酸素を含む乾燥ガス中で硫黄を燃焼させて、二酸化硫黄と、酸素と、ＳＯ2のモル当たり０．００５モル以下の水蒸気とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ3のモル当たり０．００５モル以下の水蒸気を含有する転化ガスに転化する工程と；
前記転化ガスを、第１の熱回収吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む吸収液体と接触させることによって、硫酸を前記転化ガスから前記吸収液体へと移す工程と；
前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記第１の吸収ゾーン中に前記ガス流が入る前に全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり少なくとも約０．５５モルまで増加させるのに十分な割合で、ガス流の方向に対して前記第１の吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気を導入する工程と；
前記吸収液体を、前記第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、伝熱流体に伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と
を含む方法。 - 硫酸の調製方法であって：
過剰な酸素を含むガス中で硫黄供給源を燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ3を含有する転化ガスに転化する工程と；
前記転化ガスを、熱回収吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む吸収液体と接触させることによって、三酸化硫黄を前記転化ガスから前記吸収液体へと移す工程と；
前記吸収液体を、前記吸収ゾーンと主要な間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、熱が、主要な伝熱流体に伝達されることによって、前記主要な伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と；
前記主要な熱交換器を出る前記吸収液体流を、前記熱回収吸収ゾーンに再循環される主要な吸収液体流と、補助的な吸収液体流とを提供すべく分ける工程と；
前記補助的な液体流を、ボイラー給水脱気装置の補助的な間接式熱交換器に通す工程であって、熱が、前記脱気装置の補助的な熱交換器において、前記補助的な液体から、脱気蒸気を生成するための水流へと伝達される工程と；
前記脱気蒸気を前記脱気装置に送る工程であって、ボイラー給水が、前記ボイラー給水からの非凝縮物を取り除くために前記脱気蒸気と接触される工程と；
脱気装置排気流を前記脱気装置から除去する工程であって、前記脱気装置排気流が水蒸気と非凝縮性ガスとを含む工程と
を含む方法。 - インターパス吸収器を含む接触式硫酸製造施設における硫酸の調製方法であって、前記施設が、少なくとも約１５０℃の温度で有用な形態でＳＯ3の吸収熱を回収するプロセスにしたがって操作されるべく改造されており、前記方法が：
過剰な酸素を含むガス中で硫黄の供給源を燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と；
前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ3を含有する転化ガスに転化する工程と；
前記転化ガスを、第１の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第１の吸収液体と接触させることによって、三酸化硫黄を吸収し、および／または硫酸を前記転化ガスから前記第１の吸収液体へと移す工程と；
前記吸収液体を、前記第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および／または前記第１の吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、伝熱流体へと伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する工程と；
前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第２の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第２の吸収液体と接触させる工程であって、前記第２の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのＳＯ3が、前記第２の吸収液体において硫酸として回収される工程とを含み、
前記第２の吸収ゾーンが、前記改造の前に前記施設に存在しているインターパス吸収器によって構成され、前記第２の吸収ゾーンにおけるガスに対する前記第２の吸収液体の質量流量比が、約１．０〜約７．０または約１４〜約１８である方法。 - 硫酸へのＳＯ3の吸収熱の高温での回収のためのインターパス吸収器を含む既存の接触式硫酸プラントの改造方法であって：
三酸化硫黄を含む転化器ガスを受け入れるために新たな吸収器を取り付ける工程であって、前記新たな吸収器が、内部でさらなる硫酸を生成するために硫酸を含む第１の吸収液体にＳＯ3を高温吸収すべく設計される第１の吸収ゾーンを含む工程と；
前記第１の吸収液体からのＳＯ3吸収の熱を別の流体に伝達することによって、前記他の流体を少なくとも約１５０℃の温度まで加熱すべく設計される高温熱交換器を取り付ける工程と；
前記第１の吸収ゾーンと前記高温熱交換器との間で前記第１の吸収液体を循環させるための手段を取り付ける工程と；
前記高温吸収器を出る前記ガス流を、前記既存のインターパス吸収器の入口に送るための導管を取り付ける工程と；
前記既存のインターパス吸収器を通して第２の吸収液体を循環させるための手段を取り付ける工程であって、前記第２の吸収液体への移動によって前記第１の吸収ゾーンを出る前記ガス流から残りのＳＯ3を取り出すことができ、前記第２の吸収液体を循環させるための前記手段が、前記第２の吸収ゾーンにおけるガスに対する前記第２の吸収液体の質量流量比が約１．０〜約７．０または約１４〜約１８となるよう、大きさが決定され、および／または流れ制御手段に供される工程と
を含む方法。
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| US5593652A (en) * | 1995-06-28 | 1997-01-14 | Vulcan Materials Company | Method for increasing the production capacity of sulfuric acid plants and processes |
| WO2001036324A1 (en) * | 1999-11-01 | 2001-05-25 | Monsanto Company | Method for making sulfur trioxide, sulfuric acid, and oleum from sulfur dioxide |
| CN1509981A (zh) * | 2002-12-26 | 2004-07-07 | 孟山都（上海）有限公司 | 一种用于硫酸装置的热回收塔 |
| DE102005008109A1 (de) | 2005-02-21 | 2006-08-24 | Outokumpu Technology Oy | Verfahren und Anlage zur Herstellung von Schwefelsäure |
| RU2422357C2 (ru) * | 2005-09-23 | 2011-06-27 | Мекс, Инк. | Катализаторы на основе оксида рутения для конверсии диоксида серы в триоксид серы |
| ATE484485T1 (de) * | 2006-11-29 | 2010-10-15 | Haldor Topsoe As | Verfahren zur herstellung von schwefelsäure |
| CN101481095A (zh) * | 2009-02-05 | 2009-07-15 | 中国石化集团南京设计院 | 硫酸生产能量回收及利用工艺 |
| JOP20200123A1 (ar) * | 2010-01-20 | 2017-06-16 | Mecs Inc | استرجاع الطاقة في تصنيع حمض السلفريك |
| DE102010006541B4 (de) * | 2010-02-01 | 2016-03-17 | Outotec Oyj | Verfahren und Anlage zum Abkühlen von Säure |
| CN105209381B (zh) * | 2013-03-15 | 2018-05-18 | Mecs公司 | 三氧化硫吸收热的回收 |
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