JP2015212226A - 硫酸の製造におけるエネルギー回収 - Google Patents

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Abstract

【課題】吸収システムの上流のＳＯ2またはＳＯ3担持ガス流中への水蒸気の噴射によって増加した割合の反応水を導入することによって、向上した量のエネルギーを、吸収システムから回収する。【解決手段】本発明は、硫酸の製造におけるエネルギーの回収、より特定的には、硫酸への湿潤ＳＯ3の吸収からのエネルギー回収の向上に関する。本発明はさらに、ＳＯ3吸収の際のミスト形成の制御、およびＳＯ3吸収エネルギーが有用な形態で吸収酸から回収されるプロセスのＳＯ3吸収工程から出るガス流における硫酸ミスト含量の制御に関する。【選択図】図２

Description

本発明は、硫酸の製造におけるエネルギーの回収、より特定的には、硫酸への湿潤ＳＯ3の吸収からのエネルギー回収の向上に関する。本発明はさらに、ＳＯ3吸収の際のミスト形成の制御、およびＳＯ3吸収エネルギーが有用な形態で吸収酸から回収されるプロセスのＳＯ3吸収工程から出るガス流における硫酸ミスト含量の制御に関する。
２５年前、硫酸へのＳＯ3の吸収熱を有用な形態で回収するための技術が開発された。それ以前は、地域暖房用以外、何らかの有用な形態で吸収熱を回収することができなかった。その理由は、構成材料の問題で、ＳＯ3吸収器を運転できる温度が制限されたためである。ステンレス鋼で構成された吸収酸冷却器は、典型的に、およそ１１０℃の最高入口温度で運転された。
米国特許第４，５７６，８１３号明細書および同第４，６７０，２４２号明細書には、吸収器を出る硫酸流の強度を９８．５％以上、好ましくは９９％以上の濃度に維持し、酸によって湿らされる伝熱面を適切に選択されたＦｅ／Ｃｒ合金で構成した熱交換器において吸収熱を回収することによって、１２０℃以上の温度で、ＳＯ3吸収器および吸収酸冷却器を運転することができる方法が記載されている。
米国特許第４，５７６，８１３号明細書および同第４，６７０，２４２号明細書に記載される方法において、乾燥空気中で硫黄を燃焼させて、過剰な酸素を含有する乾燥ＳＯ2担持ガス流を生成し、ＳＯ2流を転化器に通して、乾燥ＳＯ3担持ガス流を生成し、これを吸収塔に送り、吸収塔においてＳＯ3の高温吸収のために硫酸と接触させる。高温塔（一般的に、「熱回収塔」と呼ばれる）からの吸収酸は、外側シェルおよび適切なＦｅ／Ｃｒ合金で構成される管を含む管形熱交換器を通して循環される。熱交換器において、熱が、伝熱流体に伝達され、有用な形態で回収される。米国特許第４，５７６，８１３号明細書および同第４，６７０，２４２号明細書に記載される方法の商業的な実施において、吸収酸から伝達された熱が、発電および／または調整（ｃｏ−ｏｒｄｉｎａｔｅ）プロセス運転に有用な中圧蒸気を生成する。
典型的に、高温吸収器は、インターパス塔（ｉｎｔｅｒｐａｓｓ ｔｏｗｅｒ）として機能し、このインターパス塔からＳＯ3が減損されたＳＯ2流が、ＳＯ3ガス流を生成するためにさらなる転化器段階に戻され、次に、ＳＯ3ガス流が、最終的な吸収塔に送られる。ＳＯ3の回収を最大にし、硫酸ミストを最小限に抑えるために、最終的な吸収塔は、通常、比較的穏やかな温度、例えば、約８０℃で運転される。
米国特許第５，１１８，４９０号明細書には、「湿潤ガス」からのＳＯ3吸収熱の回収が記載されている。米国特許第５，１１８，４９０号明細書に記載される方法において、水蒸気を除去するための乾燥塔に通していない周囲空気による硫黄の燃焼によってここで生成されたＳＯ2流の転化によって、ＳＯ3が生成される。ここで、ＳＯ3流中の水蒸気の分圧が、燃焼の際に生成される硫黄酸化物ガスによって希薄化される周囲空気の湿度を反映する。
米国特許第５，１３０，１１２号明細書には、ＳＯ3吸収操作から回収されるエネルギーが、吸収の前にＳＯ3転化ガス流中に蒸気を噴射することによって高められる方法が記載されている。蒸気噴射の後、転化ガスは、吸収器に入る前に、好ましくはエコノマイザー、より好ましくは凝縮エコノマイザーに通される。一般的な開示によれば、ガス流中に噴射される蒸気の割合は、ＳＯ3のモル当たり最大で１．０５モルの範囲であり得る。主な実施例において、蒸気噴射により、ＳＯ3ガス流の温度が約３０℃上昇するが、この流れの温度は、熱回収吸収ゾーンの上流の凝縮エコノマイザー中で約１００℃低下される。実施例２には、パイロットプラントで行われる腐食試験が記載され、この試験では、熱回収塔用の希釈水の１００％が、蒸気噴射によって供給された。
米国特許第５，５３８，７０７号明細書には、ＳＯ3吸収熱回収プロセスが記載され、このプロセスにおいて、吸収器を出る酸の濃度が、吸収ゾーンに入るＳＯ3転化ガス流中への蒸気の導入速度を調節することによって制御される。この開示は、主に吸収酸熱交換器の腐食を最小限に抑えるためのプロセス制御に関する。この文献で権利請求される方法の利点を記載する際に、米国特許第５，５３８，７０７号明細書では、この方法と、希釈水の１００％が湿潤プロセスガスで得られる仮想的な代案とを対比している。後者の選択肢は、共沸混合物よりはるかに高い、すなわち、９８．８％〜９９．２％の酸濃度を制御することができず、結果として腐食の悪影響を伴うとして批判されている。
米国特許第４，９９６，０３８号明細書には、希釈水を場合により塔内で循環酸に蒸気として加えることができる方法が記載されている。米国特許第４，９９６，０３８号明細書および米国特許第５，５３８，７０７号明細書の両方に、ＳＯ3ガス流が最初に導入される第１の吸収ゾーンと、第１のゾーンの上にあり、ガス流が冷却され、残りのＳＯ3が回収される第２の吸収ゾーンとを含む吸収塔における熱回収が記載されている。
熱回収塔に入るＳＯ3転化ガス流中への蒸気噴射は、米国において商業的に実施されている。吸収酸熱交換器の腐食および酸ミストの生成を含む様々な懸念のため、転化ガス中への蒸気噴射によって提供される希釈水の最高比率は、米国内の工業的運転の際に約３３％に制限されている。
吸収器に入る転化ガス中への蒸気噴射によってエネルギー回収が促進されるか否かにかかわらず、ガス流中の硫酸ミスト形成の可能性は、有用な形態で吸収熱を回収するために高温でＳＯ3吸収器を運転することによって一般に悪化される。高温運転では、ガス流におけるＳＯ3、硫酸および水蒸気の平衡濃度が高くなる。吸収器中、および吸収器のガス出口の下流のガス流導管中で、吸収酸に対して向流的に流れる間にガスが冷えるにつれて、硫酸がガス流中で凝縮して微細液滴になる。残りのＳＯ3はガス流中の水と組み合わされて、さらなる量の硫酸蒸気を生成し、これが凝縮してさらなるミストを形成する。蒸気噴射を含むがこれに限定されない乾燥ガス運転および湿潤ガス運転のいずれにおいても、ミストは複合体であり、問題となることが多かった。熱回収吸収器がインターパス吸収器として機能する場合、出口ガス流中のミストが、下流の表面に堆積して、著しい腐食を生じさせることがある。熱回収吸収器が最終的な吸収器として機能する場合、吸収器を出るガス流は、大気中に放出されて、大気中で硫酸ミストが汚染物質になる。
本発明の接触式硫酸プロセスにおいて、エネルギー回収の向上が、ＳＯ3が硫酸に吸収される吸収ゾーンから得られる。エネルギーは、有用な形態で、例えば、中圧蒸気として回収される。エネルギー回収の向上は、吸収酸で湿らされる熱交換面における腐食の制御を保ちつつ、酸ミストの過剰な生成または容認できないほどの生成もなく達成される。吸収ループから生成され得る中圧蒸気の量は、希釈水の約３３％以下が、吸収器に入るガス流に含まれる水蒸気の形態で供給されている商業的なプロセスと比較して、例えば最大で２５％以上、著しく増加され得る。
簡潔に言えば、本発明は、硫酸の調製方法であって、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る方法に関する。硫黄および乾燥された酸素含有ガスは、燃焼ゾーンに導入される。燃焼ゾーンに導入される酸素含有ガスの酸素含量は、このゾーンに導入される硫黄と比べて化学量論的に過剰である。硫黄は、乾燥されたガスの酸素によって燃焼されて、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が生成される。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ3を含有する転化ガスへと変換する。転化ガスは、吸収ゾーンにおいて硫酸を含む吸収液体と接触され、それによって、硫酸を転化ガスから吸収液体へと移す。ガスにおける当量の水蒸気含量を、吸収ゾーンに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吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される。吸収液体は、吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。
本発明は、さらに、硫酸の調製方法であって、硫黄が、過剰な酸素を含む乾燥ガス中で燃焼されて、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が生成される方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスは、吸収ゾーンにおいて硫酸を含む吸収液体と接触され、それによって、硫酸を転化ガスから吸収液体へと移す。ガスにおける当量の水蒸気含量を、吸収ゾーンに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吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される。吸収液体は、吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。
本発明はさらに、硫酸の調製方法であって、硫黄が、過剰な酸素を含むガス中で燃焼されて、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が生成される方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、硫黄酸化物担持ガス流を、三酸化硫黄を含有する転化ガスへと転化する。ガスにおける当量の水蒸気含量を、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べく、水蒸気が水蒸気噴射ゾーンにおいて硫黄酸化物担持ガス流中に導入される。ガス流の方向に対して水蒸気噴射ゾーンの下流の吸収ゾーンにおいて、転化ガスは、硫酸を含む吸収液体と接触され、それによって、硫酸を転化ガスから吸収液体へと移し、転化ガスは、水蒸気噴射ゾーンと吸収ゾーンとの間で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、吸収ゾーンに導入される。吸収液体は、吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。
さらなる態様において、本発明は、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を含む方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、硫黄酸化物担持ガス流を、三酸化硫黄を含有する転化ガスに転化する。転化ガスは、吸収ゾーンにおいて硫酸を含む吸収液体と接触され、それによって、硫酸を転化ガスから吸収液体へと移し、吸収ゾーンに入る三酸化硫黄に対する吸収ゾーンに入る吸収液体の質量流量比は、少なくとも約３０である。ガスにおける当量の水蒸気含量を、吸収ゾーンに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吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される。吸収液体は、吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。
さらなる態様において、本発明は、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を含む方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、硫黄酸化物担持ガス流を、三酸化硫黄を含有する転化ガスに転化する。転化ガスは、吸収ゾーンにおいて硫酸を含む吸収液体と接触され、それによって、硫酸を転化ガスから吸収液体へと移す。ガスにおける当量の水蒸気含量を、吸収ゾーンに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吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される。吸収液体は、吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、吸収ゾーンに入る当量のＳＯ3のキログラム当たり少なくとも約１１６０ＫＪ（ポンド当たり５００Ｂｔｕ）の量で伝熱流体に伝達され、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。
本発明はまた、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を含む方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスは、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れ、それによって、硫酸を転化ガスから第１の吸収液体へと移す。吸収液体は、第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。第１の吸収ゾーンを出るガス流は、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れ、それによって、第２の吸収液体中の残りのＳＯ3を硫酸として回収する。第１の吸収ゾーンを出る酸流の濃度および温度ならびに第１の吸収ゾーンに入る転化ガス流の温度および露点は、２０ｇ／Ｎｍ3以下、好ましくは１５、１０、５または１．０ｇ／Ｎｍ3以下の硫酸ミストを含有すべく第２の吸収ゾーンを出るガス流を制御できるようにするようなものである。好ましい実施形態において、ガスにおける当量の水蒸気含量を、第１の吸収ゾーンに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第１の吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される。しかしながら、ミストの制御は、吸収器に入るガス中に水蒸気が噴射される実施形態に加えて、転化ガスが乾燥されるかまたは大気中水分のみを含む実施形態に適用可能である。さらなる好ましい実施形態において、転化ガスに水蒸気を加えるかまたは加えずに、第２の吸収ゾーンを出るガス流は、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ（除去器）要素表面積の平方メートル当たり少なくとも３４０Ｎｍ3／時の速度でミストエリミネータシステムに通され、ミストエリミネータシステムを出るガスは、０．０５ｇ／Ｎｍ3未満の酸ミストを含有する。
さらに他の態様において、本発明は、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を含む方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスは、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れ、それによって、硫酸を転化ガスから第１の吸収液体へと移す。第１の吸収液体は、吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。第１の吸収ゾーンを出るガス流は、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れ、それによって、第２の吸収液体中の残りのＳＯ3を硫酸として回収し、第１の吸収ゾーンを出る第１の吸収液体の濃度および温度ならびに第１の吸収ゾーンに入る転化ガス流の温度および露点は、２０ｇ／Ｎｍ3以下、好ましくは１５、１０、５または１．０ｇ／Ｎｍ3以下の硫酸ミストを含有すべく第２の吸収ゾーンを出るガス流を制御することができるようなものである。吸収ゾーンを出るガス流は、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、５００Ｎｍ3／時以下の速度でミストエリミネータシステムに通され、ミストエリミネータシステムを出るガスは、０．０５ｇ／Ｎｍ3未満の酸ミストを含有する。好ましい実施形態において、ガスにおける当量の水蒸気含量を、第１の吸収ゾーンにガス流が入る前に全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第１の吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される。しかしながら、本発明のミスト制御の特徴は、転化ガスが乾燥しているかまたは大気中水分のみを含むプロセスに同様に適用可能である。
本発明はさらにまた、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を燃焼させて、二酸化硫黄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方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスの温度を、約３００℃〜約３３０℃に上昇させるのに十分な割合で、転化ガス中に水蒸気が導入される。転化ガスは、約３００℃〜３３０℃の温度で吸収ゾーンに導入される。転化ガスは、吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む吸収液体と接触され、それによって、硫酸を転化ガスから吸収液体へと移す。吸収液体は、吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。
本発明はさらに、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を含む方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスは、吸収ゾーンにおいて硫酸を含む吸収液体と接触され、それによって、硫酸を転化ガスから吸収液体へと移す。ガスにおける当量の水蒸気含量を、吸収ゾーンに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吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される。吸収液体は、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、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、循環吸収液体から伝達される。熱は、主要な熱交換器中で主要な伝熱流体に伝達され、それによって、主要な伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。熱は、補助的な熱交換器中で水流に伝達され、それによって、吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス流中に噴射するための水蒸気を生成する。
本発明はさらにまた、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を含む方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスは、吸収ゾーンにおいて硫酸を含む吸収液体と接触され、それによって、硫酸を転化ガスから吸収液体へと移す。吸収ゾーンに入る転化ガス中の三酸化硫黄のモル当たり、少なくとも０．４モルの硫酸蒸気含量をもたらすのに十分な割合で、ガス流の方向に対して吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される。吸収液体は、吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。
さらに他の態様において、本発明は、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を含む方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスは、吸収ゾーンにおいて硫酸を含む吸収液体と接触され、それによって、硫酸を転化ガスから吸収液体へと移す。ガス流の方向に対して吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入され、硫黄酸化物担持ガス流中に導入される水蒸気の割合、吸収ゾーンに導入される吸収液体における硫酸の強度および温度、ならびに吸収ゾーンにおけるＬ／Ｇ比は、ＳＯ3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、少なくとも約１．２の最大値に達するようなものである。吸収液体は、吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。
さらなる実施形態において、本発明は、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を含む方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスは、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れ、それによって、硫酸を転化ガスから第１の吸収液体へと移す。吸収液体は、第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。第１の吸収ゾーンを出るガス流は、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れ、それによって、第２の吸収液体中の残りのＳＯ3を硫酸として回収し、第２の吸収ゾーンに入る全ガス流に対する吸収ゾーンに入る第２の吸収液体の質量流量比は、約０．４〜約５である。好ましい実施形態において、ガスにおける当量の水蒸気含量を、第１の吸収ゾーンに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第１の吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される。しかしながら、ミストの制御は、吸収器に入るガス中に水蒸気が噴射される実施形態に加えて、ガスが乾燥されるかまたは大気中水分のみを含む実施形態に適用可能である。
本発明はさらに、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を含む方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスは、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れ、それによって、硫酸を転化ガスから第１の吸収液体へと移す。場合により、ガスにおける当量の水蒸気含量を、第１の吸収ゾーンに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０．４０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第１の吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される。吸収液体は、第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。第１の吸収ゾーンを出るガス流は、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れ、それによって、第２の吸収液体中の残りのＳＯ3を硫酸として回収する。第２の吸収ゾーンに入るガス流および第２の吸収ゾーンに入る第２の吸収液体流の相対流量は、気相の温度と、ガスが接触している第２の吸収液相の温度との最大局所積分平均差（ｍａｘｉｍｕｍ ｌｏｃａｌ ｉｎｔｅｇｒａｔｅｄ ａｖｅｒａｇｅ ｄｉｆｆｅｒｅｎｃｅ）が、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は、液体入口からこのゾーンまでの一定の距離によって画定されるこのゾーン内の気／液接触の箇所にわたる積分によって決定される。第１の吸収ゾーンに入るガス流中への水蒸気の噴射を含む実施形態および含まない実施形態のいずれにおいても、第２の吸収ゾーン中のガス流と酸流との間のΔｔの制御は、第２の吸収ゾーンを出る酸ミストの制御に効果的である。
さらなる態様において、本発明は、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を含む方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスは、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れ、それによって、硫酸を転化ガスから第１の吸収液体へと移す。場合により、ガスにおける当量の水蒸気含量を、第１の吸収ゾーンに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０．４０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第１の吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される。吸収液体は、第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。第１の吸収ゾーンを出るガス流は、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れ、それによって、第２の吸収液体中の残りのＳＯ3を硫酸として回収する。第２の吸収ゾーンに入るガス流および第２の吸収ゾーンに入る第２の吸収液体流の相対流量は、気相の局所バルク温度と、ガスが接触している第２の吸収液相の局所バルク温度との最大差が、液体入口からこのゾーンまでの一定の距離によって画定されるこのゾーン内の気／液接触の箇所内において３５℃以下であるようなものである。ミスト制御の向上は、水蒸気噴射を含む実施形態および含まない実施形態のいずれにおいても達成される。
本発明はさらにまた、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を含む方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスは、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れ、それによって、硫酸を転化ガスから第１の吸収液体へと移す。場合により、ガスにおける当量の水蒸気含量を、第１の吸収ゾーンに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０．４０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第１の吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される。吸収液体は、第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。第１の吸収ゾーンを出るガス流は、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れ、それによって、第２の吸収液体中の残りのＳＯ3を硫酸として回収する。第２の吸収ゾーンに入るガス流および第２の吸収ゾーンに入る第２の吸収液体流の相対流量は、気相の局所バルク温度と、ガスが接触している第２の吸収液相の局所バルク温度との差が、第２の吸収ゾーンの液体入口または液体出口のいずれにおいても３５℃以下であるようなものである。ミスト制御の向上は、水蒸気噴射を含む実施形態および含まない実施形態のいずれにおいても達成される。
本発明はさらに、硫酸の製造方法であって、空気中または酸素富化空気中で硫黄の供給源を燃焼させて、二酸化硫黄と過剰の未反応酸素とを含む燃焼ガスを生成する工程を含む方法に関する。燃焼ガスは、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するために触媒に通され、それによって、三酸化硫黄を含有する転化ガスを生成する。転化ガスは、熱回収吸収ゾーンにおいて、濃硫酸を含む吸収液体と接触され、吸収ゾーン中の気相流は、吸収液体流に対して向流的にこのゾーンに通され、ガス流および液体流の温度は、このゾーンのガス入口からガス出口に向かうにつれて低下する。吸収液体の硫酸濃度は、吸収液体濃度と共沸濃度との差が熱回収吸収ゾーン全体にわたって約＋１．０重量％以下とすべく制御される。
本発明はさらにまた、硫酸の製造方法であって、空気中または酸素富化空気中で硫黄の供給源を燃焼させて、二酸化硫黄と過剰の未反応酸素とを含む燃焼ガスを生成する工程と、燃焼ガスを、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するために触媒に通し、それによって、三酸化硫黄を含有する転化ガスを生成する工程とを含む方法に関する。転化ガスは、熱回収吸収ゾーンにおいて、濃硫酸を含む吸収液体と接触され、吸収ゾーン中の気相流は、吸収液体流に対して向流的にゾーンに通され、ガス流および液体流の温度は、このゾーンのガス入口からガス出口に向かうにつれて低下する。吸収液体の硫酸濃度は、ガス出口における吸収液体濃度と共沸濃度との差が約−０．１重量％以上となるよう制御される。
本発明はさらにまた、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を含む方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスは、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れ、それによって、硫酸を転化ガスから第１の吸収液体へと移す。ガス流の方向に対して第１の吸収ゾーンの上流の転化ガス中に水蒸気が導入される。好ましくは、転化ガス中の当量のＳＯ3のポンド当たり、３０Ｂｔｕを超える速度で、転化ガスから有用なエネルギーを回収するための任意の熱交換器の下流に水が導入される。ガスにおける当量の水蒸気含量を、第１の吸収ゾーンに入る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水蒸気の導入を行い、それによって、第１の吸収ゾーンに入る転化ガスの温度は、約２９０℃〜約３４０℃であり、その露点を少なくとも約４０℃上回り、硫黄酸化物担持ガス流中に導入される水蒸気の割合、吸収ゾーンに導入される吸収液体における硫酸の強度および温度、ならびに吸収ゾーンにおけるＬ／Ｇ比は、ＳＯ3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、少なくとも約１．２の最大値に達するようなものである。吸収液体は、第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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は、間接式熱交換器中のボイラー給水に伝達され、それによって、第１の吸収ゾーン中の第１の吸収液体へのＳＯ3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。吸収液体の硫酸濃度は、吸収液体濃度と共沸濃度との差が第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％超となるべく制御される。第１の吸収ゾーン中の第１の吸収酸および転化ガスの相対流は、このゾーン内の当量のＳＯ3基準でのＬ／Ｇが約２０〜約７０となるべく制御される。第１の吸収ゾーンを出るガス流は、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れ、第２の吸収ゾーンに入るガス流に含まれる残りのＳＯ3は、第２の吸収液体中の硫酸として回収される。第１の吸収ゾーンを出る酸流の濃度および温度ならびに第１の吸収ゾーンに入る転化ガス流の温度および露点は、２０ｇ／Ｎｍ3以下の硫酸ミストを含有すべく第２の吸収ゾーンを出るガス流を制御できるようにするようなものであり、第２の吸収ゾーンに入るガス流および第２の吸収ゾーンに入る第２の吸収液体流の相対流量は、気相の局所バルク温度と、ガスが接触している第２の吸収液相の局所バルク温度との差が、第２の吸収ゾーンの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。第２の吸収ゾーンを出るガス流は、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３００Ｎｍ3／時の速度でミストエリミネータシステムに通され、ミストエリミネータシステムを出るガスは、０．１ｇ／Ｎｍ3未満の酸ミストを含有する。
本発明はさらにまた、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を含む方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスは、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れ、それによって、三酸化硫黄を転化ガスから吸収液体へと移す。吸収液体は、吸収ゾーンと主要な間接式熱交換器との間で循環され、間接式熱交換器において、熱が、主要な伝熱流体に伝達され、それによって、主要な伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。主要な熱交換器を出る吸収液体流は、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られる。補助的な液体流は、ボイラー給水脱気装置の補助的な間接式熱交換器に通され、熱は、脱気装置の補助的な熱交換器において、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。脱気蒸気は、脱気装置に送られ、脱気装置において、ボイラー給水が、ボイラー給水から非凝縮物を取り除くために脱気蒸気と接触される。水蒸気と非凝縮性ガスとを含む脱気装置排気流が、脱気装置から取り出される。
本発明はさらにまた、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、この施設が、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方法にしたがって操作されるよう改造される方法に関する。この方法は、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を含む。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスは、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れ、それによって、三酸化硫黄を吸収し、および／または硫酸を転化ガスから第１の吸収液体へと移す。吸収液体は、第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。第１の吸収ゾーンを出るガス流は、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れ、第２の吸収ゾーンに入るガス流に含まれる残りのＳＯ3は、第２の吸収液体中の硫酸として回収される。第２の吸収ゾーンは、改造の前にこの施設に存在するインターパス吸収器によって構成され、第２の吸収ゾーン中のガスに対する第２の吸収液体の質量流量比は、約１．０〜約７．０または約１４〜約１８である。
本発明はさらにまた、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に関する。この方法は、（１）三酸化硫黄を含む転化器ガスを受け入れるための新たな吸収器であって、さらなる硫酸を内部で生成するために、硫酸を含む第１の吸収液体へのＳＯ3の高温吸収のために設計された第１の吸収ゾーンを含む新たな吸収器と；（２）第１の吸収液体から別の流体へとＳＯ3吸収の熱を伝達し、それによって、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た高温熱交換器と；（３）第１の吸収ゾーンと高温熱交換器との間で第１の吸収液体を循環させるための手段と；（４）高温吸収器を出るガス流を既存のインターパス吸収器の入口に送るための導管と；（５）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であって、第２の吸収液体への移動によって第１の吸収ゾーンを出るガス流から残りのＳＯ3を取り出すことができ、第２の吸収ゾーン中のガスに対する第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となるべく、大きさが決定され、および／または流れ制御手段（ｃｏｎｔｒｏｌ ｉｎｓｔｒｕｍｅｎｔａｌｉｔｉｅｓ）に供される第２の吸収液体を循環させるための手段とを取り付ける工程を含む。
本発明はさらに、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を含む方法に関する。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、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。転化ガスは、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れ、それによって、硫酸を転化ガスから第１の吸収液体へと移す。当量の水蒸気含量を、第１の吸収ゾーンに入る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、ガス流の方向に対して第１の吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される。第１の吸収液体は、第１の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。第１の吸収ゾーンを出るガス流は、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れ、第２の吸収ゾーンに入るガス流に含まれる残りのＳＯ3は、第２の吸収液体中の硫酸として回収される。第２の吸収酸を第２の吸収ゾーンに送達する速度は、気相の局所バルク温度と、ガスが接触している第２の吸収液相の局所バルク温度との差を、第２の吸収ゾーンの液体入口および液体出口の両方において約３５℃以下に維持すべく制御される。第２の吸収ゾーンに入る第２の吸収酸の濃度は、第２の吸収ゾーンを出るガスの組成が、含水量に関して共沸組成と等しいかまたはそれを上回り、ＳＯ3含量に関して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第２のゾーンに提供すべく制御される。
本発明はさらに、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を含む方法に関する。硫黄および乾燥された酸素含有ガスは、燃焼ゾーンに導入される。燃焼ゾーンに導入される酸素含有ガスの酸素含量は、このゾーンに導入される硫黄と比べて化学量論的に過剰である。硫黄は、乾燥されたガスの酸素によって燃焼されて、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が生成される。燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流は、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れ、それによって、硫黄酸化物担持ガス流を、ＳＯ3を含有する転化ガスへと変換する。転化ガスは、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れ、それによって、硫酸を転化ガスから吸収液体へと移す。ガスにおける当量の水蒸気含量を、吸収ゾーンに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吸収ゾーンの上流の硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気が導入される。吸収液体は、吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環され、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、それによって、伝熱流体を少なくとも１５０℃まで加熱する。
第１および第２の向流吸収ゾーンを含む従来技術のＳＯ3吸収および吸収エネルギー回収システムのプロセス流れ図であり、反応水の最大で約３分の１が、第１のゾーンに入るＳＯ3担持流中への蒸気の噴射によって供給される。 第１の熱回収向流吸収ゾーンおよび第２の向流吸収ゾーンを含む、本発明の好ましい実施形態に係るＳＯ3吸収および吸収エネルギー回収システムのプロセス流れ図であり、反応水および希釈水の９５〜１００％が、第１のゾーンに入るＳＯ3担持流中への蒸気の噴射によって供給される。 図２のプロセス流れ図と類似のプロセス流れ図であり、循環吸収酸が、第１の吸収ゾーンに戻される流れと、第２の吸収ゾーンに循環される画分とに分けられる。 ＳＯ3、水、およびＨ2ＳＯ4についての絶対温度の逆数に対する蒸気圧の対数プロットである。 吸収器の前のガス流中への飽和した大気中蒸気の噴射によって与えられる化学量論反応の水の必要量の割合に応じてプロットされた、乾燥ガス接触式硫酸プラントにおいて吸収器に入る典型的なＳＯ3担持ガス流のガス温度およびガス露点についての曲線を示す。 ガス流中への蒸気噴射を行うためのノズルおよびバッフルを示す、塔の底部へのＳＯ3担持転化ガスの送達のためのガス流導管の半概略的な長手方向断面図とともに、向流ＳＯ3吸収熱回収塔の概略図である。 １モルのＳＯ3の当量当たり、約１モルの水蒸気の当量を含有するガス流が中に導入される向流ＳＯ3吸収システムの操作の際の気相温度に応じた、ＳＯ3から硫酸への転化率、気相の組成、および凝縮の程度をプロットしている曲線を示す。 熱回収カラムの吸収ゾーンにおける理論上の吸収段階の数に応じたＳＯ3回収の程度を示すための、実施例５において言及されるような、１つの吸収ゾーンを有する本発明のシミュレートされた方法の実施形態のプロセス流れ図である。 図３のプロセス流れ図と類似のプロセス流れ図であり、熱が、循環される吸収酸画分から第２の吸収ゾーンへと伝達され、第１の吸収ゾーンに入るＳＯ3担持ガス流中に噴射するための蒸気が生成される。 硫黄元素以外の供給源から生成されるＳＯ2流から生成されるＳＯ3を吸収するために構成されている以外は図９の流れ図と類似の流れ図である。 脱気のための蒸気の生成の際の第２の吸収液体からの熱の回収、脱気の前に脱気されていないボイラー給水を予熱する工程、脱気されたボイラー給水をさらに予熱する工程、および１５０℃を超える吸収熱の回収のための、予熱され、脱気された給水の熱交換器への送達を示すプロセス流れ図である。 図２、３または１０に示されるタイプのＳＯ3吸収および熱回収システムの第１の吸収ゾーンについての典型的な気体温度、液体温度、およびミスト濃度プロファイルを示す。 ガス流を冷却するのに必要な流れと比較して高い液体流動条件下での、図２、３または１０に示されるタイプのＳＯ3吸収および熱回収システムの第２の吸収ゾーンについての典型的な気体温度、液体温度、およびミスト濃度プロファイルを示す。 図２、３または１０に示されるタイプのＳＯ3吸収および熱回収システムの第２の吸収ゾーンについての低い液体流動条件下での典型的な気体温度、液体温度、およびミスト濃度プロファイルを示す。 図２、３または１０に示されるタイプのＳＯ3吸収および熱回収システムの第２の吸収ゾーンについての好ましい中程度の液体流動条件下での典型的な気体温度、液体温度、およびミスト濃度プロファイルを示す。 図２、３または１０に示されるタイプのＳＯ3吸収および熱回収システムの第２の吸収ゾーンについての好ましい中程度の液体流動条件下での典型的な気体温度、液体温度、およびミスト濃度プロファイルを示す。 水蒸気を噴射せずに操作され得るが、ミスト生成を制御するための本発明の方法の特定の好ましい実施形態に係る、第１および第２の向流吸収ゾーンを含むＳＯ3吸収および吸収エネルギー回収システムのプロセス流れ図である。 図１８のプロセスが、水蒸気を転化ガスまたは燃焼ガス中に噴射せずに操作されることを除いて、図３のプロセス流れ図とほぼ類似したプロセス流れ図である。 第１の吸収ゾーンおよび第１のゾーンの上に位置する第２の吸収ゾーンの両方を含む向流熱回収吸収器の第１の吸収ゾーンにおけるガス入口からの距離に対する、ガス流中のＳＯ3、Ｈ2ＳＯ4蒸気および水蒸気の成分流をプロットしており、ここで、第１の吸収酸が、９９．５重量％の濃度で第１の吸収ゾーンに入り、第２の吸収酸が、９８．５重量％の濃度で第２の吸収ゾーンに入り、第２のゾーンを出る第２の酸は、第１のゾーンの上側部分に流れ込む。 第１の吸収ゾーンおよび第１のゾーンの上に位置する第２の吸収ゾーンの両方を含む向流熱回収吸収器の第２の吸収ゾーンにおけるガス入口からの距離に対する、ガス流中のＳＯ3、Ｈ2ＳＯ4蒸気および水蒸気の成分流をプロットしており、ここで、第１の吸収酸が、９９．５重量％の濃度で第１の吸収ゾーンに入り、第２の吸収酸が、９８．５重量％の濃度で第２の吸収ゾーンに入り、第２のゾーンを出る第２の酸は、第１のゾーンの上側部分に流れ込む。 第１の吸収ゾーンおよび第１のゾーンの上に位置する第２の吸収ゾーンの両方を含む向流熱回収吸収器の第２の吸収ゾーンにおけるガス入口からの距離に対する、ガス流中のＳＯ3、Ｈ2ＳＯ4蒸気および水蒸気の成分流をプロットしており、ここで、第１の吸収酸が、９９．５重量％の濃度で第１の吸収ゾーンに入り、第２の吸収酸が、９９．２重量％の濃度で第２の吸収ゾーンに入り、第２のゾーンを出る第２の酸は、第１のゾーンの上側部分に流れ込む。 向流熱回収吸収ゾーンにおける温度に応じて、濃度操作線、温度操作線および共沸組成をプロットしている線図である。 吸収ゾーンの上流のＳＯ3担持ガス流中への噴射のための水蒸気供給源として使用可能な蒸気の生成の際の第２の吸収液体からの熱の回収を示す、図１１のプロセス流れ図と類似の別のプロセス流れ図である。 図３、９、１０、１１および２３のプロセス流れ図と類似した、第１の吸収ゾーンへの高い速度の蒸気噴射を含む本発明の好ましい実施形態に係るＳＯ3吸収および吸収エネルギー回収システムのプロセス流れ図であり、第２の吸収ゾーンの操作を制御するためのシステムの概略図を示している。
対応する参照符号は、図面におけるいくつかの図中の対応する構成要素を示す。
接触式硫酸プラントにおいて、ＳＯ2および酸素を含有するガス流は、ＳＯ3へのＳＯ2の酸化を促進する触媒と接触される。典型的に、ＳＯ2担持ガス流は、硫黄元素の燃焼によって生成される。しかしながら、ＳＯ2担持流は、金属鉱石、例えば、黄鉄鉱の焙焼の際、または他の硫黄担持化合物の燃焼によって、または使用済み酸の再生（ＳＯ2が、酸の分解によって生成される）の際にも生成され得る。次に、転化ガス中のＳＯ3は、強硫酸への吸収によって回収される。得られる吸収熱が、別の流体への伝達によって吸収酸から回収される場合、回収される熱の量は、吸収器に入るＳＯ3担持ガス流中への水蒸気の噴射によって向上され得る。
接触式硫酸製造プラントにおける硫黄酸化物担持ガス流中への水蒸気の噴射により、ＳＯ3と水との気相反応が生じて、気相中にＨ2ＳＯ4が形成される。水蒸気は、ＳＯ3担持転化ガス中に直接かまたは転化器の上流のＳＯ2担持燃焼ガス中のいずれかに噴射され得る。いずれの場合も、水蒸気は、ガス中に既に存在するＳＯ3と反応するか、またはＳＯ3が形成された後、ＳＯ3と反応する。本発明の方法の様々な好ましい実施形態において、水蒸気は、転化器の上流のＳＯ2担持ガスではなくＳＯ3担持転化ガス中に噴射され、より好ましくは、水蒸気は、ＳＯ2および酸素の反応熱が回収される熱交換器の下流で噴射される。
ＳＯ3と水との気相反応は、ガスの温度を上昇させる高度な発熱反応である。気相反応はまた、Ｈ2ＳＯ4への転化が温度に反比例して変化する平衡反応である。気相Ｈ2ＳＯ4、ＳＯ3および水蒸気を含むガス流が、硫酸と接触されるとき、いくつかの現象が生じ、そのそれぞれがかなりのエネルギーを生成し、それによって、液相の温度を上昇させる。これらは、Ｈ2ＳＯ4の凝縮、ＳＯ3の吸収、水蒸気の凝縮、ＳＯ3と水との液相反応、および、典型的に、気相から液相への顕熱の伝達を含む。熱が、液相、すなわち、吸収酸から伝熱流体へと伝達される場合、ＳＯ3と水との反応の気相熱、Ｈ2ＳＯ4の凝縮熱、ＳＯ3の凝縮熱、および吸収熱、すなわち、ＳＯ3と水との反応の液相熱は全て、有用な形態で回収され得る。
したがって、吸収器およびその関連する酸冷却器が高温で運転される場合、吸収器の上流のＳＯ3担持転化ガスまたはＳＯ2担持燃焼ガス中への水蒸気の噴射は、高温で回収され得るエネルギーの量をかなり向上させる。
しかしながら、本発明以前には、蒸気が、化学量論反応の水の必要量の約３３％を超える割合で噴射される場合、すなわち、当量のＳＯ3含量に対する当量の水蒸気含量のモル比を、吸収器に入るガス中、約０．３３を超える値まで上げるのに十分な割合で蒸気が噴射される場合、酸冷却器の過度の腐食および／または過度の硫酸ミスト生成が発生され得るという懸念によって蒸気噴射の程度は制限されていた。
ＳＯ3との反応のために加えられる水は、本明細書において希釈水と呼ばれることがあり、その理由は、従来の実施の際には、循環吸収酸流は、吸収ゾーン中へのＳＯ3の導入の速度と化学量論的に同等の速度で水で希釈されるためである。次に、吸収酸が吸収ゾーンを通過し、ガス流からＳＯ3を吸収して、希釈水との反応によって液体中に硫酸を生成するにつれて、酸強度が徐々に上がる。したがって、吸収器を出る酸は、吸収工程の目標濃度であり、吸収酸流が得られ、これは、システムから取り出される生成物の酸流と、吸収ゾーンへの導入の前に水で希釈される再循環酸流とに分けられる。
吸収ゾーンの前のＳＯ3担持ガス流中への反応水の導入により、吸収ゾーンにわたる酸濃度勾配が減少する。反応水の１００％が、水蒸気の形態でＳＯ3流中に導入される場合、吸収ゾーンにわたる濃度勾配は、全体的になくなり、すなわち、それ自体希釈がなく、このゾーン全体にわたって液相中の酸強度が一定である。この濃度が低過ぎる値に維持される場合、合金吸収容器に過度の腐食が生じ得る。濃度が高過ぎる場合、吸収されていないＳＯ3が、吸収器を通過し、それによって、収率が低下し、ガスが吸収器の下流で冷却されるときにかなりの硫酸ミストが生じ、および／または下流の触媒接触ゾーンにおいて転化を阻害するおそれがある。
しかしながら、本発明によれば、吸収システムの上流のＳＯ2またはＳＯ3担持ガス流中への水蒸気の噴射によって増加した割合の反応水を導入することによって、向上した量のエネルギーが、吸収システムから回収され得ることが発見された。さらに、本方法は、過度の腐食、および酸ミストの過度の生成を生じずに吸収システムからのかなり向上したエネルギー回収を達成するべく操作され得る。これらの好ましい結果は、ＳＯ2またはＳＯ3担持ガス流中への水蒸気の導入に対する吸収システムの応答に影響するプロセス変数の組合せの特定（ｉｄｅｎｔｉｆｉｃａｔｉｏｎ）、調整（ｃｏ−ｏｒｄｉｎａｔｉｏｎ）および制御から生じる。適切な条件は、吸収システムの前にこの流れに導入される希釈水の割合に応じたＳＯ3担持ガス流の組成および温度についてのデータを考慮し、温度に応じた共沸組成についてのデータを考慮して選択される。
熱回収吸収ゾーンの上流のガス中への水蒸気の噴射によって供給される希釈水の割合を増加することにより、吸収システムから最終的に回収されるエネルギーのかなりの増加が可能になる。この操作形態は、気相中の生成物である硫酸の形成から得られる高いガス温度および高いガスエンタルピーを提供する。硫酸の蒸発の顕熱および潜熱は、典型的に中圧蒸気の生成によって、熱回収吸収器熱交換器において気相から有用な形態で回収される。本発明の方法によれば、熱回収の速度は、米国での運転において工業規模で得られるＳＯ3吸収システムからの有用な熱回収の最高速度から２５％程度だけ上昇され得る。例えば、０．３メガパスカル（３バール）ゲージ以上、典型的に０．７メガパスカル（７バール）ゲージ以上における中圧蒸気が、吸収システムにおける正味の硫酸生成のトン当たり０．４８トンの速度で生成される（ここで、必要な希釈水の１／３が、吸収器の前にガス流中に蒸気を噴射することによって提供される）一方、エネルギー回収の速度は、生成される硫酸のトン当たり０．６〜０．９トンもの高さの中圧蒸気に上昇され得る（ここで、蒸気噴射によって提供される反応水の割合は、９５〜１００％に増加され、熱回収吸収ゾーンにおける濃度勾配は、０．２重量％以下に減少される）。反応水の１００％以上が、熱回収吸収ゾーンの上流で噴射される蒸気の形態で提供される場合、希釈装置の容器を省略すると、資本および保守費用がさらに大きく節約される。
図１に示されるのは、従来技術のＳＯ3吸収および吸収エネルギー回収システムであり、このシステムでは、最大で約３３％の希釈水が、システムに入るＳＯ3担持ガス流中への蒸気の噴射によって提供される。システムへの硫黄酸化物担持ガスの流れに対してＳＯ3吸収および吸収エネルギー回収システムの上流で、ＳＯ2担持ガス流が、空気を上回る硫黄を燃焼させることによって生成される。あるいは、ＳＯ2担持流が、典型的に硫化鉱石（ｓｕｌｆｉｄｉｃ ｏｒｅ）の焙焼によって、冶金プラントにおいて生成され得る。ＳＯ2と少なくとも化学量論的に同等の割合で未消費の酸素を含有するＳＯ2担持流が、触媒転化器に通され、触媒転化器において、高い割合のＳＯ2が、ガス中での酸素との触媒反応によってＳＯ3に転化され、したがって、ＳＯ3を含む転化ガスを生成する。ＳＯ3へのＳＯ2の酸化により、かなりの反応熱が生成され、この熱は、ＳＯ3担持転化ガスを、１つ以上の熱交換器、例えば、廃熱ボイラー、過熱水蒸気発生器および／またはエコノマイザーに通すことによって、少なくとも部分的に回収される。
次に、転化ガスは、図１に示されるように、ＳＯ3吸収および吸収エネルギー回収システムに送達される。このシステムは、吸収器（例えば、向流吸収塔１）を含み、吸収器において、吸収液体に硫酸を徐々に加える形でＳＯ3をガス流から液相へと移動するために、ＳＯ3転化ガス流が濃硫酸と接触される。吸収器において、液体流およびガス流は、熱回収吸収ゾーン３内で接触され、熱回収吸収ゾーン３は、酸相と液相との間の気／液接触および物質移動を促進するための手段を含む。図示されているように、ガスおよび液体は、熱回収吸収ゾーン３を通って向流的に流れる。ガスおよび液体は、代わりに、例えば、ベンチュリ塔などの並流吸収器において接触され得ることが当業者によって理解されよう。
吸収システムは、吸収酸から吸収エネルギーを回収するための外部熱交換器５と、さらなる量のＳＯ3との反応のために水が再循環酸流中に導入される希釈装置７とをさらに含む。富化された硫酸流が、酸出口９を介して塔から取り出され、酸循環ポンプ１１によって熱交換器５および希釈装置７を通して循環され、酸戻り入口１３において塔に戻される。
吸収ゾーンを高温で操作することによって、高温酸流が生成され、これを用いて、伝熱流体を高温に加熱することができる。伝熱流体は、典型的に、約１４４℃を超える温度、例えば、１６０℃〜２３５℃の範囲の温度まで加熱される。したがって、熱交換器５が熱回収システム（ＨＲＳ）ボイラーである場合、蒸気が、０．４メガパスカル（４バール）ゲージ超、より典型的に０．５メガパスカル（５バール）ゲージ超、好ましくは約０．５メガパスカル（５バール）〜約１メガパスカル（１０バール）の圧力で内部で生成され得る。蒸気は、現地のサービス需要および全体的なプロセス経済性から認められる場合、１．８〜２メガパスカル（１８〜２０バール）ゲージの範囲の圧力で生成され得る。
図１に示されるように、吸収器は、場合により、有利には２つの吸収ゾーンを含む。第１の熱回収吸収ゾーン３は、有用な形態で吸収エネルギーを回収するために酸循環ポンプ１１を介して熱交換器５を通して循環される高温吸収酸流を生成すべく高温で操作される。第２の吸収ゾーン１５は、塔１において第１の吸収ゾーンの上に配置される。第２の酸入口１７において導入される酸は、第１の吸収ゾーンを出るガスに対して向流的に、第２の吸収ゾーンを通過する。第２の吸収ゾーンは、ガス流を冷却すべく機能し、気相から残りの硫酸を凝縮し、第２の吸収酸への吸収によってガス流から残りのＳＯ3を取り出す。図１に示されるように、第２の吸収酸は、下向きに流れて第１の吸収ゾーンに入り、第１のゾーンを通って流れる第１の吸収酸流の一部になる。
第２の吸収ゾーン１５を出る減損ガス流は、残りの硫酸ミストを除去するためにミストエリミネータ１９を通過する。熱回収吸収システムが、インターパスプラントのインターパス吸収器を含む場合、ミストエリミネータを出るガスは、転化器のさらなる段階に戻される。単一パスプラントにおいて、ミストエリミネータを出るガスは、大気中に放出される。
従来技術のプロセスにおいて、希釈水の一部が、吸収塔ガス入口２３の上流の噴射ポート２１を介してＳＯ3転化ガス流中に水蒸気として導入される。しかしながら、腐食およびミスト生成の懸念のため、吸収器の上流のガス中に導入される水蒸気の割合は、約３３％以下に制限されてきており、すなわち、水蒸気は、ガスにおける全当量の水蒸気含量の比率が、第１の吸収ゾーン３に入る前にガス流における全当量のＳＯ3含量のモル当たり０．３３モル以下であるような割合で導入されてきた。希釈水の少なくとも約６７％は、典型的に液体形態で、希釈装置７を介して導入される。あるいは、希釈水の残りの一部または全ては、第２の酸入口１７を介してより低い濃度の硫酸の直交流によって供給され得る。
比較すると、本発明の方法において、ガスにおける当量の水蒸気含量を、吸収ゾーンに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０．４０モルまで増加させるのに十分な割合で、水蒸気が、吸収システムの上流で導入される。好ましくは、ガスにおける当量の水蒸気含量を、吸収ゾーンにガス流が入る前にガスにおける全当量のＳＯ3含量当たり、少なくとも約０．５０モル、より好ましくは少なくとも約０．５５モル、より好ましくは少なくとも約０．６０モル、さらに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、０．９０または０．９５モルまで増加させるのに十分な割合で、水蒸気が導入される。水蒸気が、硫黄酸化物ガス流の方向に対して転化器の上流で導入される場合、これらの比率は、全ＳＯ2含量に対して測定され得る。より一般的に、これらの比率は、全当量の硫黄酸化物ガス含量、すなわち、ＳＯ2プラス当量のＳＯ3に関して表され得る。これらの比率のため、当量の水蒸気含量は、気相中で硫酸に転化された水蒸気を含み、当量のＳＯ3含量は、気相中で硫酸に転化されたＳＯ3を含む。
本発明の方法は、「乾燥ガス」プラント（このプラントでは、硫黄燃焼空気が、燃焼空気流の方向に対して硫黄バーナーの上流の乾燥塔において硫酸と接触することによって乾燥される）、または「湿潤ガス」プラント（このプラントでは、硫黄供給源が、乾燥されていない周囲空気中で燃焼され、および／または硫黄供給源自体が、水分の供給源である）のいずれかにおいて実施され得る。冶金プラントにおいて生成されるＳＯ2流は、使用済みの硫酸の分解によって生成されるＳＯ2流と同様に典型的に「湿潤」している。いくつかの硫黄供給源は、水素を含有する硫黄化合物、例えば、硫化水素またはメルカプタンを含み、これらは必然的に「湿潤」ＳＯ2ガスを生成し、このガスは、転化のための湿潤ＳＯ3ガス供給源に転化される。乾燥ガスプラントにおいて、全当量の水蒸気含量をもたらすのに十分な速度で、ＳＯ3担持ガスに水蒸気が導入される。湿潤ガスプラントにおいて、目標の当量の水蒸気含量とガス中に既に存在する水蒸気濃度との差に相当する水蒸気が所定の速度で導入される。硫黄供給源がＨ2Ｓであり得る本発明の実施形態において、希釈水必要量の１００％が、水蒸気の追加的な噴射なしで燃焼ガス中に提供される。一般に、第１の熱回収吸収ゾーンにおける質量流量比、第１および第２の吸収ゾーンにおける酸濃度プロファイル、第１の吸収ゾーンに入る転化ガス温度の選択、第１の反応ゾーンにおける気相の組成プロファイル、および酸ミストの制御についての様々な条件（ｐｒｏｖｉｓｉｏｎ）に関する本発明の改良および変更は、硫黄燃焼プラントについて開発された。好ましくは、それらはまた、硫黄供給源が硫黄元素以外、例えば、金属供給源およびＨ2Ｓなどの供給源であるプロセスに適するいかなる場合にも適用される。より好ましい実施形態において、硫黄供給源は、硫黄元素または硫化鉱石である。
いくつかの乾燥した地理的地域において、周囲空気の相対湿度は、硫黄燃焼接触式硫酸プラントの運転が、硫黄燃焼空気のための乾燥塔がなくても「乾燥ガス」プラントに類似し得るようなものであり得る。しかしながら、本発明の趣旨では、空気中で硫黄を燃焼させることによって生成される燃焼ガスがＳＯ2のモル当たり０．００５モルを超える水蒸気を含有する場合、プラントは、「湿潤ガス」プラントとみなされ得る。本発明の方法は、ＳＯ2流の転化によって得られるＳＯ3の吸収が、ＳＯ2のモル当たり、０．００５モル以下、より典型的に約０．００２モル以下の水蒸気を含有する乾燥ガス運転に適用可能であるが、これに限定されない。
本発明の好ましい実施形態に係るＳＯ3吸収および吸収エネルギー回収システムの例示的な流れ図が、図２に示される。吸収システムは、熱回収（第１の）吸収ゾーン１０３と第２の吸収ゾーン１１５とを含有する吸収塔１０１を含む。両方の吸収ゾーンが、充填（ｐａｃｋｉｎｇ）手段または気相と液相との間の気／液接触および物質移動を促進するための他の手段を含む。ＳＯ3担持転化ガスが、ガス入口１２３を介して塔の底部中に導入される。ガスは、吸収酸の下向きの流れに対して向流的に第１の吸収ゾーン１０３を通って上向きに流れる。ＳＯ3の吸収および気相からのＨ2ＳＯ4の凝縮によって増加される吸収酸が、第１の吸収ゾーンの底部を出て、酸出口１０９において塔から取り出され、吸収酸から伝熱流体への熱の伝達によって有用な形態で吸収熱を回収するために、酸循環ポンプ１１１を介して熱交換器１０５を通して循環される。熱交換器を出る酸は、吸収システム、主に熱回収吸収ゾーンにおける硫酸の正味の生成に等しい画分、プラス外部の供給源（例えば、第２の吸収ゾーンまたは希釈媒体としての直交流において使用するため）から提供される任意の酸を取り出すために分けられる。残りの画分は、塔の酸戻り入口１１３を介して第１の吸収ゾーン１０３の上部に再循環される。
第１の吸収ゾーン１０３の上部を出る減損ガス流が、第２の吸収ゾーンの上部またはその上にある第２の酸入口１１７を介して塔に供給される第２の吸収酸に対して向流的に第２の吸収ゾーン１１５を通って上向きに通過する。示されるように、第２の吸収酸が、第２の吸収ゾーンの酸出口（底部）から第１の吸収ゾーン中へと流れ、ここで、第２の吸収酸は、第１の吸収酸流の一部になる。第２の吸収ゾーン１１５の上部を出る減損ガスは、硫酸ミストを除去するためのミストエリミネータ１１９を通過する。そのため、ガスが、転化器のさらなる段階に戻されるかまたはシステムから排出される。
本発明の趣旨では、ＳＯ3吸収および吸収エネルギー回収システムは、熱回収吸収ゾーン１０３、第２の吸収ゾーン１１５（存在する場合）、熱回収吸収ゾーンを出る吸収酸から有用な形態でエネルギーを回収するための熱交換器１０５、酸循環ポンプ１１１、および熱回収塔１０１（その内部に熱回収吸収ゾーンが含まれる）を含む。本発明の明細書において、第１の熱回収吸収ゾーンとしての熱回収吸収ゾーン１０３の表記は、第２の吸収ゾーン１１５の存在を必要としないことが理解される。本方法の好ましい実施形態において、蒸気が、熱交換器１０５において、好ましくは少なくとも約０．４メガパスカル（４バール）ゲージの圧力で生成される。有用なエネルギーが（第１の）熱回収または第２の吸収ゾーン（存在する場合）からそれを取り出した後に吸収酸から回収される任意の他の熱交換器はまた、ＳＯ3吸収および吸収エネルギー回収システムの一部である。これらのいくつかが本明細書に記載される。吸収および吸収エネルギー回収システムは、（第１の）熱回収ゾーンまたは第２の吸収ゾーン（存在する場合）を出た後であるが、ＳＯ3転化器のさらなる段階に導入される前に、減損ガス流から残りの熱を回収するための任意の熱交換器も含むであろう。
熱回収吸収システム自体は、硫黄酸化物ガス流の流れに対して熱回収吸収ゾーンの上流の何らかの硫黄酸化物ガス流（ＳＯ2燃焼ガスまたはＳＯ3転化ガスのいずれか）から熱を取り出すための何らかの手段、またはＳＯ2からＳＯ3へのさらなる転化が熱回収塔の下流で行われたガスからエネルギーを回収するための何らかの手段を含まない。しかしながら、本明細書において特に規定される場合を除いて、このような手段の存在は、本発明の方法を実施する硫酸プロセスから除外されない。熱回収吸収システムは、（第１の）熱回収ゾーンまたは第２の吸収ゾーンのいずれかに導入および／または再循環されるいずれかの酸流中に位置し得る任意の希釈装置を含む。
図２に示されるように、熱回収吸収システムは、希釈装置を含まない。したがって、この好ましい実施形態において、希釈水の１００％が、噴射ポート１２１を介して転化ガス中への水蒸気の噴射によって供給され、塔のガス入口１２３の上流の転化ガス供給導管１２９内の水蒸気噴射ゾーン１２７においてガスと混合される。しかしながら、必要に応じて、第１の吸収ゾーンの上流での噴射によって供給される希釈水の割合が、ガスにおける当量の水蒸気含量を、第１の吸収ゾーンに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約０．４０モル〜約１．０５モルまで増加させるのに十分な範囲の値で制御され得ることが理解されよう。このモル比が約１．００未満である場合、追加の希釈水が、図１の希釈装置７と同等の希釈装置を介してまたは第１の吸収ゾーン内でのガス流または酸流中への噴射によって加えられてもよい。一般に、水蒸気は、第１の吸収ゾーン１０３に入るガスにおける当量のＳＯ3含量に対する当量の水蒸気含量のモル比が、約０．４０〜１．０５、好ましくは約０．５０〜約０．９８または１．００、好ましくは約０．５５〜約０．９８または１．００、より好ましくは約０．６０〜約０．９８または１．００、さらにより好ましくは約０．７０〜約０．９８または１．００、最も好ましくは約０．８０または０．９０〜約０．９８または１．００となるのに十分な割合で、噴射ポート１２１を介して加えられる。
第１の吸収ゾーンに導入される際のＳＯ3担持ガス流の温度は、少なくとも約２６０℃、より好ましくは少なくとも約２７０℃、さらにより好ましくは少なくとも約２８５℃、最も好ましくは少なくとも約３００℃である。この流れの温度は、好ましくは約３４５℃以下である。したがって、例えば、ＳＯ3担持流の温度は、約２６０℃〜約３４５℃、約２７０℃〜約３４５℃、約２９０℃〜約３４０℃、約３００℃〜約３４０℃、または約３１０℃〜約３３０℃、最適にはおよそ約３００℃〜３３０℃または約３００℃〜約３２０℃であってもよく、その露点を少なくとも約４０℃上回っていてもよい。
好ましい実施形態において、図２に示されるように、ガス流は、第１の熱回収吸収ゾーンにおける吸収液体流に対して向流的に移動する。本発明が、例えば、ベンチュリ塔などの並流吸収器において吸収酸およびＳＯ3転化ガスを接触させることによって実施することもできることが当業者によって理解されよう。本明細書において記載されるような運転の好ましい条件は、図面に示されるタイプの向流システムにおける運転を指す。
図２のプロセスの好ましい制御手法は、熱回収吸収ゾーンに戻る酸の流れを調節することによって、熱回収熱交換器を出る酸の温度を制御する工程と、蒸気噴射器への流れを主に調節することによって、および第２の吸収ゾーンへと流れる酸の濃度および流量を調節することによって、熱回収吸収ゾーンを出る酸の濃度を制御する工程とを含む。
熱回収吸収システムにおける最大の熱回収のために、ＳＯ3担持ガス流は、水蒸気噴射ゾーンと第１の吸収ゾーンとの間の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、第１の吸収ゾーンに導入される。水蒸気噴射ゾーンと第１の吸収熱回収ゾーンとの間でガス流が流れる間に、凝縮によるか、顕熱のかなりの移動によるか、またはその他の方法であるかにかかわらず、何らかの形態でＳＯ3転化ガス流から取り出される熱の量はあまり多くないのが好ましい。好ましくは、転化ガス中の当量のＳＯ3のポンド当たり、３０Ｂｔｕを超える速度で、転化ガスから有用なエネルギーを回収するための任意の熱交換器の下流に水が導入される。
吸収酸が、好ましくは少なくとも約１８０℃、典型的に１７０℃〜２２０℃の範囲の温度で第１の吸収ゾーンに導入される。酸は、好ましくは、約２００℃〜約２４０℃の範囲の温度で第１の吸収ゾーンを出る。高温の吸収酸が、酸出口１０９を介して塔１０１から取り出され、ポンプ１１１によって間接式熱交換器１０５を通して循環され、間接式熱交換器１０５において、ＳＯ3吸収の熱、ＳＯ3とＨ2Ｏとの反応の気相熱、およびＨ2ＳＯ4の凝縮熱が、伝熱流体に伝達され、有用な形態で回収される。伝熱流体は、約１５０℃を超える温度、好ましくは約１６０℃〜約２３５℃、より好ましくは約１８０℃〜約２２０℃の範囲の温度まで加熱される。したがって、熱交換器１０５がボイラーである場合、蒸気が、０．３メガパスカル（３バール）ゲージ超、好ましくは０．５メガパスカル（５バール）ゲージ超、より典型的に約０．５〜約１メガパスカル（５〜約１０バールゲージ）、さらにより好ましくは０．７メガパスカル（７バール）ゲージ超の圧力、場合によっては１．８〜２メガパスカル（１８〜２０バール）ゲージもの高さの圧力で内部で生成され得る。
第１の吸収ゾーンを通る通路において、ガス流は、ガス流と接触している吸収酸との直接の熱交換によって冷却され、それによって、出口ガス流を、実質的に入口酸流の温度になるまで冷却する。
第１の吸収ゾーンを出る吸収酸の強度は、好ましくは約９９．１重量％〜約９９．８重量％、より好ましくは約９９．３重量％〜約９９．７重量％の範囲のＨ2ＳＯ4である。任意の所与の出口酸濃度において、入口酸濃度は、第１の吸収ゾーンにそれを導入する前にＳＯ3転化ガス流中に導入される水蒸気の形態で提供される希釈水の割合に応じて必然的に変化する。希釈水の１００％が、それが熱回収吸収ゾーンに入る前にガス流に提供される場合、熱回収吸収ゾーンにおける濃度勾配がない。希釈水の一部が、例えば、図１に７で示されるものと同等の希釈装置において循環酸ループ内に提供される場合、第１の吸収ゾーンにわたって濃度勾配が生じる。最小の条件下で、すなわち、第１のゾーンに入るガスにおける当量の水蒸気含量が、当量のＳＯ3含量のモル当たり約０．４０モルである場合、第１の吸収ゾーンに入る吸収酸の濃度は、典型的に約９９〜約９９．５％であり得る。
第１の吸収ゾーンを出る酸の強度を、熱回収ボイラー、および熱回収塔シェルの下側部分（ここで、後者の構造は合金構造である）における腐食を最小限に抑えるために適しているほどの高さに維持することが望ましい。９９．３〜９９．７％の吸収酸濃度が、この目的のために望ましいが、一部の運転において、酸濃度が第１の吸収ゾーンの基部においてこの範囲の上限に近づくと吸収効率が異常になり、例えば、第２のゾーン中へのＳＯ3の過度な画分の破過（ｂｒｅａｋｔｈｒｏｕｇｈ）による酸ミスト形成の制御を妨げる可能性があり、または収率の低下およびＳＯ3放出にさえつながることがあることがさらに観察されている。個々のユニットの独自性、および酸強度を測定するのに使用される伝導度計測器（ｃｏｎｄｕｃｔｉｖｉｔｙ ｉｎｓｔｒｕｍｅｎｔ）の較正の変動を考慮に入れると、高容量の産業的実施においては、目標の酸濃度を、向流熱回収吸収ゾーンの酸入口／ガス出口で約９９．５％以下に維持することが一般に好ましい。９９．５％を超えるわずかな増加は、第１のゾーンを出るガス流の組成が、ＳＯ3含量、および第２のゾーンの入口への酸の濃度または流れの調整によって第２のゾーンに提供される希釈水について監視される場合、許容され得る。
吸収酸が、第１の吸収ゾーンを通して比較的高い速度で循環される。好ましくは、第１の吸収ゾーンにおける気体に対する液体の質量流量比（Ｌ／Ｇ）は、少なくとも約３、典型的に約４〜約１５である。第１の吸収ゾーンに入るガス流におけるＳＯ3含量を参照して表される際、質量Ｌ／Ｇは、好ましくは少なくとも約４または少なくとも約１５および約１２０もの高さ、典型的に約２０〜約１２０または約２０〜約７０、より典型的に約２５〜約１１０、最も好ましくは約３０〜約１００である。
第２の吸収ゾーンを出る酸流は、好ましくは約３５℃以下、より好ましくは約３０℃以下、より好ましくは約２５℃以下、さらにより好ましくは約２０℃以下、最適には約１５℃以下またはさらには約１０℃以下、第１の吸収ゾーンを出る（すなわち、第２の吸収ゾーンに入る）ガスの温度より低い。第２の吸収ゾーンを通る酸の流れは、第１の吸収ゾーンを通る流量と比較して低い。酸は、約４０℃〜約１１０℃の温度で第２の吸収ゾーンに導入されてもよく、約１７５℃〜約２１５℃の範囲の温度で第２のゾーンから取り出される。さらに後述されるように、ミストの最適な制御は、第２のゾーンにおける気相と液相との温度差すなわちΔｔを制御することによって促進される。酸流の入口および出口の両方におけるΔｔの制御には、酸の入口温度が好ましい範囲の上方部分、例えば、約６５℃〜約９５℃、または約７５℃〜約９０℃に向かって維持されること、および第２のゾーンからの酸の出口温度が第１のゾーンを出るガスの温度より著しく低くないように流量が制御されることが必要とされ得る。第２の吸収ゾーンを出る第２の酸の酸強度は、熱回収システム熱交換器から第１の吸収ゾーンの入口へと再循環される第１の吸収酸の濃度に近くなるよう一般に維持され、この強度は、好ましくは共沸混合物と同じかまたはそれを上回る。第２の吸収ゾーンに入る酸の酸濃度および流量が、第１のゾーンを出るガス中の残りのＳＯ3の吸収を確実にし、第２のゾーンの出口において酸流を生成すべく制御され、所望の範囲内になる。したがって、典型的に、ＳＯ3反応水の高い割合が第１の吸収ゾーンに入る転化ガス中に導入される場合と同様に、第１のゾーンに入る第１の酸の強度が比較的高い場合、第２のゾーンに入るガス流において予測されるＳＯ3の比較的高い残りの濃度に適合するために、第２のゾーンに入る酸において比較的高い速度で水が供給される。しかし、第１の吸収ゾーンに入る第１の酸の強度が比較的低い場合、典型的に、蒸気噴射を用いない（したがって、熱回収システム熱交換器から戻る第１の吸収酸のかなりの希釈を必要とする）乾燥ガスプラントの場合と同様に、水が第２のゾーンに入る第２の酸に供給されるべき速度は、比較的低くなり得、これは、第２のゾーンに入るガス中の残りのＳＯ3も比較的低いことが予測されるためである。
第１のゾーンを出る酸が、約９９．０〜約９９．７％、より典型的に、約９９．３〜約９９．６％の強度を有することが一般に好ましい。したがって、反応水のかなりの割合が転化ガス中への蒸気の噴射によって供給される場合、第１の吸収ゾーンに入る第１の吸収酸の強度は、一般に９９．０〜９９．７％、より典型的に９９．２〜９９．６％の範囲であり、第２の吸収ゾーンを出る第２の酸は、約９９．０〜約９９．７％、より典型的に約９９．１〜約９９．６％である。しかし、蒸気噴射を用いない乾燥ガスの場合、第１の吸収ゾーンに入る第１の酸の強度は、熱交換器と第１のゾーンの酸入口との間で水または比較的希薄な酸を導入することによって、約９８．５〜約９９．２％、より典型的に約９８．８〜約９９．２％の範囲に希釈される。１００％の蒸気噴射の場合における入口の第１の酸と接触しているガスにおける平衡ＳＯ3濃度が、必然的に、蒸気噴射を用いない場合の乾燥ガスにおける入口の第１の酸と接触しているガスにおける平衡ＳＯ3濃度よりわずかに高いため、前者の場合には、わずかに多い反応水が、第２の吸収ゾーンにおいて提供されるのが好ましい。したがって、約１００％の蒸気噴射の場合、第２の吸収ゾーンに入る酸の強度は、典型的に約９８．０〜約９９．２％、好ましくは、約９８．２％〜約９９．１％であるが、乾燥ガスの場合、第２の吸収ゾーンに入る酸の強度は、約９８．３〜約９９．２％、より典型的に約９８．４％〜約９９．０％である。
第１および第２の吸収ゾーンの両方に入る酸濃度およびそれらを出る酸濃度の範囲、ならびに典型的な最適な目標濃度が、以下の表１に示される。中間の運転条件下で、すなわち、反応水の一部、例えば、４０％〜７０％が蒸気噴射によって供給される場合、第１の吸収ゾーンの入口、第２の吸収ゾーンの出口および第２の吸収ゾーンの入口における酸濃度の好ましい値は、一般に、約１００％の蒸気噴射および蒸気噴射がゼロの乾燥ガスの極限の場合について表に記載される値の間に含まれる。
Figure 2015212226
第２の酸の流れは、第１の酸と比べて非常に低いが、第２の酸は、それにもかかわらず、第１の吸収ゾーンに入る第１の酸と混合される場合、ある程度の希釈をもたらし得る。次に、これは、第１のゾーンにおける濃度勾配を生じ、濃度勾配は、腐食を増大させ、または第１のゾーンにおけるミスト形成をもたらす傾向があり得る。本発明によれば、第２の吸収ゾーンは、酸の比較的高い出口酸濃度、例えば、９９．１〜９９．２％もの高さの範囲で操作可能であり、それによって、第２の酸が第１のゾーンに流れ込むときのいかなる希釈効果も最小限に抑えることが発見された。あるいは、第１のゾーンに入る第１の酸と第２のゾーンを出る第２の吸収酸を混合するのではなく、第２のゾーンを出る第２の吸収酸を酸収集タンクに送達することによって、第１の吸収酸の希釈は妨げられ得る。しかしながら、この代案は、残りのＳＯ3の吸収熱の回収およびガス流から第２のゾーンにおける第２の吸収液体への顕熱の移動を犠牲にする。後者のエネルギー源は、比較的少量であるが、図２のプロセスにおいて回収される。
以下にさらに詳細に説明されるように、第２のゾーンにおけるＬ／Ｇは、第２のゾーン全体にわたる気／液Δｔを最小限に抑えるべく調整されるのが好ましい。
転化ガス中への蒸気の噴射を含む本発明の方法の実施形態において、例えば、上述した蒸気圧で比較的高いグレード形態でエネルギーを回収することができるだけでなく、大幅に増大した量でもエネルギーを回収することができる。有用な高い値のエネルギー回収は、転化ガス流において、ＳＯ3のキログラム当たり１１６０ＫＪ（ＳＯ3のポンド当たり５００Ｂｔｕ）を上回る。必要な希釈水の半分よりはるかに多くが、第１の吸収ゾーンに入るＳＯ3転化ガス流において水蒸気の形態で提供される本発明の好ましい実施形態において、有用な高い値のエネルギー回収は、転化ガス流において、ＳＯ3のキログラム当たり１２２０ＫＪ（ＳＯ3のポンド当たり５２５Ｂｔｕ）を上回る。当量のＳＯ3に対する当量の水蒸気のモル比が、第１の吸収ゾーンに入る転化ガス流において０．８０を超える実施形態において、有用な高い値のエネルギー回収は、ＳＯ3のキログラム当たり１２８０ＫＪ（ＳＯ3のポンド当たり５５０Ｂｔｕ）を超え、希釈水のほぼ１００％が、ガス流において当量の水蒸気によって提供される場合、高い値のエネルギー回収は、ＳＯ3のキログラム当たり１３３０ＫＪ（ＳＯ3のポンド当たり５７５Ｂｔｕ）を超え得る。
熱回収システムボイラーからの蒸気生成について表される際、少なくとも約０．４メガパスカル（４バール）ゲージ、好ましくは少なくとも約０．５メガパスカル（５バール）ゲージの圧力を有する蒸気の形態のエネルギー回収は、生成物の硫酸のトン当たり０．５トンの蒸気を超え得る。好ましくは、蒸気は、生成物の硫酸のトン当たり少なくとも約０．５５トンの速度で、このような圧力で生成される。希釈酸の９５〜１００％が、吸収器の前に転化ガス中への蒸気噴射の形態で提供される場合、エネルギー回収は、生成物の酸のトン当たり約０．６４トンである。これらの条件下での運転には、熱回収システム熱交換器の大きさの適度な増大、すなわち、３３％の蒸気噴射と比較して、熱交換表面積において最大で約２５％が必要とされ得る。
本発明の方法はまた、例えば、より高められた圧力で蒸気を生成することによって、エネルギー回収を達成する温度を上昇させるべく操作され、制御され得る。より高い酸温度における操作について、酸強度は、塔の基部および熱交換器における腐食の速度の大きな上昇を避けるために、実現可能な最大レベルで維持されるのが好ましい。第１の吸収酸の温度および濃度がいずれも許容される範囲の上限である場合、第２の吸収ゾーンにおける平衡段階の数の適切な調整および／または第２の吸収酸の流れのわずかな増加は、第１の吸収ゾーンを通してわずかに増加したＳＯ3の逸損（ｓｌｉｐｐａｇｅ）を補償し得る。第２の吸収ゾーンにおけるＬ／Ｇの過度の増加は、ミスト生成に対して結果として悪影響を与える、このゾーンに入るガスの急激な冷却（ｓｈｏｃｋ ｃｏｏｌｉｎｇ）をもたらし得るが；特に第１のゾーンが好ましい酸濃度の上限で操作される場合、わずかな増加が許容され、その理由は一つには、ガスにおけるより高いＳＯ3含量が、第２の吸収ゾーンのより低い領域における熱生成の増加をもたらし、したがって、出口酸がより高いＬ／Ｇにおいてさえも低温になり過ぎるのを防ぐためである。しかしながら、第２のゾーンのＬ／Ｇをわずかにでも増加させることが必要となるよう第２のゾーンへのＳＯ3の著しい破過を防ぐことが好ましい。第２のゾーンへの酸の濃度が、ＳＯ3の破過に応答すべく容易に制御されないため、第１のゾーンを出るガスにおけるＳＯ3含量の著しい逸脱を防ぐために、第１のゾーンにおける条件を維持することが好ましい。別の代案は、第１の吸収ゾーンの基部において優勢な酸強度より低い濃度で第２の吸収酸を導入することである。
さらなる代案によれば、第２の吸収ゾーンにおいて比較的高い濃度を維持できるようにしながら、ＳＯ3の逸損を最小限に抑えるために第１の吸収ゾーンにおいて酸濃度をわずかに低下させることができ、第２の吸収ゾーンを出る酸の温度は、第１のゾーンに入る酸の温度またはその温度付近で維持される。後述されるように、この濃度プロファイルは、ＳＯ3の逸損分が第２の吸収ゾーンにおいて接触している酸が、共沸混合物と同じかまたはそれを上回る濃度にある場合、ミスト形成が最小限に抑えられることを示す米国特許第５，５３８，７０７号明細書の図３と一致している。この代案では、塔の基部におけるより高い腐食速度が、塔の上側部分におけるより低い腐食速度によって相殺され得る。このような実施形態において、より高い耐腐食性（ｃｏｒｒｏｓｉｏｎ ｔｏｌｅｒａｎｃｅ）が、塔の基部の設計および構造に組み込まれ、より低い耐腐食性が、塔の残りの部分において使用され、機器の費用全体を従来技術の構成と同等に保つ可能性がある。
上記の範囲内のプロセス変数の適切な選択および組合せによって、吸収システムからのエネルギー回収の著しい改良が、向上したエネルギー回収がもたらす経済的利益を実質的に損ない得る吸収塔の腐食または硫酸ミストの生成の不利益を埋め合わせることなく達成される。熱回収塔の全体高さおよび／または第１のゾーンの上に第２の吸収ゾーンも含む塔の第１の吸収ゾーンの全体高さを減少することによって、さらなる利益が得られる。好ましい比較的高いＬ／Ｇにおける操作が、物質移動を向上させ、平衡段階の数および／または塔の熱回収ゾーンにおける理論上の移動ユニットの高さを減少させる。これにより、塔に入るＳＯ3転化ガスの流量に対して塔の高さが減少される。さらに、塔の直径が、酸流ではなくガス流によって主に決まるため、増加したＬ／Ｇには直径の増加は必要でない。これらの要因により、新たな塔に対する資本投資の必要性が減少し、熱回収システムを有さないか、または蒸気噴射なしで操作されるか、もしくは熱回収吸収ゾーンに入るガス流における当量の水蒸気含量を当量のＳＯ3含量のわずか３３％以下まで増加させるのに十分な蒸気噴射速度で操作されているシステムを有する既存のプラントの改造が促進される。
熱回収吸収ゾーンにおける好ましい温度条件下での操作により、増加した量の熱の回収だけでなく、高温での増加した量の回収も提供される。熱回収吸収ゾーンは、図２のプロセスの第１の吸収ゾーン、すなわち第２の吸収ゾーンを有さない吸収システムにおける唯一の吸収ゾーンを含む。高温での操作は、熱交換器および合金熱回収塔の基部における腐食の速度を速める傾向があるが、上述したような比較的高い酸強度での操作は、吸収酸の腐食性を抑え、過度の腐食速度を伴わずに高温での操作を可能にする。
好ましい２６０℃〜３４５℃の範囲の、熱回収吸収ゾーンの入口におけるＳＯ3担持ガス流の温度を達成するために、転化器を出るガスは、廃熱ボイラー、過熱水蒸気発生器、エコノマイザーなどにおいて、水蒸気噴射ゾーン１２７の上流で、約１６０℃〜約２５０℃の範囲の温度まで冷却される。好ましくは、水蒸気噴射ゾーンにおいて、または熱回収吸収ゾーンにガス流が入る前に、水蒸気噴射ゾーンの下流の経路に沿って、ガス流からの凝縮がない。より好ましくは、水蒸気噴射ゾーンにおいて、または熱回収吸収ゾーンに転化ガスが入る前に、水蒸気噴射ゾーンから下流の経路に沿って、ガス流からの実質的な熱除去がない。当業者は、環境に対する熱のいくらかの損失が避けられないが、環境への熱損失の速度を大きく上回る速度における熱の除去は避けられるのが好ましいことを理解するであろう。
好ましい温度条件下での操作により、ＳＯ3へのＳＯ2の反応の熱が、熱回収吸収システムの上流でかなり取り除かれるが、ＳＯ3と水蒸気との反応の気相熱、硫酸の凝縮熱、およびＳＯ3と水との反応の液相熱の全てではないが高い割合が、熱回収吸収システムにおいて確実に回収される。吸収システムにおけるエネルギーの回収は、ＳＯ2燃焼ガスではなくＳＯ3担持転化ガス中に蒸気が導入される場合に最大化されるが、湿潤ガスプラントにおける周囲燃焼空気の成分は、吸収システムにおけるエネルギーの回収を実質的に損なわない。米国特許第５，１３０，１１２号明細書に記載される代案によれば、水蒸気が、エコノマイザーの上流でＳＯ3担持転化ガス中に導入され、それによって、比較的高い圧力の蒸気の形態で、ＳＯ3と水との反応の熱の一部を回収することができる。エコノマイザーが凝縮エコノマイザーである場合、硫酸の凝縮熱の一部が、同じように回収される。さらに他の代案によれば、蒸気が、硫黄バーナーと廃熱ボイラーとの間でＳＯ2担持ガス流中に、あるいは転化器段階に入るＳＯ2担持ガス流または転化器段階を出るＳＯ3担持ガス流のいずれかに噴射され得る。本発明の方法の特定の実施形態は、向上した吸収熱回収のためのこれらの代案を包含するが、ただし、ガスにおける水蒸気含量を、熱回収吸収ゾーンにガス流が入る前に全当量の硫黄酸化物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、熱回収吸収器の上流のある地点で水蒸気が噴射され、好ましくは、当量の水蒸気含量が、熱回収吸収ゾーンに入る時点で全当量の硫黄酸化物ガスのモル当たり少なくとも０．４０のままであることが理解されよう。より好ましくは、ガスにおける水蒸気含量を、熱回収吸収ゾーンにガス流が入る前に全当量の硫黄酸化物のモル当たり、少なくとも約０．５０、少なくとも約０．５５、少なくとも約０．６０、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、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が水蒸気が噴射され、好ましくは、当量の水蒸気含量が、熱回収吸収ゾーンに入る時点で全当量の硫黄酸化物ガスのモル当たり、少なくとも約０．５０モル、少なくとも約０．５５、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、または少なくとも約０．９０モルのままである。
より複雑な問題が、酸ミストの発生に影響する。図４にプロットされているのは、温度に応じた、水、ＳＯ3および硫酸の蒸気圧である。線形目盛りでの絶対温度の逆数に対する対数目盛りでの蒸気圧をプロットすることによって、線形構成が得られる。これらの曲線は、純粋な成分についてのものであり、特に、吸収酸において優勢な濃度での硫酸と平衡状態のＳＯ3または水のいずれかの蒸気圧を示さない。しかし、ＳＯ3の高揮発性を実証する際、曲線は、高強度の硫酸の共沸濃度に比較的近似して吸収システムを操作することの望ましさを示していない。
熱回収吸収ゾーンにおけるＳＯ3の最大の回収は、酸強度がガス出口において共沸混合物と同じである場合に得られる。ここで、好ましい熱回収ゾーン吸収ゾーン酸濃度条件下での操作が、共沸混合物より高い側にわずかに外れることが分かっている。本発明にしたがって生じたデータにより、共沸組成が、例えば、図２に示されるプロセスの、第１の吸収ゾーンにおいて優勢な温度で約９９重量％であり、第２の吸収ゾーンにおいて好ましくは優勢である温度で約９９．２重量％であることが示される。共沸混合物のわずかに高い側での操作は、未吸収のＳＯ3が吸収システムを通過し得る程度を増大する傾向があり得、下流での深刻な酸ミスト問題を生じる可能性があり、この問題には、構成材料が小さい割合のＳＯ2を含有する乾燥ガスとのみ接触し得ることに基づいて選択される下流の機器の腐食を結果として伴う。しかしながら、上述され、以下でさらに説明される条件の組合せにしたがった操作によって、酸ミストが適度なレベルに維持されることがさらに発見された。酸ミストのさらなる制御は、本明細書においてさらに説明されるように、熱回収ゾーンを出るガス流を第２の吸収または凝縮ゾーンに通すことによって提供され得る。これらの手段によって、吸収塔を出るミストは、残りのミストが従来のミストエリミネータ要素の使用によって経済的に除去される程度に減少される。
酸ミストの許容できない生成は、第１の吸収ゾーンの上流の転化ガス流中への水蒸気の噴射による３３％を大幅に超える希釈水の供給から生じることが予測されていたであろう。水蒸気の噴射および気相中の硫酸の形成により、ガス流の露点が必然的に上がり、これにより、酸ミスト形成が悪化されることが予測されていたであろう。例えば、米国特許第５，１１８，４９０号明細書の図２に示されるように、ミスト形成は、吸収器に入るガスの露点がガスが接触している酸の温度を超える程度とともに増加し、また、ガスの温度とその露点との差が減少するにつれて増加する。したがって、米国特許第５，１１８，４９０号明細書の図２によれば、希釈水が熱回収吸収ゾーンの上流の蒸気噴射によって供給される程度の増加、およびその結果としてのガス露点の上昇が、ミスト形成を悪化させる明らかな可能性を有する。産業的実施において、このような問題は、ガス流中の蒸気として供給される希釈水の割合を、約３３％を超えるまで増加させることに対する抑止となる。
しかしながら、図５に示されるように、水蒸気の噴射は、転化ガス流をその飽和点に向かわせない。代わりに、ＳＯ3と水との気相熱が、気相温度を上げ、これは、ＳＯ3の硫酸への転化を阻止する傾向があり、それによって、転化ガス中への噴射によって加えられる水蒸気の割合に応じて露点の上昇を調節する。したがって、大気中蒸気が断熱条件下で乾燥ＳＯ3と混合される場合、ガス温度とガス露点との差は、ガスが、約０．３３の当量のＳＯ3に対するモル比で当量の水蒸気を含有するとき約４４℃まで増加し、ガスが、約０．５０のＳＯ3に対するモル比で当量の水蒸気を含有するとき約５３℃まで増加し、最終的には、約１．０のモル比で約５８℃に達する。系に入るガス中の気相における硫酸へのＳＯ3の定量的転化を行う代わりに、気相における増加した熱生成の影響は、気相におけるＨ2ＳＯ4／ＳＯ3の平衡比をより低い値に変え、熱回収吸収ゾーンにわたって、気相におけるＨ2ＳＯ4へのＳＯ3の転化を分配する。これは、気相と液相とのΔｔを減少し、ＳＯ3吸収に対する駆動力を増大し、したがって、気相中ではなく液体中でＳＯ3が硫酸に転化される程度を増大する傾向がある。これらの要因は、酸ミストの生成を制限する働きをし得る。
図５は、１００％の蒸気噴射が、米国特許第５，１１８，４９０号明細書の図２のミスト生成の相関においてｘ軸因子の分母を有利に増加させることを示すが、熱回収吸収ゾーンを出る吸収酸の温度の著しい上昇がない場合、分子も増加するはずである。この影響を最小限に抑えるために、水分を含む流入ＳＯ3担持流が、熱回収吸収ゾーンの酸出口において吸収酸と接触するとき、熱回収吸収ゾーンは、急激な冷却を最小限に抑えるために高い酸温度で操作されるのが好ましい。しかしながら、酸の温度の大幅な上昇は、熱回収システムボイラーおよび合金熱回収塔の基部における腐食を著しく悪化させ得る。結果として、熱回収塔を出る酸の温度は、わずか３３％の蒸気噴射率での従来技術の操作のために確立された範囲で一般に維持されるのが好ましい。
意外にも、米国特許第５，１１８，４９０号明細書の図２の半経験的関係が、本発明によって想定される高い割合の蒸気噴射操作に完全に該当しない可能性があり；または、該当する場合、図５に示されるデータの知識および理解がなければ蒸気噴射適用についての十分な指針を提供しなかった可能性があることがさらに分かっている。実地試験を行ったところ、この試験では、乾燥転化ガス中への蒸気噴射の割合率が、３３％から４４％に増加した。すなわち、当量のＳＯ3含量に対する当量の含水量のモル比が、０．３３から０．４４に増加した。この試験の結果が、表２に示される。ガス温度とガス露点との差を増加させることの好ましい結果が、高い割合の希釈水が吸収器に入るガス流中の蒸気として提供される操作において、ガス露点を上げることの悪影響を埋め合わせることが分かった。
Figure 2015212226
吸収システムからの最大エネルギー回収は、全ての希釈水が、熱回収吸収ゾーンにＳＯ3転化ガス流が入る前に、ＳＯ3転化ガス流中に水蒸気を噴射することによって供給される実施形態において達成される。示されるように、これにより、熱回収ゾーンにおける酸濃度勾配が実質的になくなる。特に、１つのみの吸収ゾーンがある実施形態において、これには、慎重に酸濃度のバランスをとる必要があり、その理由は、共沸濃度未満での操作は、高温における硫酸の揮発性によりミストを生じ、金属合金熱回収塔の腐食を生じ得る一方、共沸濃度を超える濃度での熱回収吸収ゾーンの操作は、ＳＯ3の逸損、すなわち、未吸収のＳＯ3の塔内の通過を生じ得るためである。ＳＯ3の逸損は、減損ガス流が冷却されるとき、下流のミスト生成を生じ得る。
共沸組成が温度と反比例して変化することがさらに発見された。したがって、熱回収ゾーン条件に応じて、熱回収ゾーンおよび／または下流におけるミスト生成を最小限に抑える１つの方法は、向流熱回収吸収ゾーンのガス入口において共沸混合物を超えるが、ガス出口において優勢な適度により低い酸温度で共沸混合物と同じかまたはそれに近い一定の酸濃度で操作することである。これはＳＯ3吸収の駆動力を制限するが、硫酸の凝縮速度を損なわない。第１の吸収ゾーン内の酸相操作線に沿った位置における酸強度座標が、対応する温度座標において共沸濃度をやや超える場合、ＳＯ3吸収効率も依然として許容可能であり；ただし、吸収液体の酸濃度は、吸収液体濃度と共沸濃度との差が熱回収ゾーン全体にわたって約１．０重量％以下となるよう制御され、出口酸濃度は、変曲点（その温度を超えると、吸収効率が一部の工業的運転において異常になるかまたは急激に悪化することが観察されている）以下、例えば、９９．５％〜９９．６％に維持される。ＳＯ3を監視しながら、工業的な酸プラントは、９９．６％〜９９．７％の範囲内で確実に運転され得る。好ましくは、酸濃度と共沸濃度との差は、熱回収ゾーン全体にわたって、−０．２重量％以上かつ＋１．０重量％以下、より好ましくは０．０％以上かつ＋１．０重量％以下である。この差は、以下のとおりに定義され得る：
Δａｚi＝［Ｈ2ＳＯ4］i−［Ｈ2ＳＯ4ａｚ］i
式中：
Δａｚi＝このゾーン内の位置ｉにおける差であり；
［Ｈ2ＳＯ4］i＝位置ｉにおける実際の積分平均Ｈ2ＳＯ4濃度座標であり；
［Ｈ2ＳＯ4ａｚ］i＝位置ｉの積分平均温度座標における共沸濃度であり；
位置ｉ＝第１の吸収ゾーンの底部において酸出口を通過する水平面から等距離である、このゾーン内の点の任意の位置である。
したがって、マイナスの差は、実際の濃度が、位置ｉの温度において共沸混合物より低いことを意味し、プラスの差は、実際の吸収酸濃度が、位置ｉの温度において共沸混合物より高いことを意味する。
第１の吸収ゾーンの操作のために好ましい条件が、図２２に概略的に示される。図２２の曲線Ｓ1およびＳ2は、向流の第１の吸収ゾーン内の吸収酸相の別の酸濃度操作線、すなわち、このゾーンのガス入口／酸出口からの距離に応じた、第１のゾーンにおける位置に対する濃度のプロットである。曲線Ｓ2が、曲線Ｓ1よりわずかに高い入口酸濃度に基づいている。曲線Ｔが、第１のゾーン内の酸相の温度プロファイルである一方、曲線Ｚは、このゾーン内の温度に応じた共沸濃度のプロットである。したがって、このゾーンの底部からの所与の距離で描かれた水平線が、曲線Ｓ1またはＳ2上の該当位置の濃度座標および曲線Ｔ上の該当位置の温度座標、ならびに曲線Ｔの温度での共沸組成に交差する。このゾーンの上部において、曲線Ｓ1上の入口酸濃度と、入口酸温度における共沸濃度との差が−０．１重量％であり、出口酸濃度と、酸出口温度における曲線Ｓ1上の濃度および共沸濃度との差が＋０．５重量％であることが分かるであろう。比較すると、曲線Ｓ2上の対応する差はそれぞれ、＋０．２重量％および＋０．８重量％である。曲線Ｓ1が、入口酸濃度についての好ましい下限を反映する一方、曲線Ｓ2は、示される仮想の場合において優勢なＬ／Ｇにおいて入口酸濃度についての好ましい最大値に近づく。
気相中における硫酸へのＳＯ3の転化は、酸の蒸気が凝縮するにつれて促進され、ガスの冷却は、順反応のより好ましい平衡をもたらす。水蒸気の凝縮は、気相反応を遅延させる傾向があり得るが、Ｈ2ＳＯ4のはるかに低い蒸気圧は、水蒸気の凝縮よりむしろ硫酸の凝縮およびＳＯ3の気相転化に有利に働く。さらに、熱回収ゾーンにおける酸濃度を、共沸混合物と同じかまたはそれを上回る濃度に維持すると、吸収ゾーンのガス出口で未吸収のまま残っているＳＯ3の画分が何であれ、それから生じるミスト形成の程度を最小限に抑えるというさらなる利点が提供される。米国特許第５，５３８，７０７号明細書の図３に示されるように、酸濃度が共沸混合物より低い場合、出口ガス流は、平衡ＳＯ3および水蒸気分圧を、ＳＯ3の逸損に起因するＳＯ3圧力の増分と組み合わせる組成を有し、出口ガスの露点は、単独の平衡組成物と比較して上昇される。これにより、典型的にミスト形成を招く気相中の過飽和が生じる。しかしながら、逸損に起因する同等のＳＯ3増分があるが、酸濃度が共沸混合物と同じ濃度かまたはそれを上回る場合、出口ガスの露点は、ＳＯ3の逸損によって実際に低下され、過飽和条件は、この時点で避けられる。出口ＳＯ3および／またはＨ2ＳＯ4蒸気濃度が大きい場合、下流の領域におけるミスト生成を避けるべくＳＯ3を回収するために、熱回収ゾーンの下流で他の手段が取られるのが好ましいことが理解されよう。例えば、以下にさらに詳細に記載されるように、第１のゾーンを出るガス流は、残りのＳＯ3の吸収のために第２の吸収ゾーンに通され得る。さらに後述されるように、このような第２のゾーンの操作条件は、後者の吸収ゾーンまたはさらに下流のいずれかにおいてミスト形成を最小限に抑えるべく制御することができる。
あるいは、熱回収吸収ゾーンの前に、ＳＯ3担持ガス流中への水蒸気の噴射によって化学量論的な水の必要量の全てに満たない量を供給することによって、一定の熱回収ゾーン出口酸濃度において、ＳＯ3吸収のための増加した正味の駆動力を生じさせることができる。例えば、蒸気は、当量のＳＯ3含量に対する当量の水分含量のモル比を、０．４０を超えるが１．０未満の値に上げるのに十分な割合で、蒸気をＳＯ3転化ガス中に噴射することができる。しかしながら、ＳＯ3の吸収のための向上した駆動力を提供する酸濃度プロファイルが確立される場合、向流吸収ゾーンのガス出口における酸濃度は、共沸混合物より十分に低く、ＳＯ3の逸損が生じた場合、特に熱回収吸収ゾーンの下流で優勢なより低い温度において、蒸気圧およびミスト形成のリスクが比較的高くなる。一方、出口ガス流と接触している酸の蒸気圧を最小限に抑えるために、向流吸収ゾーンに入る酸の濃度が共沸濃度に維持される場合、ＳＯ3転化ガス中への１００％より大幅に少ない水蒸気の噴射による操作は、ガス出口から遠隔の吸収ゾーンの領域全体にわたってＳＯ3の吸収のための駆動力を増大するのではなく、大幅に減少する効果を有する。さらに、ＳＯ3転化ガス中に導入される蒸気としてではなく酸循環ループを介して希釈水が提供される程度に、エネルギー回収における不利益が生じる。
熱回収吸収ゾーンが、上に記載される好ましいＬ／Ｇ範囲で操作される場合、物質移動係数が向上され、したがって、ＳＯ3の逸損の制御に寄与し、それによって、酸ミストの制御にさらに寄与する。さらに、高いＬ／Ｇが、外部熱交換器を通るより低い酸側温度の低下、および結果として伝熱流体への熱伝達のための向上した駆動力をもたらす。充填の適切な選択によって、熱回収塔の直径を過度に増加することも、または同じガス速度および比較的低い従来のＬ／Ｇにおける操作のために設計された熱回収塔の性能と比較して増加したガス圧力低下を生じることもなく、好ましい比較的高いＬ／Ｇ比を達成することができる。したがって、上記の好ましい高いＬ／Ｇ比における操作において、吸収酸液体の質量流量は、好ましくは少なくとも約３，７７０ポンド／平方フィート／時（１８，４４０ｋｇ／ｍ2／時）、より好ましくは少なくとも約４５００ポンド／平方フィート／時（２２，１００ｋｇ／ｍ2／時）、典型的に約６０００〜約１５０００ポンド／平方フィート／時（約２９，５００〜約７３，８００ｋｇ／ｍ2／時）である。熱回収吸収ゾーンを通るガスの質量流量は、典型的に、熱回収吸収ゾーンを通る約１８ｃｍＨ2Ｏ（７．１インチＨ2Ｏ）の圧力低下において約３２０〜約１，１００ポンド／平方フィート／時（１，５００〜５，２００ｋｇ／ｍ2／時）の範囲である。
迅速で効率的な物質移動は、構造化充填の使用によって促進される。例えば、気相と液相との間の気／液接触および物質移動を促進するための手段は、Ｋｏｃｈ Ｋｎｉｇｈｔ ＬＬＣ製の商品名ＦＬＥＸＥＲＡＭＩＣ（登録商標）８８ＫＧまたはＦＬＥＸＥＲＡＭＩＣ（登録商標）２８ＫＧで販売される構造化充填固体を含み得る。別の塔充填は、Ｋｏｃｈ−Ｇｌｉｔｓｃｈから入手可能な７．６ｃｍ（３インチ）のＩｎｔａｌｏｘサドル、および同様にＫｏｃｈ Ｋｎｉｇｈｔ ＬＬＣから入手可能なＦｌｅｘｉｓａｄｄｌｅ ＬＰＤ ７．６ｃｍ（３インチ）ＫＧを含む。
要約すれば、熱回収吸収ゾーンにおけるミスト生成は、吸収システムの上流のＳＯ3転化ガス中への高い割合の蒸気の噴射によって達成される高いガス温度と、熱回収ゾーンの酸出口において一般に高い吸収酸温度と、高強度吸収酸との組合せによって最小限に抑えられる。図７は、ガス流における当量のＳＯ3含量に対する当量の水蒸気含量のモル比を、吸収ゾーンのガス入口において約０．９５〜１．０まで増加させるのに十分な割合で、水蒸気噴射ゾーン１２３に水蒸気を噴射することを含む、操作の好ましい条件下での向流熱回収吸収ゾーンにおける温度プロファイルを示す。このゾーンの基部において、酸はかなり高温であるが、気相と液相とのかなりのΔｔが依然として存在する。ガスは、その露点より高い温度まではかなり迅速に冷えるが、露点に近づき、露点より低い温度になるにつれて、減少したΔｔおよび潜熱放出の影響により、ガスは徐々に冷えるようになり、それによって、気相中の過飽和およびミストの形成を最小限に抑える。過飽和が避けられる場合、硫酸は、ガス流中の急な（ｃｒａｓｈ）凝縮およびミスト形成ではなく液相への規則的な移行を行う。実際、図１２にさらに示されるように、熱回収ゾーンの基部において実質的にミスト形成はない。ガスがその露点に達すると適度なレベルのミストが生成され、吸収ゾーンのガス出口／酸入口（ここで、大量のＨ2ＳＯ4凝縮が起こる）の近くでミストの増分がさらに生成される。
図１２にさらに示されるように、液相温度は、酸出口で最高に達するが、吸収ゾーンの底部の酸出口を超えると、ガス温度は、急速に液体温度に近づき、２つの線が、同じレベルで、酸出口から酸入口までの行程の約３分の１を描く。
本発明の向流熱回収カラムの気相操作線は、図７を参照することによって理解され得る。このグラフのプロファイルは、熱回収ゾーン内の流体流経路の位置ではなく温度に応じた当量のＳＯ3を基準にしたガス組成を実際にプロットしている。しかしながら、吸収ゾーン内のガス温度および位置の相関によって、それらは、図７の右側の「カラム段階１」の下の当量のＳＯ3を基準にした熱回収吸収ゾーン操作線の図を提供する。示される場合、希釈水の１００％が、転化ガス流の方向に対して熱回収吸収ゾーンの上流のＳＯ3転化ガス流中への水蒸気の噴射によって提供される。硫酸の凝縮、および顕熱の大幅な除去が、吸収ゾーンにガス流が入る前に避けられるのが好ましい。したがって、ガス流は、３１５℃の温度で熱回収吸収ゾーンに入る。ガスが入るときのガスの組成は、グラフの一番右側に、すなわち、当量のＳＯ3を基準にして示され、ガスは、約６９モル％のＳＯ3および約３１モル％のＨ2ＳＯ4を含み、ＳＯ3に対するＨ2ＳＯ4のモル比が約０．４５である。これが、希釈水の９５〜１００％が熱回収吸収ゾーンに転化ガスが入る前に加えられる場合であるとき、本発明によって想定される操作の範囲は、一般に、ＳＯ3に対する硫酸蒸気のモル比が少なくとも約０．２５、好ましくは少なくとも約０．３０、より好ましくは、少なくとも約０．３５であるガス流の導入を含む。ガス流が、吸収液体に対して向流的に吸収ゾーンを通り抜ける際、図７は、ガスにおけるＳＯ3含量が徐々に減少することを示す。ガス入口および酸出口の近くの吸収ゾーンの領域において、硫酸蒸気含量は、ガスが吸収ゾーンを通って進むにつれて、徐々に増加する一方、ガス温度は、ガスがその露点温度になる点に達するまで低下する。ガスがその露点温度またはそれを下回る温度まで冷却されたら、気相中の硫酸の連続的形成が、硫酸が凝縮して液相になることによって相殺される。したがって、硫酸含量は、ガス温度が約２６０℃になると、ＳＯ3を基準にして約６３モル％のピークから低下し始める。図７のプロットは、やや急な低下を示すが、図１２と比較すると、ガスが熱回収吸収ゾーンの下およそ３分の１にわたって上向きに移動すると６３モル％から約１５モル％への気相硫酸含量の減少が生じることが示され、これは、図７の場合、約１．５メートル（５フィート）の距離であり、または０．７５秒-1の空間速度である。一般に、転化器において生成されるＳＯ3の少なくとも４０％、好ましくは少なくとも５０％が、気相から硫酸として凝縮され、空間速度が、気相からの硫酸の凝縮が発生する熱回収ゾーンの領域において、少なくとも約０．３秒-1、好ましくは約０．３〜約１秒-1であることが好ましい。
図７に示されるピークの硫酸蒸気含量において、残りのＳＯ3含量は、当量のＳＯ3を基準にして約３３モル％であり、したがって、ＳＯ3含量に対する硫酸含量のモル比は約１．９である。また同様に、これは、希釈水の９５〜１００％が熱回収吸収ゾーンに転化ガスが入る前に加えられる場合である。本発明によって想定される操作の範囲内で、硫黄酸化物担持ガス流中に導入される水蒸気の割合、硫酸強度、吸収ゾーンに導入される吸収液体の温度、および吸収ゾーンにおけるＬ／Ｇ比は、ＳＯ3に対する硫酸蒸気のモル比が、吸収ゾーン内の、そのガス入口およびガス出口の中間の位置で、少なくとも約１．２、好ましくは少なくとも約１．５の最大値に達するようなものである。
図７に示される操作において、気相は、熱回収吸収ゾーンのガス出口／酸入口において、いずれも吸収ゾーンに導入される当量のＳＯ3を基準にして表した際に、約１０モル％のＨ2ＳＯ4および約４モル％のＳＯ3を含有し、すなわち、モル比が約２．５である。同じ基準で、吸収ゾーンを出るガス流におけるＨ2ＳＯ4蒸気プラスＳＯ3含量の合計は、吸収ゾーンに入るガス流における当量のＳＯ3含量の約１４モル％である。好ましくは、ガス出口におけるガスにおけるＨ2ＳＯ4蒸気プラスＳＯ3含量の合計は、吸収ゾーンに入るガス流における当量のＳＯ3含量の約２５％以下、より好ましくは約２０％以下であり、ガス出口におけるガス流におけるＳＯ3含量は、吸収ゾーンに入るガス流におけるＳＯ3含量の約８％以下であり、出口蒸気流中のＳＯ3に対するＨ2ＳＯ4のモル比は１．６以下である。
本発明の好ましい実施形態において、酸ミストの制御は、熱回収吸収ゾーンを出るガスを、ガス流中の残りのＳＯ3を回収するための第２の吸収ゾーンに通すことによって促進される。第２の吸収ゾーンに通される第２の吸収酸は、ガス流を冷却し、気相からの追加の硫酸を凝縮して第２の酸にする働きも果たす。本明細書において記載されるような第２の吸収ゾーンの操作が、熱回収の程度が水蒸気の噴射によって促進される吸収熱回収システムの操作の際だけでなく、追加の水蒸気が転化ガス、燃焼ガスまたは燃焼空気中に導入されない従来の乾燥ガスまたは湿潤ガス硫酸プラントにおいても、ミスト生成の制御に一般に有効であることを理解されたい。本明細書において記載される第２の吸収ゾーンの操作の新規な原理は、熱回収が水蒸気の噴射によって促進されるかどうかにかかわらず実質的に同じである。
図１７は、水蒸気が、ガス入口１２３において２ゾーン熱回収塔１０１に入る前に転化ガス中に噴射されないことを除いて、図１のプロセスと類似のプロセスを示す。乾燥しているかまたは燃焼空気に由来する大気中水分を含む転化ガスは、充填手段または気／液接触および物質移動を促進するための他の手段を含む第１の吸収ゾーン１０３を上向きに通過する。ＳＯ3は、第１の吸収ゾーンにおいて気相から液相へと移行され、硫酸に富んだ液体が、酸出口１０９において熱回収塔を出て、ポンプ１１１を循環させることによって、熱回収ボイラー１０５を通して循環される。ボイラーの下流の正味の硫酸生成を取り出した後、酸流は、転化器ガスからのＳＯ3と反応させるための水を加えることによって希釈され（希釈装置は図示せず）、次に、酸入口１１３において第１の吸収ゾーンの上部に戻される。
第１の吸収ゾーン１０３の上部を出るガスは、第２の吸収ゾーン１１５の底部に入り、第２の吸収ゾーン１１５も、充填手段または気／液接触および物質移動のための他の手段を含む。ガスは、酸入口１１７において塔に入る第２の吸収酸に対して向流的に第２のゾーン１１５を通って上向きに流れる。次に、ガス流は、転化器またはプロセスからの出口に戻る前にミストエリミネータ１１９を通過しながら塔を出る。第２の吸収ゾーンを出入りする酸の好ましい濃度は上述したとおりであり、蒸気噴射および乾燥実施形態のいずれについても実質的に同じである。第１の吸収ゾーンのガス入口／酸出口における酸の強度も、好ましくは、蒸気噴射操作について記載したとおりであるが、第１の吸収ゾーンへの入口酸濃度は、ＨＲＳボイラーから第１の吸収ゾーンへと酸流が戻る前に希釈水を導入する必要があるため、比較的低い。これにより、第１のゾーンの上部における酸濃度は、共沸混合物より低くなり、それによって、第１の吸収ゾーンの上端におけるミスト形成を増加し得るが、ミストの制御は、上記の条件下での第２の吸収ゾーンの操作によってなお達成される。
図１８は、転化ガス流が乾燥しているかまたは大気中水分のみを含む別のプロセスの流れ図である。このプロセスは、生成物の酸の取り出し点の下流の酸流が、酸入口１１３において第１の吸収ゾーンに入る第１の吸収酸流と、補助的な熱交換器１３１に通される第２の吸収酸とに分けられることを除いて、図１７のプロセスと同一であり、熱交換器１３１において、例えば、酸入口１１７を介して第２の吸収ゾーンの上部に戻る前に、第２の吸収酸の温度を、所望の約４０℃〜１１０℃、好ましくは約６５℃〜９５℃、より好ましくは、約７５℃〜９０℃の範囲まで低下させるためにボイラー給水を加熱することによって、さらなる吸収熱が取り出される。図面に示されるように、生成物の酸は、熱交換器１３１の上流または下流のいずれかで第２の酸流から取り出すことができる。蒸気噴射がないことを除いて、図１８のプロセスは、図３のプロセス（以下に詳細に説明される）と同等である。
従来技術の参照文献は、第２の吸収ゾーンにおける酸の濃度に関するその教示内容が様々である。米国特許第４，９９６，０３８号明細書には、酸が９９．５％の濃度で第２の吸収ゾーンに入り、９９．８％の濃度で出る例示的な操作が記載されている。比較すると、凝縮段階として第２の段階に言及している米国特許第５，１１８，４９０号明細書には、凝縮段階を出る酸流は、９８．５〜９９．０％の濃度を有することが記載されている。米国特許第５，１３０，１１２号明細書には、酸流が約９８．５％で凝縮段階を出ることが報告されている一方、米国特許第５，５３８，７０７号明細書では、酸が９８．８％の濃度で第２の吸収ゾーンを出ることが示されている。本発明の方法において、これらの条件のいずれも選択することができる。
しかしながら、本発明によれば、第２のゾーンのガス入口／酸出口において、比較的高い酸濃度で、例えば、共沸混合物と同じかまたはそれよりわずかに高い濃度であるが、第２のゾーンのガス出口／酸入口において、第１の吸収ゾーンから入るガス流から残りのＳＯ3を実質的に完全に確実に回収するのに十分なほど適度に低い濃度で操作するのがミスト制御のために好ましいことが分かった。したがって、第２のゾーンのガス出口における酸強度は、一般に、約９８．７％〜約９９．２％、例えば、９８．８％〜９９．０％（ここで、第１の吸収ゾーンに入る第１の酸は、９９．２％〜９９．４％の範囲の強度を有する）、または９８．５〜９９．０％、好ましくは９８．５〜９８．７％の範囲であり、ここで、第１の吸収ゾーンに入る第１の酸は、９９．４％〜９９．６％の範囲である。後者の場合、第１のゾーンに未吸収のまま残っており、ガス流中で第２のゾーンに移動する比較的大きい割合の残りのＳＯ3を吸収するための十分な駆動力を確保するために、第２の吸収ゾーンの酸入口／ガス出口において、酸の比較的低い濃度が必要である。Ｌ／Ｇが、第２の吸収ゾーン全体にわたって酸とガスとのΔｔを最小限に抑える範囲内に維持されること、および特に、流入ガスと接触している第２の吸収ゾーンを出る酸の温度が、第１の吸収ゾーンのガス出口において酸より大幅に低くないことがさらに好ましい。
第２のゾーンのガス入口における比較的高い酸強度は、第１のゾーンを出るガスが最初に接触する第２の酸が、共沸混合物と同じかまたはそれを上回る強度であることを確実にし、したがって、第２のゾーンにおける平衡蒸気と、第１の吸収ゾーンからのＳＯ3の逸損分との混合が、過飽和およびミスト形成を生じず、むしろ露点を低下させ、残りのＳＯ3の制御された吸収を促進する。第２のゾーンのガス出口における適度に低い酸濃度は、残りのＳＯ3の効率的な吸収を確実にし、それによって、吸収器の下流のＳＯ3とＨ2Ｏとの反応によるミスト形成の可能性を最小限に抑える。
米国特許第５，５３８，７０７号明細書の図３を参照して、第１の吸収ゾーンおよび第２の吸収ゾーンのガス入口／酸出口における共沸混合物と同じかまたはそれを上回る酸流での操作により、第１のゾーンを出るガス流中にＳＯ3がどんなものであれ未吸収のまま残っている結果としてガスの露点が上昇されるのを防ぐ。これは、酸ミストの最高の割合が通常、第２のゾーンにおいて生成されるため重要であり得る。第１の吸収ゾーンを出るガスが、第２の吸収ゾーンの下側部分において、１９０℃〜２１０℃の温度および共沸混合物より低い濃度を有する第２の吸収酸と接触する場合、ガスにおけるＳＯ3含量が酸相からの水蒸気と反応すると露点がガス温度を超えて急上昇し、したがって、比較的低い酸強度および高い腐食性を有するかなりの体積の硫酸ミストを形成する。
しかしながら、第２のゾーンのガス出口／酸入口において、わずかに低い酸強度は、許容されかつ望ましい。ほとんどの場合、実際に、第２のゾーンに入る酸の強度は、残りのＳＯ3を吸収するための駆動力を提供するために共沸混合物よりいくらか低い。第２の吸収ゾーンに入る酸の濃度が共沸混合物より低いと、入口の酸の温度が比較的低いため、米国特許第５，５３８，７０７号明細書の図３に反映される被害を生じない。第２のゾーンを出るガスが、流入酸と飽和平衡状態にある一方、温度が低いため、関連するミスト負荷は小さい。示されるように、第２のゾーンへの入口の酸は、好ましくは約６５℃〜９５℃の範囲、より好ましくは約７５℃〜９０℃の範囲に維持され、この範囲では、酸のＨ2ＳＯ4蒸気圧が比較的わずかである。出口ガス中に残っているかまたは形成されるいかなる割合のミストも、従来のミストエリミネータによって容易に除去することができる。
第２の吸収ゾーンにおけるＳＯ3の最大の吸収を達成することの重要性は、図１９〜２１を参照することによって分かるであろう。図１９は、向流吸収プロセスにおける第１の吸収ゾーンのガス入口からガス出口へのガス流中のＳＯ3、Ｈ2ＳＯ4蒸気およびＨ2Ｏ蒸気の成分流を示し、ここで、希釈（反応）水のほぼ１００％が、第１の吸収ゾーンの上流の転化ガス中への蒸気の噴射によって供給され、第１の吸収酸は、９９．５％の強度に維持される。硫酸蒸気が、液体酸相へと実質的に移動され、ＳＯ3が、実質的に吸収されるかまたは水蒸気と反応されて硫酸蒸気が生成され、硫酸蒸気が液体酸相に移動され、Ｈ2Ｏが、実質的に吸収されるかまたはＳＯ3と反応されて硫酸が生成され、硫酸が液体酸相に移動されることが分かる。しかしながら、ＳＯ3および硫酸の両方の材料濃度は、第１の吸収ゾーンのガス出口において蒸気流中でそのままであり、ここで、温度は２００℃の範囲であり、第１の吸収酸の濃度は９９．５％である。約３００ポンドモル／時のＳＯ3、約９０ポンドモル／時の硫酸蒸気、および約７ポンドモル／時の水蒸気が、第１の吸収ゾーンから第２の吸収ゾーンへと通過するガス流中に残る。
図２０は、図１９に示される第１の吸収ゾーンを出る組成および約２００℃の温度を有するガス流が向流の第２の吸収ゾーンに入り、向流の第２の吸収ゾーンの上部で、第２の酸が、９８．５％の濃度で導入されるプロセスの実施形態を示す。約９５℃の温度で第２のゾーンを出るガス流において、ＳＯ3の流量は、約０．００３ポンドモル／時まで減少され、硫酸蒸気の流量は、約０．０６ポンドモル／時まで減少され、水蒸気負荷は、約０．１６ポンドモル／時まで減少された。ガス出口における酸の濃度、すなわち、９８．５％は、９５℃の出口温度におけるその共沸混合物より低いが、ＳＯ3、Ｈ2ＳＯ4およびＨ2Ｏ蒸気の負荷は、かなりの下流のミスト負荷をシステムに与えるには低過ぎる。さらに、第２のゾーンのガス入口に向かって優勢になるより高い温度において、酸濃度は、好ましくは共沸混合物より高い。
比較すると、図２１は、ほぼ１００％の蒸気噴射での操作を示し、ここで、第１のゾーンに入る第１の酸流は、９９．５％の強度を有し、第２のゾーンに入る第２の酸は、９９．２の強度を有する。ＳＯ3の残りの成分流は０．０３ポンドモル／時であり、すなわち第２の酸が９８．５％で第２のゾーンに入る場合に達成されるレベルの１０倍であり、硫酸蒸気の残りの成分流は０．８ポンドモル／時であり、すなわち、９８．５％における速度の１２〜１４倍である。水蒸気の残りの成分流は０．０１ポンドモル／時であり、すなわち９８．５％における速度よりわずかに低いが、はるかに高いＳＯ3およびＨ2ＳＯ4蒸気流は、吸収器の下流のかなり高いミスト形成を確実にする。
下流のプロセス要素に対するミスト充填は、図１２〜１６に反映されるようなガス流中に実際に存在する液相ミストに、残りのＳＯ3から形成されるＨ2ＳＯ4を含む、ガスが冷えると凝縮するＨ2ＳＯ4蒸気およびガス中の水蒸気を加えた合計である。これらは、図２０および２１に反映される。ミストエリミネータによって完全に除去され得ない実際の液相ミスト充填の任意の割合に、ガス中で水蒸気と反応して、さらなるＨ2ＳＯ4を生成する、ミストエリミネータを通って流れるガスのＳＯ3含量を加えたものが、プロセス側の機器のより低い温度でおよび吸収器（ここで、温度は、第２の吸収ゾーンを出るガスの典型的な温度である９５℃より著しく低いレベルまで低下し得る）の下流の導管表面において、比較的低い温度のガス流から凝縮し得る。
ミスト制御のために、第２の吸収ゾーンの入口および出口において、より好ましくはこのゾーンのほぼ全体にわたって、気相と液相とのΔｔを最小限に抑えることが非常に好ましい。Δｔが高いと、気相から液相への熱伝達が、液相へのＳＯ3および硫酸蒸気の物質移動と比べて速くなり過ぎ、したがって、液相へのＳＯ3および硫酸蒸気の物質移動に優先的にミスト形成を生じる。ガス入口の近くの第２のゾーンの領域において、これは、ガス流を急激に冷却し、気相中の微細な硫酸液滴の大量の析出を引き起こす。図１３〜１６に示され、また、後述されるように、第２のゾーンのガス出口の近くの過度のΔｔは、典型的に、不十分な酸流および残りのＳＯ3（これは、次に第２のゾーンの下流のガス中の水蒸気と組み合わされて、ガスがさらに冷えるとミストを形成する）の不十分な吸収と関連している。好ましくは、Δｔは、酸入口、酸出口、より好ましくはこのゾーン全体にわたって、約３５℃以下である。さらにより好ましくは、酸入口Δｔ、酸出口Δｔ、およびこのゾーン全体にわたるΔｔは、約３０℃以下、さらにより好ましくは約２５℃以下、または約２０℃以下である。最適な条件下で、入口および出口Δｔは、約１５℃以下またはさらには約１０℃以下である。したがって、第２のゾーンにおけるＬ／Ｇは、ガス流が、第１の吸収ゾーンを出る温度（第２のゾーンを出る酸の温度に好ましくは比較的近い）から、第２の段階に供給される酸の温度に近い温度まで冷却されるべくエネルギーバランスを制御するように設定される。
酸およびガスの両方のための所望の第２のゾーン入口および出口温度を規定することによって、Ｌ／Ｇは、以下の関係式にしたがって、第２の段階のエネルギーバランスによって効果的に決定される：
Ｇ Ｃｐg（Ｔg in−Ｔg out）＋ＨRx SO3＋Ｈcond H2SO4
＝Ｌ Ｃｐl（ＴL in−ＴL out）
ＧおよびＬが液体およびガス流である場合、ＣｐgおよびＣｐlは、ガスおよび液体の熱容量である。本発明者らはまた、三酸化硫黄の反応熱および硫酸の凝縮熱（三酸化硫黄および硫酸のほとんどが第１の段階で凝縮されるため、これらの期間は短い）を有する。
酸強度は、一般に、第２の段階の上側部分における共沸混合物より低いが、硫酸揮発度は、第２のゾーンの上側部分に優勢なより低い温度ではるかに低く、したがって、ＳＯ3が気相中で優勢になり、ミスト中の酸が比較的濃くなる。
第２の吸収ゾーンの温度プロファイルを、上記の範囲に維持するために、第２の吸収ゾーンは、比較的低い質量Ｌ／Ｇ比、例えば、ガスの合計を基準にして約０．３〜約２．０で操作される。第２の吸収ゾーンの温度プロファイルは、Ｌ／Ｇ比に極めて影響されやすいことが発見された。図１３は、高い液体流量、すなわち、約２．２のＬ／Ｇ比で向流的に操作される第２の吸収ゾーンの典型的な温度プロファイルを示す。示されるように、このような操作は、第２の吸収ゾーンのガス入口における気相と液相との非常に大きいΔｔをもたらす。その結果として生じるガス流の急激な冷却は、上記のプロファイルにさらに示されるように、大量のミスト形成をもたらす。したがって、これらの条件下における第２の吸収ゾーンの影響は、酸ミストを制御することではなく、むしろ酸ミストを生成することである。
しかし、過度に低い第２の吸収酸液体流も、ミストを生成し得る。約０．５の低いＬ／Ｇでの操作が、図１４にプロットされる温度プロファイルに示される。この場合、液体流量は、ガス流を十分に冷却し、および／または残りのＳＯ3を吸収するのに不十分であり、向流の第２のゾーンのガス入口からガス出口へと移動する気／液Δｔが徐々に増加し、その結果、流体温度がこのゾーンを通るガスの滞留中に分散すると、酸ミストが徐々に形成される。
図１５は、約０．８のＬ／Ｇをもたらす媒体、またはバランスの取れた液体流を用いた本発明の好ましい実施形態を示す。この場合、気相と液相とのΔｔは、約１０〜１２℃を超えない。ガスが冷えるとある程度のミストが形成されるのは不可避であるが、ミストの割合は、従来のミスト除去要素を用いて対処することができる範囲内である。ミストのさらなる減少は、本明細書において上述したタイプの構造化充填を用いて実現することができる。このような操作は、図１６に示され、ここで、Δｔは、第２の吸収ゾーン全体にわたって約８〜１０℃以下であり、ミスト生成は、図１５の場合より約２０％低い。
一般に、第２の吸収ゾーンが、全ガス流を基準にして、約０．３〜約２、より好ましくは約０．４〜約１．５、最も好ましくは約０．４〜約１．０のＬ／Ｇで操作されるのが好ましく、最適な比率は、一般に、第２のゾーンに導入される酸の強度とともに増加する。これらの好ましい比率は、水蒸気が、第１の吸収ゾーンに入る転化器ガス中に噴射されるか、あるいはその代わりに、転化器ガスが、乾燥しているかまたは大気中の水分のみを含有するかにかかわらず適用される。第２の吸収液体の質量流量は、典型的に少なくとも約３８０ポンド／平方フィート／時（１８５０ｋｇ／ｍ2／時）、好ましくは約４１５〜約１，１３０ポンド／平方フィート／時（約２，０００〜約５，５００ｋｇ／ｍ2／時）である一方、気相の質量流量は、少なくとも約２００ポンド／平方フィート／時（１，０４０ｋｇ／ｍ2／時）、好ましくは約４００〜約１，１００ポンド／平方フィート／時（約２，０００〜約５，０００ｋｇ／ｍ2／時）である。ミスト形成を最小限に抑えるために、第２の吸収ゾーンに入るガス流および第２の吸収ゾーンに入る第２の吸収液体流の相対流量は、気相の局所バルク温度と、ガスが接触している第２の吸収液相の局所バルク温度との差が、第２の吸収ゾーンの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ことが好ましい。例えば、気相の局所バルク温度と、ガスが接触している第２の吸収液相の局所バルク温度との差が、第２の吸収ゾーンの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。気／液Δｔが、第２のゾーンのガス入口／液体出口において、約３０℃以下、より好ましくは約２５℃以下、より好ましくは約２０℃以下、さらにより好ましくは約１５℃以下、最適には約１０℃以下であることが特に好ましい。これらの相対流量が、気相の局所バルク温度と、ガスが接触している第２の吸収液相の局所バルク温度との最大差が、液体入口からこのゾーンまでの一定の距離によって画定されるこのゾーン内の気／液接触の任意の箇所内において、約３５℃以下、より好ましくは約３０℃以下、より好ましくは約２５℃以下、より好ましくは約２０℃以下、さらにより好ましくは約１５℃以下、最適には約１０℃以下であるようなものであることも好ましい。言い換えると、気相の温度と、ガスが接触している第２の吸収液相の温度との局所積分平均差が、第２の吸収ゾーンのどこにおいても、約３５℃以下、好ましくは約３０℃以下、より好ましくは約２５℃以下、より好ましくは約２０℃以下、さらにより好ましくは約１５℃以下、最適には約１０℃以下であり、このような局所積分平均接触温度差は、液体入口からこのゾーンまでの一定の距離によって画定されるこのゾーン内の気／液接触の任意の箇所にわたる積分によって決定される。
好ましいＬ／Ｇ範囲内において、第２の吸収ゾーンを出る酸の温度は、上に示される範囲、すなわち、約４０℃〜１１０℃、より好ましくは約７５℃〜９０℃に維持され得、酸出口温度は、約１７５℃〜２１５℃の範囲に維持される。対応するガス温度は、典型的に、ガスが接触している酸の温度より１０℃〜３５℃高い。向流の第２の吸収ゾーンへの入口酸の好ましい濃度、すなわち、第２のゾーンを出るガス流と接触している酸の濃度は、上述したとおりであり、表１に概略が示される。好ましい範囲内のＬ／Ｇの制御は、第２の吸収ゾーン全体にわたって最小のレベルで気相と液相とのΔｔ、例えば、第２の吸収ゾーン全体にわたって約３５℃を超えないΔｔを制御すべく機能する。第２のゾーンを出るガス流中の酸濃度は、第２の吸収ゾーンの出口酸濃度、入口酸濃度および入口酸／出口ガス温度を制御することによって制御される。出口ガスの温度は、このゾーンへの入口酸温度を制御することによって制御される。
上に概略が示される範囲の出口ガス温度が許容されるが、第２の吸収酸を、４０℃〜１１０℃の範囲の下方部分の温度で導入することによって、ミスト充填をさらに減少させることが可能である。しかしながら、好ましいＬ／Ｇ比で所望のΔｔプロファイルを保つために、より低い入口酸温度およびより低い出口ガス温度に対応するために、充填高さを第２の吸収ゾーンに追加する必要があり得る。しかしながら、出口ガス流の温度が低いため、出口ガス流中のＳＯ3、硫酸蒸気および水蒸気のミスト充填に対する寄与は小さい。
図１２を図１３〜１６と比較すると、酸ミスト形成の主な箇所は、第２の吸収ゾーン内の、液体流が高過ぎる上流部分、または液体流が低過ぎる下流部分のいずれかであることが分かるであろう。いずれの場合も、第２のゾーン内のミスト形成は、第１のゾーン内のミスト形成をはるかに超える。第２のゾーンの主な目的がミスト形成を制御することである一方、これらのプロファイルは、効果的なミスト制御が、Ｌ／Ｇ、入口酸濃度および気／液Δｔの適切なバランスが第２のゾーン全体にわたって保たれる場合にのみ達成されることを示す。Ｌ／Ｇの選択が不適切である結果として酸流が高過ぎるかまたは低過ぎる場合、または入口酸濃度が所望の範囲内に含まれない場合、第２のゾーンの操作は、第２のゾーンが存在する主な目的を達成しない。例えば、共沸混合物より低い吸収酸を用いることによって、第１のゾーン内の条件の好ましくない選択によるミスト問題の悪化を避けることが依然として望ましいが、ミスト制御の主な負担は、第２のゾーン内の条件の管理および制御にある。
第１の吸収ゾーン中への水蒸気噴射の高速での操作において、第１の吸収酸は、典型的に、吸収ゾーンの酸出口および酸入口の両方において、オレウム側にあり、すなわち、共沸混合物より高い。このゾーンの出口における高い酸強度は、吸収のエネルギーを回収するために酸が内部を循環される熱交換器のＦｅ／Ｃｒ合金管の腐食の速度を最小限に抑えるために非常に望ましい。例えば、８０％超、９０％以上といった高い割合の反応水が水蒸気の噴射によって提供される場合、吸収器にわたる濃度勾配はごく小さく、これは、入口（ガス出口）酸強度が、典型的に、オレウム側にあるかまたはわずかにオレウム側にあることも意味する。
第１の吸収ゾーンを出るガスが、第１のゾーンに入る酸と実質的に平衡状態であるため、第２の吸収ゾーンに入るガスも、共沸混合物より高い組成を有し、これは、ガスが第１の吸収酸において取り出されなかったＳＯ3のかなりの残りの濃度を有することを意味する。ＳＯ3が気相から取り出されない限り、第２の吸収ゾーンを出るガス中でミスト形成のかなりの可能性がある。
ＳＯ3が第１の吸収ゾーンを出るガスから完全に取り除かれたことを確実にするために、第２の吸収ゾーンに入る第２の酸が、第１のゾーンを通してＳＯ3の逸損と少なくとも化学量論的に等しい、すなわち、第２のゾーンに入るガスにおけるＳＯ3含量と等しい正味の給水を第２の吸収ゾーンに提供するのに十分な差で、硫酸の共沸濃度より低いことが重要である。
これに関して、ＭｃＡｌｉｓｔｅｒ ｅｔ ａｌ．の米国特許第５，１３０，１１２号明細書において推奨され、この文献の図３に示されるように、第２の吸収ゾーンの操作の原理は、第１の吸収ゾーンの操作の原理と異なる。ＭｃＡｌｉｓｔｅｒの開示が、向流の第１の吸収ゾーンに入る酸およびそのゾーンを出るガスが、比較的低い露点を確実にし、ひいては第１のゾーンを出るガスが冷却される際のミスト形成を最小限に抑えるために、ＳＯ3濃度が共沸濃度を上回る組成を有することを推奨する一方、異なるが相補的な原理が、第２のゾーンを出るガスとして優勢なはるかに低い温度で適用される。ガスが、第２のゾーンを通って通路内で冷えると、露点より高いままの状態で留まるための唯一の方法は、ガスからＳＯ3を取り出すことであり；この目的のために、過剰の水が必要とされる。
図２４は、このゾーンにおける最小の気／液温度差すなわちΔｔおよび第１のゾーンの出口から流れるガスとともに入る残りのＳＯ3を取り出すのに十分な第２の吸収酸への給水の両方を確実にすべく第２の吸収ゾーンの操作を制御するためのシステムの概略図である。
温度センサ（ＴＳ）が、第２の吸収ゾーン１１５に入るガスの温度（ＴＳ１）、第２の吸収ゾーンを出る第２の吸収液体の温度（ＴＳ２）、第２の吸収ゾーンに入る第２の吸収液体の温度（ＴＳ３）および第２の吸収ゾーンを出るガスの温度（ＴＳ４）を測定する。これらの温度センサからの信号が、Δｔ制御プロセッサ１７１に送られる。第２の吸収ゾーンへの第２の吸収酸供給ラインにおける弁１７３を制御するためのΔｔ制御プロセッサからの信号が、第２の吸収ゾーンの酸入口および酸出口の両方における気／液Δｔが約３５℃以下、好ましくは約３０℃以下、さらにより好ましくは約２５℃以下、または約２０℃以下となるよう、吸収ゾーンに送達される第２の酸の流れを調整する。最適条件下において、入口および出口Δｔは、約１５℃以下またはさらには約１０℃以下である。
第１の吸収ゾーン１０３に入る第１の吸収酸と接触している伝導度センサＣＳ１が、第１の吸収酸の伝導度レコーダ／制御装置（ＣＲＣ１）および第２の酸強度制御プロセッサ１７５の両方に信号を送る。この信号に応答して、伝導度制御装置ＣＲＣ１は、第１の吸収ゾーン１０３に再循環される吸収酸の所望の強度を維持する速度で循環している第１の吸収酸流に希釈水を送達する速度を制御する制御弁１７７を調整する信号を送る。場合により、また、有利なことには、比較的希薄な酸、例えば、９３％の酸の直交流が、希釈用の水の供給源として使用されてもよい。
吸収器に入る転化ガスの当量の含水量が、第１の吸収ゾーンに入る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０．４０モル、より好ましくは少なくとも０．５０、０．５５、０．６０、０．７０モル、または０．８０モル、最も典型的に約０．５５〜約０．９８モルとするのに十分な割合で、水蒸気噴射ゾーン１２７のポート１２１を通して転化ガス中に水蒸気が噴射される。当量の水／当量の硫黄酸化物の比率が０．９８に近づくにつれて、操作は、第１の吸収ゾーンのための全ての反応水が１２７において水蒸気の噴射によって供給される点に近づき、弁１７７によって水または希酸を導入する必要がなくなる。典型的に、吸収システムから取り出される正味の酸生成のバランスの取れた速度は、吸収塔サンプまたは別個の酸ポンプタンク（図示せず）における酸のレベルまたは伝導度の制御によって維持され得る。
第２の酸強度制御プロセッサ１７５に保存された平衡データおよびＣＳ１から受信された伝導度信号から、プロセッサ１７５は、第１のゾーンを出るガス流がこのゾーンに入る酸と平衡状態にあることを前提として、第１の吸収ゾーン１０３を出るガスおよび第２の吸収ゾーン１１５に入るガスにおける硫酸蒸気、水蒸気およびＳＯ3蒸気含量を計算する。
第２の酸強度制御プロセッサ１７５はまた、第２の吸収ゾーン１１５に入る第２の酸流において流れセンサＦＳ１から、第１の吸収ゾーン１０３に入る転化ガス流において流れセンサＦＳ２から、および転化ガス流において転化ガスにおけるＳＯ3含量を測定するインライン分析装置１７９から信号を受信する。これらの信号に加えて、ＣＳ１伝導度信号および保存された平衡データから決定されるような第２の吸収ゾーン１１５に入るガスの組成から、プロセッサ１７５は、第２の吸収ゾーンを出るガスの組成が、含水量に関して共沸組成と等しいかまたはそれを上回り、ＳＯ3含量に関して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第２のゾーンに提供するために、水が第２の吸収ゾーン１１５に入る第２の酸流に加えられるべき速度を決定する第２の吸収ゾーンにわたる材料バランスを計算する。
定常状態条件が確立されている場合、硫黄元素または他の均質の硫黄供給源が硫黄バーナーに供給される速度が測定され得、材料バランスの計算では、インライン分析装置１７９および流れセンサＦＳ２によって測定されるガス流の組合せではなくこの速度がプロセッサ１７５に入力される。
伝導度センサＣＳ２が、第２の吸収ゾーンに入る酸の伝導度を測定し、第２の酸強度制御プロセッサ１７５および伝導度レコーダ／制御装置ＣＲＣ２（第２の酸流中に導入される希釈水（または直交流の希酸）の速度を制御する弁１８１における弁位置決め装置と連絡している）の両方に該当する信号を送信する。プロセッサ１７５は、第２の吸収ゾーンに入る酸の温度を測定する温度センサＴＳ３からの信号も受信する。第２のゾーンについて計算された材料バランスから、プロセッサ１７５は、吸収ゾーンを出るガス中のＳＯ3を、ガスが冷えた際の過剰なミスト形成を避けるのに十分なレベルまで確実に失わせる正味の給水を提供するのに十分な、第２の酸吸収ゾーン１１５に入る第２の酸の濃度を決定する。プロセッサは、所望の濃度を、ＴＳ３によって測定される酸温度における伝導度に変換し、伝導度レコーダ制御装置ＣＲＣ２に信号を送信し、伝導度レコーダ制御装置ＣＲＣ２は、第２の吸収ゾーンを出るガスの所望の組成を確立する速度で循環する第２の酸流への希釈水の送達の速度を制御する弁１８１を調整する。プロセッサは、第２の酸が第１のゾーンに流れ込む際に第１の吸収ゾーン中の酸強度を実質的に希釈する過剰分を生じずに、第２の吸収ゾーンを出るガス中のＳＯ3の抑制を確実にする水の添加の速度を確立する。
図２４の制御スキームの原理が、設備に必ずしも左右されないプロセス設計および始動プロトコル、図２４において実現されるプロセッサおよびフィードバック制御ループに適用され得ることがさらに決定されている。図２４とともに概略を示される操作を決定付ける、材料バランス、熱バランス、および平衡関係は、プロセスの設計、始動および操作において事前に決定される事項である。バランスの取れた定常状態で設計された操作下では、第２の吸収ゾーンへの第２の酸の送達の速度は、硫黄バーナーへの硫黄元素または他の硫黄供給源の送達の速度ならびに第１の吸収ゾーンに入る酸および第１の吸収ゾーンを出る酸の伝導度によって測定される酸強度の制御によって決定付けられる操作の最適な速度のための一定レベルで確立され得る。材料バランスおよび公知の平衡関係から、任意の所定の操作速度において、第２の吸収ゾーンに送達される酸の流量は、第２の吸収ゾーンの末端におけるΔｔを、約３５℃以下または約３０℃以下などの設計目標未満に制御すべく固定値で確立され得、希釈水の添加の速度は、この酸流の強度を制御すべく固定値で確立され得る。
第１および第２の吸収ゾーンが、本明細書に記載される好ましい条件下で操作される場合、第２の吸収ゾーンを出るガス中の実際のミスト充填は、典型的に約２０ｇ／Ｎｍ3以下である。ミスト含量は、従来のミストエリミネータにおいて５．０ｍｇ／Ｎｍ3程度の低さまでさらに減少され得る。さらに、吸収器を出るガス中のミストの比較的低い充填のため、ミスト充填は、ミストエリミネータによって、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、例えば、少なくとも約３００Ｎｍ3／時または少なくとも約３４０Ｎｍ3／時または約３４０〜約５００Ｎｍ3／時の比較的高い速度を維持しながら、ミストエリミネータシステムを出るガス中、約２０ｇ／Ｎｍ3から約０．１ｇ／Ｎｍ3未満または約０．０５ｇ／Ｎｍ3未満まで減少され得る。
適切に操作される第２の吸収ゾーンの有効性の例示が、工業規模の接触式硫酸プラントの第１の熱回収吸収ゾーン、第２の吸収ゾーンおよびミストエリミネータのそれぞれを出るガスについて以下の表に示されるミストおよび蒸気充填データに見られる。
Figure 2015212226
第２の吸収ゾーンにおける好ましい比較的低いＬ／Ｇが、第１のゾーンにおける好ましいＬ／Ｇよりはるかに低いことが留意されるであろう。したがって、第２のゾーン内の単位体積当たりの物質移動のより大きい領域を提供することが望ましい。例として、サドルの場合、第１のゾーンには、公称７．６ｃｍ（３インチ）の寸法のサドルが充填され得ることが有利である一方、第２のゾーンには、公称５ｃｍ（２インチ）の寸法のサドルが充填され得ることが好ましい。
本明細書において上述される好ましい条件下での操作において、このプロセスは、希釈水の８０％超、好ましくは９０％超、最も好ましくは９５〜１００％が熱回収吸収ゾーンの上流のＳＯ3転化ガス中に導入される場合でさえ、吸収システムを出る減損ガスの標準立方メートル当たり、約２０ｇ以下、好ましくは約１５、１０または５．０ｇ以下のミストを生成すべく制御することができ、有用なエネルギーが、吸収器に入るＳＯ3のＫｇ当たり１１６０ＫＪ、ＳＯ3のＫｇ当たり１２２０ＫＪ、ＳＯ3のＫｇ当たり１２７０ＫＪまたはさらにはＳＯ3のＫｇ当たり１３３０ＫＪ（ＳＯ3のポンド当たり５００Ｂｔｕ、ＳＯ3のポンド当たり５２５Ｂｔｕ、ＳＯ3のポンド当たり５５０Ｂｔｕ、またはさらにはＳＯ3のポンド当たり５７５Ｂｔｕ）を超える速度で吸収システムから回収される。別の観点から考慮すると、例えば、ミスト除去要素を通る線速度が、少なくとも２００ｍ／時、好ましくは少なくとも３００ｍ／時、より好ましくは少なくとも約４００ｍ／時となるよう、流れに対して垂直な全断面積を有するミスト除去要素を提供することによって、比較的小さいミストエリミネータ容量でのこのような条件下でこのプロセスを操作することができる。例えば、ミストエリミネータは、この要素を通る線ガス速度が、約２５０〜約６５０ｍ／時、好ましくは約４００〜約５００ｍ／時となるよう大きさが決定され得る。
さらに、本発明によれば、熱回収吸収酸中に回収されるエネルギーは、一つには、それが従来技術において適用された目的に勝る目的のために使用され得る。図３は、図２のプロセスと実質的に同じ方法で操作される本発明の別の実施形態を示すが、ただし、主要な間接式熱交換器１０５を出る酸が、システムから取り出される酸の正味の生成を含む流れと、第１の吸収ゾーン１０３に戻される再循環酸流と、補助的な熱交換器１３１に通される第２の吸収酸流を含む補助的な酸（本明細書において「第２の熱回収液体」とも呼ばれる）とに分けられる。熱が、交換器１３１において補助的な酸流から水流へと伝達され、第１の吸収ゾーン１０３の上流の水蒸気噴射ゾーン１２７においてＳＯ3転化ガス流中に噴射するための低圧蒸気を場合により生成する。交換器１３１を出る冷却された補助的な酸は、生成物の酸画分と、第２の吸収酸画分とに分けられてもよく、これは、第２の吸収ゾーン１１５の酸入口１１７に循環される。
吸収酸熱交換器１０５および１３１は、図３に示されるように直列して、または循環する吸収液体に対して並列して操作され得る。所望の圧力で蒸気を生成するために最大限利用可能な熱が主要な熱交換器１０５において回収された後でさえ、循環する酸の温度およびエネルギー含量が、水蒸気噴射ゾーン１２７における噴射のための蒸気を生成するのにかなり十分であるため、直列での操作が好ましいであろう。しかしながら、補助的な交換器に入る酸の温度が、並列操作においてより高いため、補助的な熱交換器の必要な表面積は、補助的な交換器に通されるべきである酸の画分と同様により小さくなる。
図３のプロセスのための好ましい制御手法は、熱回収吸収ゾーンを出る酸の濃度が、蒸気噴射器への蒸気流および生成物の酸が吸収システムから取り出される体積速度を調節することによって制御され得ることを除いて、図２のプロセスと類似している。
図９は、第２の熱回収液体循環ループにおいて直列した２つの補助的な熱交換器があること、および吸収システムにおいて硫酸の正味の生成を含む硫酸流が、むしろ図２および３に示される第１の吸収酸循環ループからの交換器１３３の下流の第２の酸流から分かれることを除いて、図３のプロセスと類似のプロセスを示す。第１の補助的な熱交換器１３１は、水蒸気噴射ゾーン１２７においてＳＯ3転化ガス流中に噴射するための蒸気を生成する。交換器１３１において蒸気の形態で希釈水必要量の最大１００％を生成した後、酸流は、第２の吸収ゾーンのための好ましい酸入口温度より高い温度のままである。したがって、さらなるエネルギーが、第２の吸収酸の流れに対して交換器１３１から下流にある第２の補助的な熱交換器１３３において有用な形態で回収される。
図９の流れ図において、熱交換器１０５を出る吸収酸は、第１の吸収ゾーンに再循環される流れと、第２の吸収酸および正味の生成流が最終的に得られる補助的な（第２の熱回収液体）流れとを提供すべく分けられる。図９の流れ図は、熱交換器１３１の上流の補助的な酸流中に希釈ゾーン１３５も含む。希釈を伴うかまたは伴わずに、補助的な酸流が、まず、第１の補助的な熱交換器１３１を通過し、ここで、大気中蒸気が、水蒸気噴射ゾーンにおいてＳＯ3転化ガス流中に噴射するために生成される。次に、熱交換器１３１を出る補助的な酸流が、熱交換器１３３に通され、ここで、さらなる熱が、熱回収システムボイラー１０５用のボイラー給水に伝達される。交換器１３３を出る補助的な酸が、熱回収吸収システムにおける硫酸の正味の生成を構成する流れと、第２の吸収酸として働く流れとを提供すべく分けられる。後者は、第２の吸収ゾーン１１５の上部において、塔の酸入口１１７を介して送達される。
希釈装置１３５における補助的な酸流の希釈によって、第２の吸収酸および正味の生成酸の両方が、第１の吸収酸の濃度に関係なく、より低い濃度で制御され得る。必要に応じて、第１の吸収酸の不適切な希釈を避けることができ、第２の吸収ゾーンを出る第２の酸を、第１の吸収ゾーン中に流れ込ませるのではなく、酸収集タンク、乾燥塔の酸供給タンクまたは他の行先へと方向転換することによって、過剰な水を吸収システムから除去することができる。後者の選択肢も、図１および２に示されるプロセススキームにおいて必要に応じて利用可能であることを理解されたい。
図１０は、冶金プラントにおいて、例えば、銅鉱石焙焼炉において生成されるＳＯ2から硫酸を生成するよう構成されるプロセスを示す。図１０のプロセスは、最も特定的には図９のプロセスと類似しているが、補助的な酸流の希釈についての配置に関して異なる。補助的な酸用の希釈ゾーン１３７が、第２の吸収酸流れの方向に対して熱交換器１３１の上流ではなく、第２の補助的な熱交換器１３３の下流に提供される。さらなる希釈ゾーン１０７が、再循環される第１の酸流において、それが第２の酸流から分離された後でかつそれが酸戻り入口１１３を介して塔１０１に入る前に提供される。図９および図１０の両方において、より希薄な酸の直交流が、酸循環ループにおける酸の希釈のための水の供給源として使用され得る。
図１１は、図９のプロセスのさらなる変更を示し、このプロセスにおいて、ＳＯ3吸収エネルギーを用いて、脱気装置においてボイラー給水を取り除くための蒸気を生成する。脱気装置からの排気流は、吸収ゾーンの上流のＳＯ3担持ガス流中に噴射するための水蒸気供給源として使用され得る低圧での水蒸気を含有する。脱気装置排気流中の非凝縮物は、それらが導入されるＳＯ3担持流を実質的に希釈せず、吸収ゾーンにおけるＳＯ3の吸収またはＨ2ＳＯ4の凝縮の効率を妨げない。非凝縮物は、接触式の酸プロセスからの排ガス中で、好都合に処理される。
図１１に示されるように、熱回収吸収ゾーン１０３を出る吸収液体は、主要な熱交換器１０５を通過し、ここで、熱が、中圧蒸気の生成のために、吸収液体からボイラー給水へと伝達される。蒸気は、本明細書に記載される圧力で生成され得る。熱交換器１０５を出る吸収液体は、熱回収吸収ゾーン１０３に再循環される主要な吸収液体流と、第２の吸収液体および正味の硫酸生成物を含む補助的な（第２の熱回収）酸流とを提供すべく分けられる。示されるような好ましい実施によれば、補助的な酸流は、生成物の酸タンクに送られる正味の酸生成物と、残りの液体すなわち、第２の吸収液体（これは、第１の吸収ゾーン１０３を出るガス流から残りのＳＯ3を回収するために第２の吸収ゾーン１１５に導入される）とを提供すべく最終的に分けられる。
分割点と第２の吸収ゾーンとの間の流れ経路において、補助的な酸流は、補助的な脱気装置熱交換器１６３に通され、ここで、熱が、補助的な液体から、熱交換器１６３と脱気装置１６５との間で循環される水流へと伝達される。水流は、脱気装置において優勢な圧力、典型的にほぼ大気圧下で実質的にその沸点において補助的な脱気装置熱交換器１６３に入るのが好ましい。補助的な脱気装置熱交換器における熱の伝達により、水流のかなりの割合が蒸気に転化され、熱交換器を出る液体水および蒸気混合物は、脱気装置に導入され、ここで、それは、脱気されていないボイラー給水と接触し、給水から非凝縮物を取り除く働きをする。脱気された凝縮物は、脱気装置の底部または底部の近くから流出し、非凝縮物は、典型的に少なくとも約９９．５体積％、より典型的に少なくとも約９９．８体積％、最も典型的に約９９．８体積％〜約９９．９９９体積％の水蒸気を含有する脱気装置排気流において、脱気装置の上部から排出される。
脱気装置からの排気流は、典型的に、約３４．５キロパスカル（５ｐｓｉ）ゲージ未満、より典型的に約１３．８キロパスカル（２ｐｓｉ）ゲージ未満、最も典型的に約１８水柱インチ以下の圧力にある。この流れは、有利には、吸収器ガス入口１２３の上流のガス供給導管１２９中の噴射ポート１２１に送られる。さらに後述されるように、脱気装置排気流中の水蒸気の流量は、ガス流中のＳＯ3の硫酸への転化のために必要な反応水のうちの高い割合を提供するのに十分であり得る。非凝縮物は、硫酸設備からの排ガス中に無害な状態で放出される。
図１１に示されるプロセスにおいて、補助的な酸（第２の熱回収液体）流は、まず、第２の酸流の方向に対して補助的な脱気装置熱交換器１６３の上流にあるボイラー給水予熱器１６７を通過する。ボイラー給水予熱器１６７は、間接式熱交換器を含み、間接式熱交換器において、熱が、補助的な流れからボイラー給水へと伝達され、好ましくは、蒸気がボイラー中で生成される圧力において平衡温度に近い温度まで加圧下でボイラー給水を加熱する。本発明の方法のさらなる好ましい実施形態において、図１１にも示されるように、交換器１６７において加熱されるボイラー給水は、加圧された給水として主要な熱交換器１０５へと送達され、熱交換器１０５において、中圧蒸気が、熱回収吸収ゾーンを出る吸収液体からのＳＯ3吸収熱の伝達によって生成される。
ボイラー給水予熱器１６７を出る補助的な酸が、脱気装置の補助的な熱交換器１６３に送られる。
補助的な脱気装置熱交換器１６３を出た後、補助的な酸は、正味の生成物の酸流と、第２の吸収ゾーン１１５に送達され得る第２の吸収液体流とを提供すべく分けられ、第２の吸収ゾーン１１５において、第２の吸収液体流は、第１の吸収ゾーン１０３を出るガスと接触し、ガス流を冷却し、ガスが吸収システムを出る前にそれから残りのＳＯ3を吸収する働きを果たし、転化器のさらなる段階に戻されるかまたは排ガスとして、接触式の酸設備から排気される。図１１に示されるさらなる好ましい実施形態において、酸が、正味の生成物流と、吸収器に戻される第２の吸収酸流とに分けられる前に、補助的な脱気装置熱交換器１６３を出る補助的な酸を、さらに別の間接式熱交換器に通すことによって、さらなるＳＯ3吸収熱が回収される。図１１の実施形態において、処理されているが脱気されていないボイラー給水が、熱交換器１６３を出る補助的な酸からの熱の伝達によって、交換器１６９において予熱される。次に、脱気されていないボイラー給水の予熱器１６９を出る水が、脱気装置１６５に流れる。
新規な方法の特に好ましい実施形態において、図１１に示されるように、ボイラー給水予熱器１６７中に導入されるボイラー給水は、脱気装置１６５を出る脱気された水である。したがって、図１１の全体的なスキームにおいて、脱気されていない水が、給水予熱器１６９において予熱され、予熱された水が、脱気装置１６５において脱気され、ここで、非凝縮物が、補助的な脱気装置熱交換器１６３において生成される蒸気を用いて取り除かれ、脱気された水は、脱気されたボイラー水予熱器１６７において圧力下で、吸収熱回収交換器１０５のユーティリティー側において優勢な圧力における気／液平衡温度またはそれに近い温度まで加熱される。これらの工程のそれぞれにおいて、熱の供給源は、脱気されたボイラー給水の予熱器１６７、補助的な脱気装置熱交換器１６３、および脱気されていないボイラー給水の予熱器１６９を通して、水の流れに対して向流的に効果的に流れる補助的な酸流である。脱気されたボイラー給水の予熱器１６７を出る加圧された水は、熱回収吸収ゾーンを出る吸収液体からの熱の伝達によって、中圧蒸気へと転化するために交換器１０５に送達される。
脱気されていないボイラー給水を予熱し、脱気のための蒸気を生成するために補助的な吸収液体から利用可能なエネルギーは、脱気装置からの排気流が、転化器ガスに含まれるＳＯ3との反応に必要な水蒸気のかなりの割合を提供し得るほど十分である。補助的な脱気装置熱交換器１６３が、十分な熱伝達能力を有する場合、脱気装置１６５と熱交換器１６３との間で循環される水流のかなりの割合を蒸気に転化することができ、脱気装置の排気ガスにおける水蒸気のかなりの流れが生じる。例えば、脱気装置に入る脱気されていないボイラー給水の流量および温度、ならびに脱気装置熱交換器における補助的な吸収液体から水流への熱伝達の速度は、硫黄酸化物担持ガス流の全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり、少なくとも０．４０モル、好ましくは少なくとも約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、脱気装置排気流中の水蒸気を生成する組合せで制御され得る。
補助的な酸から利用可能なエネルギーはまた、ボイラー給水が、脱気温度まで予熱され、主要な吸収熱回収ボイラー１０５の水需要を超える体積で脱気され得るほど十分である。したがって、脱気されたボイラー給水は、図１１に示されるシステムから取り出され、製造施設のどこか、例えば、ＳＯ2を生成するために硫黄供給源を燃焼させる際に生成される燃焼ガスからのエネルギーの回収のために廃熱ボイラーへと送達され得る。
さらに、図１１のプロセススキームは、熱回収吸収ゾーンの上流のＳＯ3担持ガス中に噴射するために生成される水蒸気を最大にし、蒸気がこの目的のために他の供給源から取り込まれるべき速度を最小にし、または吸収熱回収システムから取り出される脱気された水のボイラー給水の流れを最大にすべく操作され得る。補助的な酸の冷却負荷の高い割合が、脱気装置の補助的な熱交換器に割り当てられる場合、水蒸気の最大の画分が、吸収器の上流の転化器ガス中に噴射するための反応水として生成され得る。脱気装置への水流の速度が、脱気装置の補助的な熱交換器における熱伝達の速度と比べて高い場合、脱気されたボイラー給水の最大量が、ボイラー１０５における使用および／または吸収システムからの取り出しのための使用ならびに製造プラントの他のどこかにおける使用のために生成され得る。後者の代案によれば、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脱気装置の補助的な熱交換器における補助的な酸流から水流への熱伝達の速度の組合せは、吸収ゾーンに入る当量の三酸化硫黄に対する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となるよう制御され得、それによって、ＳＯ2燃焼ガス廃熱ボイラーまたは発電所ボイラーへの脱気されたボイラー給水のかなりの取り出しを可能にする。特に、硫酸部門および全製造プラントの水およびエネルギーバランスを含む、プロセスが行われる施設の必要性によれば、噴射のための蒸気として補助的な酸流から回収される吸収熱の割合は、吸収熱回収システムからの取り出しのための脱気ボイラー給水において消費される吸収熱の割合と適切にバランスを取ることができる。
脱気装置排気流中の水蒸気の形態の第２の吸収液体からのエネルギーの最大回収においてさえ、追加の低圧蒸気が、ボイラー給水から非凝縮物を確実に十分に取り除くために、脱気装置中に好ましくは導入される。脱気装置の補助的な熱交換器における蒸気生成の速度が、熱回収吸収ゾーンに入る三酸化硫黄担持ガス流中に噴射するための、脱気装置排気ガス中の水蒸気の所与の目標流れを提供するのに不十分である場合、脱気装置に供給される追加の蒸気が不足を補い、それによって、脱気装置の排気、および噴射混合ゾーンにおいて、熱回収吸収ゾーンに入る転化器ガスの全当量の三酸化硫黄ガス含量当たり、少なくとも０．４０、０．５５、０．６０、０．７０、または０．８０モルの水蒸気を提供することができる。
追加の蒸気は、少なくとも約１３．８キロパスカル（２ｐｓｉ）ゲージ、好ましくは少なくとも約３４．５キロパスカル（５ｐｓｉ）ゲージ、典型的に約５５〜約８３キロパスカル（８〜約１２ｐｓｉ）ゲージの圧力で典型的に導入される。追加の蒸気は、水蒸気が、熱回収吸収ゾーンの上流のＳＯ3担持流中に噴射するための脱気装置排気流中に供給され得る速度にさらに寄与する。
追加の蒸気は、一定の速度で脱気装置中に導入されてもよく、または、場合により、追加の蒸気供給の速度は、反応水が、吸収器の上流のＳＯ3担持ガス流中への脱気装置の排気の噴射によって送達される速度を制御すべく制御されてもよい。例えば、脱気装置中への低圧蒸気の導入の速度は、開示内容が参照により本明細書に援用される米国特許第５，５３８，７０７号明細書に記載されるように制御され得る。本発明の方法の特に好ましい実施形態において、追加の蒸気の第１の供給が、一定の速度で脱気装置中に導入される一方、追加の蒸気の第２の供給が、吸収ゾーンに入る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速度で排気流中に導入される。第２の追加の供給は、好ましくは、脱気装置内または脱気装置と、ＳＯ3ガス供給導管１２９中の水蒸気噴射ゾーン１２７用の噴射ポート１２１との間で排気流中に導入される。
図２３は、図１１のプロセスの代案を示し、このプロセスにおいて、ＳＯ3吸収エネルギーを用いて、吸収ゾーンの上流のＳＯ3担持ガス流中に噴射するための水蒸気供給源として使用するための蒸気を生成する。図２３に示されるように、熱回収吸収ゾーン１０３を出る吸収液体は、主要な熱交換器またはボイラー１０５を通過し、ここで、熱が、中圧蒸気を生成するために吸収液体からボイラー給水へと伝達される。蒸気は、本明細書に記載される圧力で生成され得る。熱交換器１０５を出る吸収液体は、熱回収吸収ゾーン１０３に再循環される主要な吸収液体流と、第２の吸収液体および正味の硫酸生成物を含む補助的な（第２の熱回収）酸流とを提供すべく分けられる。示されるような実施によれば、補助的な酸流は、生成物の酸タンクに送られる正味の酸生成物と、残りの液体すなわち、第２の吸収液体（これは、第１の吸収ゾーン１０３を出るガス流から残りのＳＯ3を回収するために第２の吸収ゾーン１１５中に導入される）とを提供すべく最終的に分けられる。
補助的な酸（第２の熱回収液体）流は、まず、ボイラー給水予熱器１６７に通される。ボイラー給水予熱器１６７は、間接式熱交換器を含み、間接式熱交換器において、熱が、補助的な流れからボイラー給水へと伝達され、好ましくは、蒸気がボイラー中で生成される圧力において平衡温度に近い温度まで加圧下でボイラー給水を加熱する。交換器１６７中で加熱されたボイラー給水は、加圧された給水として主要な熱交換器１０５へと送達され、熱交換器１０５において、中圧蒸気が、熱回収吸収ゾーンを出る吸収液体からのＳＯ3吸収熱の伝達によって生成される。
図２３に示されるようなプロセスにおいて、ボイラー給水予熱器１６７を出る補助的な酸が、フラッシュタンク予熱器１８０に送られ、ここで、熱が、補助的な酸から、フラッシュタンク１８２からの水流へと伝達される。フラッシュタンク予熱器中の熱の伝達により、加圧下で水流が加熱され、この水流は、フラッシュタンクに戻され、ここで、加熱された水流の大部分を蒸発させ、低圧蒸気を形成させるべく圧力が低下される。この低圧蒸気は、有利には、吸収器ガス入口１２３の上流のガス供給導管１２９中の噴射ポート１２１に送られる。フラッシュタンク１８２からの水蒸気の流量は、ガス流中のＳＯ3の硫酸への転化のために必要な反応水のうちの高い割合を提供するのに十分であり得る。
図２３の実施形態において、ボイラー給水（例えば、タービン発電機凝縮物）が、まず、予熱器１６９において、フラッシュタンク予熱器１８０を出る補助的な酸からの熱の伝達によって予熱される。次に、加熱された凝縮物は、場合により脱気装置１６５中に導入され、フラッシュされる。また、脱気するための脱気装置１６５中に補給水を導入することもできる。脱気された凝縮物は、脱気装置の底部または底部の近くから流出し、非凝縮物は、脱気装置排気流において脱気装置の上部から排出される。図２３に示されていないが、脱気装置排気流は、フラッシュタンク１８２から、吸収器ガス入口１２３の上流のガス供給導管１２９中の噴射ポート１２１へと送られる低圧蒸気と組み合わされてもよい。次に、脱気装置１６５を出る脱気された凝縮物は、ボイラー給水予熱器１６７に流れる。図２３に示されるように、脱気装置１６５からの脱気された凝縮物の一部が、場合により、フラッシュタンク１８２に送られてもよい。
予熱器１６９を出た後、補助的な酸は、正味の生成物の酸流と、第２の吸収ゾーン１１５に送達され得る第２の吸収液体流とを提供すべく分けられ、第２の吸収ゾーン１１５において、第２の吸収液体流は、第１の吸収ゾーン１０３を出るガスと接触し、ガス流を冷却し、ガスが吸収システムを出る前にそれから残りのＳＯ3を吸収する働きを果たし、転化器のさらなる段階に戻されるかまたは排ガスとして、接触式の酸設備から排気される。
したがって、図２３の全体スキームにおいて、タービン発電機凝縮物が、給水予熱器１６９において予熱され、場合により脱気され、予熱された脱気された水は、ボイラー水予熱器１６７において圧力下で、吸収熱回収交換器１０５のユーティリティー側において優勢な圧力における気／液平衡温度またはそれに近い温度まで加熱され、フラッシュタンク１８２からの液体水が、フラッシュタンク予熱器１８０において圧力下で加熱される。これらの工程のそれぞれにおいて、熱の供給源は補助的な酸流である。ボイラー給水予熱器１６７を出る加圧された水は、熱回収吸収ゾーンを出る吸収液体からの熱の伝達によって、中圧蒸気へと転化するために交換器１０５に送達される。
ボイラー給水を予熱し、蒸気を生成するために補助的な吸収液体から利用可能なエネルギーは、フラッシュタンクが、転化器ガスに含まれるＳＯ3との反応に必要な水蒸気のかなりの割合を提供し得るほど十分である。必要に応じて、追加の低圧蒸気が、熱回収吸収ゾーンに入る三酸化硫黄担持ガス流中に噴射するための、水蒸気の所与の目標流れを提供するために導入され得る。
図６は、吸収システムの上流のＳＯ3転化ガス流中に蒸気を噴射するためのシステムを示す。図面に概略的に示されるのは、熱回収塔１０１、第１の吸収ゾーン１０３およびＳＯ3転化ガス供給導管１２９である。大気中蒸気が、導管ノズル１４３内で同軸上に整列され、かつ導管ノズル上のフランジ１４７に固定されたフランジ１４５上に支持されたポリテトラフルオロエチレン封入噴射ノズル１４１を介して、供給源１３９（例えば、図１０の第１の補助的な熱交換器１３１）から水蒸気噴射ゾーン１２７中に供給される。導管ノズルは、導管１２９中の屈曲部１４９に位置決めされる。蒸気と転化ガスとの混合は、ガス流の方向に対して噴射ノズルの下流の導管１２９の内壁上のバッフル１５１によって促進される。好ましくは、混合は、硫酸が凝縮し得る低温の箇所を生じ得る局所的な組成および温度勾配を防ぐのに十分である。バッフル１５１または静的混合タブおよび導管１２９は、例えば、米国特許第４，９２９，０８８号明細書に記載されるように好適に構成され、これらには、耐食コーティングが施されてもよい。支柱１５３が、導管１２９を支持するが、硫酸が凝縮し得る低温の箇所の形成を避けるために導管１２９から熱的に絶縁される。支柱は、第２の屈曲部１５５の下流に位置し、その端部には、酸凝縮物の蓄積を収集するための凹部１５７がある。酸性れんがまたはタイル１５９が、凹部の底部の内側を覆い、凹部は、排出弁１６１と連通している低い箇所を提供すべく傾けられ、排出弁１６１を通して、何らかの酸凝縮物が、弁に連結され得るトラップまたはシールを通して定期的に取り出され得る。
さらに本発明によれば、ＳＯ3吸収熱の回収のためのプロセスが、インターパス吸収器を含み、かつ熱回収吸収ゾーンを提供すべく改造されている既存の接触式の硫酸プラントにおいて操作される。熱回収吸収ゾーンは、高温吸収酸を生成するために高温で操作すべく調整され（ｐｒｏｐｏｒｔｉｏｎｅｄ）、構成される新たな吸収器の装着によって提供され、高温吸収酸から、熱が、新たな熱交換器において、別の流体への熱の伝達によって伝達され、それによって、別の流体を、約１５０℃を超える温度まで加熱する。例えば、図２、３または９〜１１に示されるような第２の吸収ゾーンを提供することが望ましい場合、既存のインターパス吸収器は、第２の吸収ゾーンを含むよう構成され得る。
しかしながら、インターパス塔が、それが典型的に元々設計されている、ガスに対する吸収液体の質量流量比で操作されないのが好ましいことが発見された。インターパス塔が、典型的に７〜１２体積％のＳＯ3を含有するガス流からＳＯ3を回収すべく設計されている場合、インターパス塔は、典型的に、約６〜約１０の液体対ガスの質量流量比で操作すべく調整され、構成される。しかしながら、本発明によれば、このようなＬ／Ｇ範囲内の第２の吸収ゾーンの操作、および本明細書において上述した温度が、過度の、場合によっては、大量のミストの生成をもたらすことが発見された。しかしながら、意外にも、既存のインターパス塔内で操作される第２の吸収ゾーンにおけるミスト生成問題は、インターパス塔が元々設計され、調整され、構成されたＬ／Ｇより明らかに低いかまたは明らかに高いＬ／Ｇで操作することによっておおむね解決することができることがさらに発見された。特定の理論に制約されるものではないが、約１．０〜約７．０の範囲の比較的低いＬ／Ｇにおける操作により、ガス流が、比較的高い温度で第２の吸収ゾーンに通され、塔が元々設計されたＬ／Ｇにおいて起こる急激な冷却および著しいミスト生成が避けられると考えられる。他方、約１４〜約１８の範囲の比較的高いＬ／Ｇにおける操作は、急激な冷却の影響を必ずしも避けるとは限らないが、ミストが生成されるとミストを取り除く大量の液体流を提供し、ガス流が第２の吸収ゾーンを出る前に第２の吸収液体中のミスト酸を捕捉する。これらの説明は事後になされ得るが、実際は、ミスト生成問題が、典型的にインターパス塔設計のＬ／Ｇにおける場合ほど深刻であり得るという予測に根拠はなく、より高いＬ／Ｇまたはより低いＬ／Ｇのいずれか、ましてやその両方が、問題に大きな解決をもたらし得るという予測に対する根拠もさらに乏しい。
本発明はさらに、硫酸へのＳＯ3の吸収熱を高温で回収するための既存のインターパス吸収器を含む既存の接触式の硫酸プラントを改造するための方法に関する。本方法によれば、新たな吸収器が、三酸化硫黄を含む転化器ガスを受け入れるために取り付けられる。新たな吸収器は、内部に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。新たな吸収器は、高温で操作し、高温吸収酸を生成するよう構成され、調整される。
この改造方法は、第１の吸収液体からのＳＯ3吸収の熱を別の流体へと伝達し、それによって、別の流体を少なくとも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をさらに含む。好ましくは、高温熱交換器は、吸収熱回収ボイラーを含み、吸収熱回収ボイラーにおいて、蒸気が、最小で約０．４メガパスカル（４バール）の圧力で生成される。新たな吸収器の第１の吸収ゾーンと高温熱交換器との間で第１の吸収液体を循環させるための手段が提供される。このような循環手段は、典型的に、新たな吸収器において少なくとも３，７７０ポンド／平方フィート／時（１８，４４０ｋｇ／ｍ2／時）の吸収液体質量流量を生成するのに十分な容量を有する高容量の酸ポンプと、新たな吸収器の酸出口を新たな熱交換器の入口につなぐ酸流導管と、熱交換器の出口を新たな吸収器の第１の吸収の入口につなぐ酸流導管とを含む。
ガス流導管が、新たな高温吸収器を出るガス流を、既存のインターパス吸収器の入口に送るために取り付けられる。ＳＯ3担持転化器ガスをインターパス塔に供給するために予め設けられたガス導管は、この目的のために必要な導管構成の修正が何であれ、新たな吸収器に向け直される。
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がさらに提供され、ここで、第２の吸収液体への移動によって第１の吸収ゾーンを出るガス流から残りのＳＯ3を除去することができる。有利には、吸収熱回収熱交換器を出る吸収液体は、第１の吸収ゾーンに再循環される第１の吸収液体と、既存のインターパス塔の上部に送達される第２の吸収液体とを提供すべく分けられ得る。このような実施形態において、インターパス塔にわたる循環のための手段は、したがって、新たな吸収器と、吸収熱を回収するための新たな熱交換器との間で吸収酸を循環するために取り付けられるポンプと組み合わせて、分割点からの第２の吸収液体をインターパス塔の上部に送るために取り付けられる導管を含む。
第２の吸収液体を循環させるための手段は、第２の吸収ゾーン中のガスに対する第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／または制御手段に供される。
さらに本発明によれば、吸収システムが、例えば、１１体積％〜１３体積％の範囲の高濃度の三酸化硫黄を含有する入口転化器ガス流を用いて操作される場合、中圧蒸気生成のさらに高い速度が実現され得ることが発見された。このような高い硫黄酸化物レベルは、冶金プラントにおいて生成されるＳＯ2の転化によって、または過剰な空気の低減された割合における操作において実現され得る。ガス流中の非凝縮物への顕熱損失の減少のため、中圧蒸気が、吸収ゾーンに入るＳＯ3から生成される硫酸のトン当たり少なくとも約０．５０トンの量で、少なくとも０．４メガパスカル（４バール）ゲージの圧力で生成され得る。ガス強度が上記の好ましい高い範囲内であり、必要な反応水の７０％超が、熱回収吸収ゾーンの前に転化器ガス流中に水蒸気として噴射される場合、０．４メガパスカルゲージ以上における蒸気は、正味の硫酸生成物のトン当たり少なくとも約０．５５トンの量で生成され得る。反応水の８０％超が、熱回収吸収器の前に蒸気として噴射される場合、０．４メガパスカルゲージ以上における蒸気は、正味の硫酸生成物のトン当たり、少なくとも約０．６０トン、より好ましくは少なくとも約０．６５トン、最も好ましくは最小で約０．７０トンの量で生成され得る。概して、蒸気は、正味の硫酸生成物のトン当たり０．４〜約０．９トンの範囲内で生成され得る。
吸収熱回収システムがインターパス接触式酸施設用のインターパス吸収器として機能する場合、高いガス強度における操作が特に魅力的であり得る。高いガス強度および低減した過剰の空気の両方が、転化器を出て、熱回収吸収システムを通過するガス流中のわずかにより高い残りのＳＯ2含量をもたらす。しかしながら、ガスが、さらなる転化器段階に、次に最終的な吸収器に送り戻される場合、最終的な硫酸収量の純損失は、ごくわずかになるかないしはなくなる。
上述したような本発明の様々な実施形態は、有利には、熱回収吸収器がインターパス吸収器として機能するインターパス接触式硫酸プラントにおいて実施することができ、図２、３および／または９〜１１に例示される第２の吸収ゾーンがある場合またはない場合がある。しかしながら、熱回収システムがまた、熱回収吸収システムが唯一の吸収システムとして働く単一パス酸プラントにおいて実施されてもよいことが理解されよう。後者の場合、さらなる代案が、熱回収吸収器を出るガス流を凝縮段階に送ることであり、凝縮段階において、気相酸および残りの水およびＳＯ3のほぼ１００％が、濃硫酸の形態で凝縮される。これらの実施形態において、凝縮熱伝達表面が、濃硫酸の凝縮の当該技術分野において公知の材料で構成され得る。
以下の実施例は、本発明の方法をさらに例示する。
実施例１
図２に示されるプロセスにおいて、５０標準立方メートル／秒（１０６，０００標準立方フィート／分）の速度で流れ、１１．６モル％のＳＯ3、０．６モル％のＳＯ2、４．２モル％のＯ2、および８３．６モル％のＮ2を含有する、１６５℃の温度における乾燥ＳＯ3転化ガス流を、間接式熱交換器に通して、過熱蒸気への伝達によって、ＳＯ2とＳＯ3との反応の熱を回収する。１６５℃で過熱水蒸気発生器を出るＳＯ3ガス流を、約０．２メガパスカル（１８ｐｓｉａ）の絶対圧力で、図２に示される水蒸気噴射ゾーン１２７に送達する。噴射ゾーン１２７において、ガス流中の当量のＳＯ3に対する当量の水蒸気のモル比を約０．９５〜１．０に設定するのに十分な、ガス管中の圧力を少なくとも約０．１メガパスカル（１バール）超える圧力における蒸気を、４．３Ｋｇ／秒（５７０ポンド／分）でガス流中に噴射する。水蒸気噴射ゾーンにおいて、ＳＯ3と水蒸気との反応の気相熱が、ガス流の温度を３１２℃に上昇させる。
転化ガスを、第１の熱回収吸収ゾーン１０３の下のガス入口１２３を介して、図２の熱回収塔１０１に導入する。ガスは、熱交換器１０５から再循環される第１の吸収酸画分を、第２の吸収ゾーン１１５の酸出口から下向きに流れる第２の吸収酸と組み合わせることによって形成される第１の吸収酸に対して向流的に吸収ゾーンを通って上向きに流れる。９９．５％の強度および２００℃の温度を有する再循環される吸収酸を、約５６０Ｋｇ／秒（７４，０００ポンド／分）の流量で酸戻り入口１１３を介して塔１０１内の第１の吸収ゾーン１０３に戻す一方、第２の吸収酸が、約４８．５Ｋｇ／秒（６，４００ポンド／分）の速度および約１９０℃の温度で第２の吸収ゾーンの酸出口から下向きに流れる。第１の吸収酸が、吸収ゾーン１０３を通って下向きに流れるにつれて、硫酸が、気相から液相へと凝縮し、ＳＯ3が、気相から液相へと吸収され、ここで、それが水と反応して、さらなる硫酸を形成する。第１の吸収酸は、吸収ゾーンを出て、２３２℃の温度および約６３０Ｋｇ／秒（８３，０００ポンド／分）の流量で酸出口１０９を介して塔から取り出される。吸収ゾーンに入る転化ガス中の当量のＳＯ3に対する当量の水蒸気のモル比が約１．０であるような十分な速度で水蒸気が転化ガス中に導入されたため、酸強度は、塔全体にわたって、および出口１０９を介して塔を出る高温の吸収酸中で、９９．５％のままである。
塔出口１０９から引き出される酸が、熱回収システムボイラー１０５を通して循環され、熱回収システムボイラー１０５において、熱が、酸から伝達されて、熱回収吸収ゾーン１０３における硫酸の凝縮およびＳＯ3の吸収によって生成される酸の正味のトン当たり０．６トンの蒸気の速度で０．９〜１メガパスカル（９〜１０バール）の圧力を有する蒸気を生成する。吸収の際に生成される正味の硫酸を取り出す支流を除いて、熱交換器１０５を出る酸が、戻り入口１１３を介して第１の吸収ゾーンに戻される。正味の酸生成は、約２５Ｋｇ／秒（２，１００ポンド／分）である。
第２の吸収酸を、６０℃の温度、約４８．５Ｋｇ／秒（６，４００ポンド／分）の流量および９８．５％の強度で入口１１７を介して熱回収塔１０１内の第２の吸収ゾーン１１５に導入する。第１の熱回収吸収ゾーン１０３の上部を出る減損ガスが、第２の吸収酸に対して向流的に第２の吸収ゾーン１１５を通って上向きに流れ、それによって、残りのＳＯ3およびＨ2ＳＯ4が、ガス流から第２の吸収酸へと移動される。ガス流は、７０℃の温度および約４４．３標準立方メートル／秒（９４，０００ＳＣＦＭ）の流量でミストエリミネータ１１９およびガス出口を通って吸収ゾーンの上部を出る。乾燥出口ガス流は、約０．００１モル％のＳＯ3、０．６％のＳＯ2、４．２モル％の酸素、および９５．２モル％の窒素を含有する。
実施例２
図３に示されるプロセスにおいて、第１の吸収ゾーンをより高いＬ／Ｇで操作し、第１の吸収ゾーンにわたる対応してより低い酸側温度上昇および熱交換器１０５にわたるより低い酸側温度低下があることを除いて、操作は実施例１の操作と類似している。主要な吸収酸熱交換器１０５を出る吸収酸が、酸戻り入口１１３を介して第１の吸収ゾーンに戻される第１の吸収酸流と、正味の酸生成流と、補助的な酸熱交換器１３１において６０℃まで冷却される第２の吸収酸流とに分けられる。あるいは、熱交換器１０５を出る酸流は、第１の吸収酸流と、熱交換器１３１を通過する補助的な酸流とに分けられ、その後、正味の生成物流と、第２の吸収ゾーン１１５に戻される第２の酸流とに分けられる。
図３の実施形態において、再循環される吸収酸が、約２００℃および７１０Ｋｇ／秒（９４，０００ポンド／分）の速度で第１の吸収ゾーンに入り、ここで、吸収酸を、第２の吸収ゾーン１１５の底部を出る約４８．５Ｋｇ／秒（６，４００ポンド／分）の酸と混合する。吸収酸を、約７９０Ｋｇ／秒（１０４，０００ポンド／分）の速度および２２６℃の温度で第１の吸収ゾーンの底部から引き出し、硫酸の正味の生成が、約１３．５Ｋｇ／秒（１，８００ポンド／分）のままである。実施例１と同様に、酸強度は、第１の吸収ゾーン全体にわたって９９．５％である。ガス側温度、流れおよび組成は、第２の酸の温度、流れおよび組成と同様に、実施例１と同じである。
図３のより高いＬ／Ｇでの操作が、第１の吸収ゾーンにおける向上した物質移動、ならびに熱回収塔の基部および熱交換器１０５におけるわずかに低い腐食可能性をもたらす。
実施例３
図９のプロセスにおいて、過剰な酸素を含有する使用済み酸プラントからの湿潤ＳＯ2流を触媒床に通して、ＳＯ2をＳＯ3に転化する。さらなる水蒸気を蒸気噴射ゾーン２２７におけるガス流中に導入して、ガス流を生成し、このガス流は、入口１２３において熱回収塔１０１に入り、かつ３１５℃の温度で第１の吸収ゾーン１０３に流れ込む。蒸気噴射の後に吸収ゾーンに導入される際、転化ガスは、１０３Ｋｇモル／秒（１３，６２３ポンドモル／時）で流れ、０．４体積％のＳＯ2、５．４体積％のＳＯ3、２．３体積％の酸素、７２．７体積％の窒素、５．６体積％の水蒸気、１１体積％のＣＯ2および２．５体積％のＨ2ＳＯ4を含む。吸収酸は、９９．５％の強度、１０７Ｋｇモル／秒（１４，１００ポンドモル／時）の流量および２０４℃の温度で第１の吸収ゾーンを出る。熱交換器１０５を通過した後、酸流は、熱回収吸収ゾーン１０３に戻される再循環される酸流と、第２の吸収酸を含む補助的な流れとを提供すべく分けられる。補助的な流れを、希釈ゾーン１３５において水で希釈して、酸強度を９９．２％まで低下させる。希酸を間接式熱交換器１３１に通し、間接式熱交換器１３１において、ガス供給導管１２９内の水蒸気噴射ゾーン１２７において転化ガス流中に噴射するための大気圧よりわずかに高い圧力における蒸気を生成するために、熱が酸流から伝達される。熱交換器１３１を出る酸が、第２の補助的な熱交換器１３３を通過し、第２の補助的な熱交換器１３３において、例えば、ボイラー給水へと熱を伝達することによって酸をさらに冷却する。その後、酸流は、８．４Ｋｇモル／秒（１，１１３ポンドモル／時）の速度、９９．２％の濃度、および７１℃の温度で吸収システムから取り出される正味の生成画分を生成すべく分けられる。同じ濃度および温度における残りの酸画分は、９８．４Ｋｇモル／秒（１３，０００ポンドモル／時）の速度で酸入口１１３へとリサイクルされる第２の吸収酸を含む。
０．９メガパスカル（９バール）の圧力を有する蒸気が、吸収システムにおいて生成される正味の硫酸のトン当たり０．４５トンの速度で熱交換器１０５において生成される。
第２の吸収ゾーンを出る減損ガスが、ミストエリミネータ１１９を通過し、８９Ｋｇモル／秒（１１，７７０ポンドモル／時）の速度および７０℃の温度で吸収システムを出る。減損ガスは、０．５体積％のＳＯ2、１２．７体積％のＣＯ2、２．７体積％の酸素および８４．１体積％の窒素を含む。
実施例４
図１０のプロセスにおいて、過剰な酸素を含有する硫黄燃焼プラントからの湿潤ＳＯ2流を触媒床に通して、ＳＯ2をＳＯ3に転化する。さらなる水蒸気を蒸気噴射ゾーン１２７におけるガス流中に導入して、ガス流を生成し、このガス流は、入口１２３において熱回収塔１０１に入り、かつ２９３℃の温度で第１の吸収ゾーン１０３に流れ込む。吸収ゾーンに導入される際、ガスは、０．２体積％のＳＯ2、４．３体積％のＳＯ3、９体積％の酸素、７９．２体積％の窒素、３．７体積％の水蒸気、および３．５体積％のＨ2ＳＯ4を含む。ガス流は、吸収酸熱交換器１０５から再循環される酸と、第２の吸収ゾーン１１５の酸出口から下向きに流れる第２の吸収酸とを組み合わせることによってゾーンの上部で形成される第１の吸収酸に対して向流的に第１の吸収ゾーン１０３を通って上向きに流れる。第１の吸収ゾーン全体にわたる酸強度は９９．５％である。第１の吸収ゾーンを出る高温の第１の吸収酸を、熱交換器１０５を通して循環するために酸出口１０９を介して塔１０１の底部から引き出す。
熱交換器１０５を出る酸が、酸戻り入口１１３を介して塔に戻される再循環される画分と、２つの補助的な熱交換器１３１および１３３を通して連続して通過する補助的な画分とに分けられる。第２の吸収酸流の方向に対して交換器１３３の下流でかつ第２の吸収酸塔入口１１７の上流の希釈装置１３７において、水を加えて、第２の吸収ゾーンに入る酸の強度を９９．５％から９９．２％に低下させる。希釈の熱は、第２の酸の温度を７１℃まで上昇させる。希釈ゾーンと塔入口１１７との間で、硫酸の正味の生成を含む硫酸流を、７Ｋｇモル／秒（９２０ポンドモル／時）の速度で取り出し、第２の吸収酸流を、１４．８Ｋｇモル／秒（１，９６０ポンドモル／時）で第２の吸収ゾーン中に流れ込ませる。
熱交換器１０５において、０．４メガパスカル（４バール）の圧力を有する蒸気が、正味の硫酸生成のトン当たり０．８６トンの速度で生成される。
第２の吸収ゾーンを出る減損ガスが、ミストエリミネータ１１９を通過し、７８．２Ｋｇモル／秒（１０，３３０ポンドモル／時）の速度および７１．１℃の温度で吸収システムを出る。減損ガスは、０．２体積％のＳＯ2、１０．２体積％の酸素および８９．６体積％の窒素を含む。
実施例５
図８に示されるプロセスのシミュレーションを行った。蒸気噴射の後、システムに導入されるＳＯ3転化ガスは、実施例３に記載される冶金プロセスガスと同じ組成を有する。この実施例のプロセスは、いくつかの点で図３のプロセスと類似しているが、ただし、１つのみの吸収ゾーン、すなわち、唯一の熱回収吸収ゾーンを含み、第２の吸収ゾーンを含まないことが分かるであろう。吸収ゾーンが１つ、２つまたは３つの気／液平衡段階を含むプロセスの別のシミュレーションを行った。
いずれの場合も、向流熱回収吸収ゾーン２０３に入る転化ガスは、実施例３の場合と同じ組成、温度および流量を有する。いずれの場合も、循環吸収酸は、９９％の濃度で熱回収吸収ゾーンを出て、その後、まず、熱交換器２０５に通され、熱交換器２０５において、酸が、１８３℃まで冷却され、蒸気が、中圧で生成され得る。次に、交換器２０５を通過する酸が、循環流と正味の生成流とを提供すべく分けられる。正味の生成は、１８３℃の温度で１，０８６ポンドモル／時である。
循環する酸流が、１３，０００ポンドモル／時の速度で補助的な熱交換器２３１に通され、補助的な熱交換器２３１において、酸が、６０℃まで冷却され、次に、熱回収吸収ゾーン２０３の上の塔の上部に再導入される。循環する酸流の全てが塔の上部に戻されるため、第２の吸収ゾーン自体は存在しない。いずれの場合も各平衡段階を出るガス流の組成は、表３に示される。表３Ａは、１つの平衡吸収段階のシミュレーションを報告し、表３Ｂは、２つの平衡吸収段階からなるシステムのシミュレーションを報告し、表３Ｃは、１つのカラムに３つの平衡吸収段階を含むシステムのシミュレーションを報告し、表３Ｄは、１つのカラムに４つの平衡段階を含むシステムのシミュレーションを報告する。
Figure 2015212226
Figure 2015212226
Figure 2015212226
Figure 2015212226
実施例６
図１１のプロセスにおいて、硫黄燃焼接触式硫酸プラントを、ＳＯ2担持燃焼ガス流を提供すべく操作し、ＳＯ2担持燃焼ガス流を、ＳＯ2をＳＯ3に転化するために転化器に通す。水蒸気を、噴射ポート１２１を介して噴射ゾーン１２７内の転化器ガス流中に導入して、ガス流を生成し、このガス流は、入口１２３において熱回収塔１０１に入り、かつ３１５℃の温度で第１の吸収ゾーン１０３に流れ込む。吸収ゾーン１０３は、充填手段または気／液接触を促進するための他の手段を含み、気／液接触によって、ガス流は、下向きに流れる９９．５重量％の硫酸を含む第１の吸収液体に対して向流的に上向きに流れる。第１の吸収ゾーン１０３を出るガス流は、第２の吸収ゾーン１１５を通って上向きに流れ、第２の吸収ゾーン１１５において、ガス流は、残りのＳＯ3をガス流から取り出すために第２の吸収液体と接触される。次に、第２の吸収液体は、９８．５〜９９．２重量％の硫酸濃度で第２の吸収ゾーンの上部に入り、約９９．２重量％〜９９．５重量％の濃度で第２の吸収ゾーンの底部から第１の吸収ゾーンに流れ込む。
第１の吸収ゾーン１０３の底部を出る吸収酸を、ボイラーを含む主要な熱交換器１０５を通してポンプ１１１を介して循環させ、熱交換器１０５において、熱が、吸収酸から伝達されて、約１２５ｐｓｉｇ、すなわち、０．８５メガパスカル（８．５バール）ゲージの圧力で蒸気を生成する。吸収酸は、２０４℃の温度で吸収熱回収ボイラー１０５を出て、第１の吸収ゾーン１０３の上部に再循環される主要な吸収液体と、第２の吸収ゾーン１１５の上部に再循環される第２の吸収液体を含む補助的な酸流とを提供すべく分けられる。
分割点と第２の吸収ゾーンの上部における酸入口との間で、補助的な酸流を、直列した３つの間接式熱交換器、すなわち熱交換器１６７、１６３および１６９に連続して通す。熱交換器１６７は、主要な熱交換器１０５への脱気されたボイラー給水用の予熱器であり、熱交換器１６３は、脱気装置１６５の補助装置であり、熱交換器１６９は、ボイラー給水の流れに対して脱気装置の上流の脱気されていないボイラー給水用の予熱器である。
熱交換器１６７において、補助的な酸流を２０４℃から１６５℃に冷却し、それによって、脱気されたボイラー給水を１０８℃から１７８℃に加熱し、この温度は大体、平衡温ボイラー１０５において生成される蒸気の８．５バールの圧力における気液平衡温度である。予熱器１６７を出る加圧された水を、好ましくは、図面に示されるボイラー１０５に直接移動する。
熱交換器１６３において、補助的な酸を１６５℃から１１５℃に冷却し、それによって、１０８℃の一定温度で熱交換器１６３と脱気装置１６５との間で循環される水のかなりの割合を蒸発させる。交換器１６３を出る混合された液体水／蒸気混合物を、脱気装置１６５に戻し、脱気装置１６５において、蒸気は、図面に示される熱交換器１６９の水出口から好ましくは受け取られる脱気されたボイラー給水から非凝縮物を取り除くのを助ける働きをする。
熱交換器１６９において、補助的な酸流を１１５℃から６４℃に冷却し、それによって、脱気されていないボイラー給水を４０℃から１０８℃に加熱する。交換器１６９を出る補助的な酸を、第２の吸収ゾーン１１５の上部へと第２の吸収液体を戻す前に、希釈装置１３７における水または比較的希薄な（例えば、９３重量％）硫酸の直交流で必要に応じて希釈してもよい。
処理されているが脱気されていないボイラー給水を、４，３２０ポンドモル／時で供給し、給水予熱器において４０℃から１０８℃に加熱し、その後、脱気装置の補助的な熱交換器１６３を出る混合された液体水および蒸気流とともに、脱気装置１６５中に導入する。１０ｐｓｉｇ（０．０７メガパスカル）ゲージの圧力で飽和される追加の蒸気も、１３２ポンドモル／時の速度で脱気装置に導入する。脱気装置に導入される蒸気は、交換器１６９から脱気装置に流れ込む脱気されていないボイラー給水から非凝縮物を取り除くよう機能し、それによって、約９９．９体積％の水蒸気、残りの非凝縮物を含む排気流を生成する。場合により、さらなる低圧蒸気を脱気装置に導入して、第１の吸収ゾーン１０３に入る転化器ガス流の当量の三酸化硫黄含量に対する所定の比率で脱気装置排気ガスにおける水蒸気含量を制御する。
熱交換器１６３において生成される蒸気プラス外部供給源からの追加の蒸気を含む脱気装置排気ガスを、第１の吸収ゾーン１０３中に導入される転化器ガスと混合するために噴射ポート１２１を介して噴射ゾーン１２７へとリサイクルする。７００ポンドモル／時の速度における水蒸気が、噴射ゾーンへとリサイクルされる脱気装置排気に含まれる。このうち、約５５０ポンドモル／時が、第２の吸収酸を１６５℃から１１５℃に冷却することによって伝達される熱から生成される。
脱気装置からの凝縮物は、脱気装置の底部から、主要な熱交換器１０５のユーティリティー側入口へと３，３００ポンドモル／時の速度で流れ、熱交換器１０５において、蒸気が、８．５バールの圧力において３，３００ポンドモル／時の速度で生成される。凝縮物の適度な追加の増分、５５２ポンドモル／時を、接触式硫酸プラントのどこかで、または硫酸プラントが位置する製造プラントのどこかでボイラー給水として使用するために熱回収吸収システムから取り出す。
蒸気が、熱交換器１０５において、正味の硫酸生成のトン当たり０．６４トンの速度で、８．５バールで生成される。
この実施例の実施形態において、第２の吸収液体に含まれるエネルギーの大部分が、熱回収吸収ゾーンに入る転化器ガス流中に噴射するための水蒸気を生成するのに消費されることが分かるであろう。
実施例７
実施例７のプロセスの操作は、その全体的な流れ図において、実施例６のプロセスの操作と実質的に同一であるが、第２の吸収液体に含まれる熱エネルギーの分布にかなりの差がある。
実施例７の操作は、第１の吸収ゾーン１０３、中圧蒸気の生成のための主要な熱交換器１０５、および脱気されたボイラー給水の予熱器１６７において実施例６と同一である。水側流れスキーム（脱気されていないボイラー給水が交換器１６９を介して脱気装置１６５へと通され、脱気装置１６５からの脱気されたボイラー給水が脱気されたボイラー水の予熱器１６７を介してＳＯ3吸収熱回収ボイラー１０５へと通される）もまた、脱気されたボイラー給水が予熱器１６７において圧力下で加熱される温度の場合と同じである。
しかしながら、実施例７のプロセスは、脱気装置の補助的な熱交換器１６３において、実施例６のプロセスよりはるかに低い割合の熱を補助的な酸流から抽出する。したがって、交換器１６３において蒸気に転化される脱気装置に入る水の割合は、実施例７において、実施例６よりはるかに低い。脱気装置においてわずか約２０９ポンドモル／時の水蒸気の成分の結果として、排気ガスが、脱気装置の補助的な熱交換器の操作に起因する。４９１ポンドモル／時のさらなる成分が、１３２ポンドモル／時の速度における１０ｐｓｉｇの蒸気の一定の追加の流れと、排気流において７００ポンドモル／時の全水蒸気含量を提供すべく調節される第２の追加の蒸気供給との組合せから得られ、排気流は、噴射混合ゾーン１２７において転化器ガス流と混合するために噴射ポート１２１へとリサイクルされる。
しかしながら、熱交換器１６９を介して導入される給水がそれほど蒸発されないため、実施例７のスキームは、実施例６の実施形態よりはるかに大きい脱気された凝縮物の供給を提供する。したがって、３，３００ポンドモル／時の脱気されたボイラー給水を、給水予熱器１６７および吸収熱回収ボイラー１０５に供給した後、脱気装置は、別の５，５９３ポンドモル／時の脱気されたボイラー給水を、接触式酸施設のどこかまたは製造プラントのどこかで使用するために１０８℃で取り出す。
蒸気が、主要な熱交換器１０５において、正味の硫酸生成のトン当たり正味で０．５６トンの間の速度で生成される。
全ての追加の蒸気を、生成物の硫酸流中のプロセス水として、あるいは主要の熱回収システム熱交換器または接触式酸プラントまたはより広い製造施設のどこかにおいて蒸気の生成のために使用される脱気されたボイラー給水として回収する。
上記を考慮すると、本発明のいくつかの目的が達成され、他の有利な結果が実現されることが分かるであろう。
本発明の範囲を逸脱せずに、上記において様々な変更を行うことができるため、上記の明細書に含まれ、添付の図面に示される全ての事項が、例示としておよび限定の意味なく解釈されるべきであることが意図される。
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、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（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、ＳＯ3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ＳＯ3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ＳＯ3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／Ｎｍ3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３００Ｎｍ3／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／Ｎｍ3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、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。
［３］
前記硫黄酸化物担持ガス流が、二酸化硫黄と、酸素と、ＳＯ2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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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ＳＯ3のキログラム当たり少なくとも約１１６０ＫＪ（当量のＳＯ3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のいずれか一項に記載の方法。
［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ＳＯ3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ＳＯ3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ＳＯ3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ＳＯ3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／Ｎｍ3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のいずれか一項に記載の方法。
［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Ｈ2ＳＯ4である、前記２〜１４のいずれか一項に記載の方法。
［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３００Ｎｍ3／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／Ｎｍ3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のいずれか一項に記載の方法。
［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Ｈ2ＳＯ4である、前記２〜１９のいずれか一項に記載の方法。
［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５００Ｎｍ3／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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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、ＳＯ3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のいずれか一項に記載の方法。
［３２］
ＳＯ3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ＳＯ3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ＳＯ3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のいずれか一項に記載の方法。
［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５００Ｎｍ3／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のいずれか一項に記載の方法。
［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５００Ｎｍ3／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のいずれか一項に記載の方法。
［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５００Ｎｍ3／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のいずれか一項に記載の方法。
［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５００Ｎｍ3／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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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ＳＯ3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ＳＯ3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のいずれか一項に記載の方法。
［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ＳＯ3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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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をさらに含む、前記６７〜７１のいずれか一項に記載の方法。
［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／Ｎｍ3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５００Ｎｍ3／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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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をさらに含む、前記７５〜７７のいずれか一項に記載の方法。
［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／Ｎｍ3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５００Ｎｍ3／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、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。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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。
［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ＳＯ3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。
［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ＳＯ3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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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ＳＯ3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ＳＯ3担持転化ガス中に、水蒸気が導入される、前記１〜１０７のいずれか一項に記載の方法。
［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ＳＯ3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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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／ｍ2／時）、または約３，７７０〜約１５，０００ポンド／平方フィート／時（１８，４４０ｋｇ／ｍ2／時〜約７３，８００ｋｇ／ｍ2／時）である、前記１〜１２３のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［１２７］
前記熱回収吸収ゾーンに入る前記ＳＯ3転化ガス流に含まれる当量のＳＯ3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のいずれか一項に記載の方法。
［１２８］
前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガスにおけるＳＯ3に対するＨ2ＳＯ4蒸気のモル比が、約１．５〜約３．０である、前記１〜１２７のいずれか一項に記載の方法。
［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ＳＯ3含量および前記気相Ｈ2ＳＯ4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ＳＯ3含量の約２０％以下である、前記１〜１２８のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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のいずれか一項に記載の方法。
［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ＳＯ3を含有する、前記１〜１３８のいずれか一項に記載の方法。
［１４０］
前記硫黄供給源が硫黄元素を含む、前記１〜１３９のいずれか一項に記載の方法。
［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、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（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；
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、ＳＯ3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、ＳＯ3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；
ＳＯ3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ＳＯ3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、ＳＯ3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のいずれか一項に記載の方法。
［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ＳＯ3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、ＳＯ3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ＳＯ3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；
ＳＯ3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ＳＯ3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、ＳＯ3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のいずれか一項に記載の方法。
［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、ＳＯ3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 (2)

  1. 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、二酸化硫黄および酸素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（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いて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、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；
    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の入口および液体の出口の両方において約２５℃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、含水量に関して共沸組成と等しいかまたはそれを上回り、ＳＯ3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。
  2. 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の含量が、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と燃焼させて、二酸化硫黄および酸素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、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、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。
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