JPS5957902A - 三酸化硫黄、硫酸及び発煙硫酸の製造法 - Google Patents
三酸化硫黄、硫酸及び発煙硫酸の製造法Info
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- JPS5957902A JPS5957902A JP58156218A JP15621883A JPS5957902A JP S5957902 A JPS5957902 A JP S5957902A JP 58156218 A JP58156218 A JP 58156218A JP 15621883 A JP15621883 A JP 15621883A JP S5957902 A JPS5957902 A JP S5957902A
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Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C01—INORGANIC CHEMISTRY
- C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
- C01B17/00—Sulfur; Compounds thereof
- C01B17/69—Sulfur trioxide; Sulfuric acid
- C01B17/74—Preparation
- C01B17/76—Preparation by contact processes
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- Chemical & Material Sciences (AREA)
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- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるた
め要約のデータは記録されません。
め要約のデータは記録されません。
Description
【発明の詳細な説明】
本発明は、三酸化硫黄、硫酸及び発煙硫酸の製造方法に
関するものであり、特に二酸化炭素の三酸化硫黄への転
化の過圧下で行ない且つ反応器流出ガスの少くとも1部
を冷却して三酸化硫黄を直接凝縮させるような方法に関
する。
関するものであり、特に二酸化炭素の三酸化硫黄への転
化の過圧下で行ない且つ反応器流出ガスの少くとも1部
を冷却して三酸化硫黄を直接凝縮させるような方法に関
する。
硫酸の周知製造方法は、三基本工程すなわち硫黄を燃焼
して二酸化硫黄を形成する工程、二酸化硫黄を触媒的に
空気と反応させて三酸化硫黄に転化する工程及び反応器
流出ガスから吸収塔で三酸化硫黄を吸収する工程を包含
−[る。斯かる方法では、転化器流出ガス中の未反応二
酸化硫黄含量は大気中に放出できぬ程の量となる。従っ
て、吸収塔からの未吸収蒸気を空気と混合して再度触媒
的に転化し、第2転化器の流出ガスを第2吸収塔に通す
ような二重実行系が使用されている6斯かる方法は高額
の資本費を要し、一般には硫酸しか製造しない。
して二酸化硫黄を形成する工程、二酸化硫黄を触媒的に
空気と反応させて三酸化硫黄に転化する工程及び反応器
流出ガスから吸収塔で三酸化硫黄を吸収する工程を包含
−[る。斯かる方法では、転化器流出ガス中の未反応二
酸化硫黄含量は大気中に放出できぬ程の量となる。従っ
て、吸収塔からの未吸収蒸気を空気と混合して再度触媒
的に転化し、第2転化器の流出ガスを第2吸収塔に通す
ような二重実行系が使用されている6斯かる方法は高額
の資本費を要し、一般には硫酸しか製造しない。
バーナーへの1#給原料又はバーナーから転化器への供
給原料を加圧して三酸化硫黄の収率を改善し、それによ
り転化器流出ガスの莱反応二酸化硫黄含量を減少させる
高圧法も提案されたが、資本費の点から広く実用に供さ
れることはなかった。
給原料を加圧して三酸化硫黄の収率を改善し、それによ
り転化器流出ガスの莱反応二酸化硫黄含量を減少させる
高圧法も提案されたが、資本費の点から広く実用に供さ
れることはなかった。
二酸化硫黄は、今や煙道ガス脱硫からの入手が可能であ
り、斯かる原料ガスのニダ化硫黄濃度は12%を越える
ものがある。斯かる高濃度の二酸化硫黄はしばしば硫黄
に還元されることがあり。
り、斯かる原料ガスのニダ化硫黄濃度は12%を越える
ものがある。斯かる高濃度の二酸化硫黄はしばしば硫黄
に還元されることがあり。
硫黄は硫酸プラントのバーナーに供給される。三酸化硫
黄を稲沢して通常の転化器に供給することもできるが、
斯かる方法は従来硫酸プロセスの全ての短所を残したま
まである。
黄を稲沢して通常の転化器に供給することもできるが、
斯かる方法は従来硫酸プロセスの全ての短所を残したま
まである。
発煙硫r”i7pは、水と反応l−て硫酸を形成する化
学論量よりも過剰の三酸化硫黄を含有する硫酸であるが
、これは通常硫酸に三酸化硫黄を吸収させて製造される
2斯かる直接吸収法の欠点は、実際に達成可能な最大濃
度が約25%なることである、更に高濃度にするには、
20又は25%発煙硫酸から三酸化硫黄を脱着してそれ
を凝縮し1次に凝縮した三酸化硫黄を20%発煙硫酸と
混合する。
学論量よりも過剰の三酸化硫黄を含有する硫酸であるが
、これは通常硫酸に三酸化硫黄を吸収させて製造される
2斯かる直接吸収法の欠点は、実際に達成可能な最大濃
度が約25%なることである、更に高濃度にするには、
20又は25%発煙硫酸から三酸化硫黄を脱着してそれ
を凝縮し1次に凝縮した三酸化硫黄を20%発煙硫酸と
混合する。
液体三酸化硫黄も1通常は20%発煙硫酸をストリップ
し、続いてストリップガスを凝縮することにより製造さ
れる。斯かる諸法は全て資本費が高額且つエネルギー多
消費であり、一般に各種所要生成物のうち1種乃至限ら
れた種類の製造にしか用いられなかった。
し、続いてストリップガスを凝縮することにより製造さ
れる。斯かる諸法は全て資本費が高額且つエネルギー多
消費であり、一般に各種所要生成物のうち1種乃至限ら
れた種類の製造にしか用いられなかった。
カメo ン(Cameron)他の米国特許第4,21
3,958(19,80年7月22日)は、主生成物ど
して硫酸を製造し1選択により液体三酸化硫黄を二次製
品を製造する方法を開示している。不法では入口空気を
乾燥したあと約20気圧まで加圧し、転化工程を斯かる
圧力で操作する。その結果、99乃至997%転化後の
転化器流出ガスを冷却して。
3,958(19,80年7月22日)は、主生成物ど
して硫酸を製造し1選択により液体三酸化硫黄を二次製
品を製造する方法を開示している。不法では入口空気を
乾燥したあと約20気圧まで加圧し、転化工程を斯かる
圧力で操作する。その結果、99乃至997%転化後の
転化器流出ガスを冷却して。
未反応二酸化硫黄の一部と共に三酸化硫黄の一部分を直
接凝縮することができる。気相中に沙存する三酸化硫黄
を、やはり20気圧で操作する通常の吸収塔に通し、生
成した硫酸は、空気乾燥塔に通す前にタービンに通して
圧力を解放する。空気乾燥塔では硫1酸及び入ってきた
反応ガスの間で物質交換が行なわれろ。その結果、ター
ビンを通過する硫酸中の二酸化硫黄は反応ガス中に放出
され反応ガス中の水蒸気は硫酸に吸収される。乾燥塔か
らでる硫酸は貯蔵され、その一部は製品として抜き取ら
れ、残りの部分は、タービンにより少くとも部分的に駆
動されるポンプで20気圧にされ高圧回収塔へ戻される
。斯かる方法は、三酸化硫黄を直接製造でき且つ硫酸を
製造できる点で一層柔軟な方法であるが、非常に高い圧
力を必要としその結果、空気コンプレッサー並びに酸ポ
ンプの双方を駆動するだめの仕事所要量は、タービン及
びポンプが非効率になるほど犬である。更に上記の高圧
下では、液化三酸化硫黄中に二酸化硫黄が含まれるため
1発煙硫酸をストリップし該蒸気を再凝縮して形成した
二酸化硫黄よりも価値が低い生成物しか得られない。
接凝縮することができる。気相中に沙存する三酸化硫黄
を、やはり20気圧で操作する通常の吸収塔に通し、生
成した硫酸は、空気乾燥塔に通す前にタービンに通して
圧力を解放する。空気乾燥塔では硫1酸及び入ってきた
反応ガスの間で物質交換が行なわれろ。その結果、ター
ビンを通過する硫酸中の二酸化硫黄は反応ガス中に放出
され反応ガス中の水蒸気は硫酸に吸収される。乾燥塔か
らでる硫酸は貯蔵され、その一部は製品として抜き取ら
れ、残りの部分は、タービンにより少くとも部分的に駆
動されるポンプで20気圧にされ高圧回収塔へ戻される
。斯かる方法は、三酸化硫黄を直接製造でき且つ硫酸を
製造できる点で一層柔軟な方法であるが、非常に高い圧
力を必要としその結果、空気コンプレッサー並びに酸ポ
ンプの双方を駆動するだめの仕事所要量は、タービン及
びポンプが非効率になるほど犬である。更に上記の高圧
下では、液化三酸化硫黄中に二酸化硫黄が含まれるため
1発煙硫酸をストリップし該蒸気を再凝縮して形成した
二酸化硫黄よりも価値が低い生成物しか得られない。
本発明は、下記工程からなる三酸化硫黄の製造方法を包
含する。
含する。
〔α)少くとも約0.5気圧の分圧の二酸化硫黄。
少くとも約0,67気圧の分圧の酸素を有し、酸素:二
酸化硫黄のモル比が約0.7:1乃至約1:1であり且
つ全圧が約1気圧乃至約10気圧でル・ろ混合ガスを、
酸化バナジウム転化触媒及び白金転化触媒からなる群か
ら遷択される転化触媒床に栓流にて供給すること、 (h)混合ガスの温度か入口温度から約475℃乃至約
575°Cの温度に上昇する第1域、温度が約450℃
乃至約575℃の間で実質的に一定である第2域及び温
度が約450°C乃至約575°Cかも約625°C乃
至約400°Cに低下する第3域を形成するように触媒
床を冷却すること。
酸化硫黄のモル比が約0.7:1乃至約1:1であり且
つ全圧が約1気圧乃至約10気圧でル・ろ混合ガスを、
酸化バナジウム転化触媒及び白金転化触媒からなる群か
ら遷択される転化触媒床に栓流にて供給すること、 (h)混合ガスの温度か入口温度から約475℃乃至約
575°Cの温度に上昇する第1域、温度が約450℃
乃至約575℃の間で実質的に一定である第2域及び温
度が約450°C乃至約575°Cかも約625°C乃
至約400°Cに低下する第3域を形成するように触媒
床を冷却すること。
fCl 前記混合ガスを前記の第1.第2及び第6域
に継続して通し、前記の第2及び第6域での接触時間が
、混合ガスの三酸化硫黄:二酸化硫黄のモル比を少くと
も約99:1とするの1に十分であること。
に継続して通し、前記の第2及び第6域での接触時間が
、混合ガスの三酸化硫黄:二酸化硫黄のモル比を少くと
も約99:1とするの1に十分であること。
(d+ 液状三酸化硫黄を製造するため、前記の生成
混合ガスを約35℃乃至約45℃の温度に冷却1−るこ
と、及び (gl 前記の液状三酸化硫黄を残存ガス流から分離
すること。
混合ガスを約35℃乃至約45℃の温度に冷却1−るこ
と、及び (gl 前記の液状三酸化硫黄を残存ガス流から分離
すること。
本発明の方法は、米国特許第4,213,958号のよ
うに極端な高圧に係るものでなく、同時に転化器流出ガ
スの凝縮により三酸化硫黄を直接製造するものである。
うに極端な高圧に係るものでなく、同時に転化器流出ガ
スの凝縮により三酸化硫黄を直接製造するものである。
更に、液状二酸化硫黄を分離したあとの残りのガス流は
1発煙硫酸吸収塔での使用、硫酸吸収塔での使用又はそ
の両者での使用に適切である。
1発煙硫酸吸収塔での使用、硫酸吸収塔での使用又はそ
の両者での使用に適切である。
更に本発明は、断熱転化に比べて、触媒容積の実質的減
少を可能とする。
少を可能とする。
本発明の方法は、供給混合ガスと温度分布に特徴を有す
る一段転化器の操作を包含する。供給混合物は、酸素富
化空気中での硫黄燃焼、煙道ガスから高濃度で回収され
た二酸化硫黄、酸素富化空気による廃アルキレーション
酸の分解、その他の二酸化硫黄源等各種の源から得られ
る。供給ガスの全圧は、約1乃至約10気圧(約100
乃至約1000 kPα)の間で変化し、約14乃至約
4.1気圧が好適である。しかしながら、全圧よりも重
要なのは、二酸化硫黄と酸素の分圧である、二酸化硫黄
の分圧は少くとも約0.5気圧であり、少くとも約0.
8気圧なることが好ましい。二酸硫黄分圧の特に好適な
範囲は約0.8乃至約0.9気圧である。酸素分圧は、
二酸化硫黄に対する酸素のモル比に基すき定められる。
る一段転化器の操作を包含する。供給混合物は、酸素富
化空気中での硫黄燃焼、煙道ガスから高濃度で回収され
た二酸化硫黄、酸素富化空気による廃アルキレーション
酸の分解、その他の二酸化硫黄源等各種の源から得られ
る。供給ガスの全圧は、約1乃至約10気圧(約100
乃至約1000 kPα)の間で変化し、約14乃至約
4.1気圧が好適である。しかしながら、全圧よりも重
要なのは、二酸化硫黄と酸素の分圧である、二酸化硫黄
の分圧は少くとも約0.5気圧であり、少くとも約0.
8気圧なることが好ましい。二酸硫黄分圧の特に好適な
範囲は約0.8乃至約0.9気圧である。酸素分圧は、
二酸化硫黄に対する酸素のモル比に基すき定められる。
この比は約0.7乃至約1:1でなければならず、約0
.7:1乃至約0.8:1が好ましい。各二酸化硫黄分
圧に対する実際の酸素分圧は、この比を用いて容易に定
めることができる。大多数の商業転化器では、空気が全
転化器に供給されるよう考慮して、約2:1で操作され
るか、化学量論比は0.5:1なのである。
.7:1乃至約0.8:1が好ましい。各二酸化硫黄分
圧に対する実際の酸素分圧は、この比を用いて容易に定
めることができる。大多数の商業転化器では、空気が全
転化器に供給されるよう考慮して、約2:1で操作され
るか、化学量論比は0.5:1なのである。
一段転化器Z通過する反応混合ガスの温度分布は、発火
温度(一般に約350−690°C)まで上昇していな
ければならず、更に約475℃乃至約575°Cの温度
まで上昇し続けなければならない。発火温度近く(例え
ばろ50−690℃)又は発火温度以上(例えば400
−475°C)の混合ガスが入手できる場合には、その
まま入口ガスとして使用するのが好ましい。混合ガスが
低温ならば、ガスを触媒に導入する前に、少(とも発火
温度まで予熱することが好ましい。この温度上昇域が第
1域である。次に温度を、転化率が比較的高(なる温度
、例えば約450 ’C乃至約575℃に実質的に一定
に保持する必要がある。この高温域が第2域である。第
2域内の温度変化は、触媒の1急速分解の原因となるホ
ットスポットが回避される限り許容される。第2域の長
さく滞留時間)は、混合ガスを酸素、二酸化硫黄及び三
酸化硫黄の平価値又はその付近にするのに十分なること
が好ましい。そのあと、触媒とは接触させながら。
温度(一般に約350−690°C)まで上昇していな
ければならず、更に約475℃乃至約575°Cの温度
まで上昇し続けなければならない。発火温度近く(例え
ばろ50−690℃)又は発火温度以上(例えば400
−475°C)の混合ガスが入手できる場合には、その
まま入口ガスとして使用するのが好ましい。混合ガスが
低温ならば、ガスを触媒に導入する前に、少(とも発火
温度まで予熱することが好ましい。この温度上昇域が第
1域である。次に温度を、転化率が比較的高(なる温度
、例えば約450 ’C乃至約575℃に実質的に一定
に保持する必要がある。この高温域が第2域である。第
2域内の温度変化は、触媒の1急速分解の原因となるホ
ットスポットが回避される限り許容される。第2域の長
さく滞留時間)は、混合ガスを酸素、二酸化硫黄及び三
酸化硫黄の平価値又はその付近にするのに十分なること
が好ましい。そのあと、触媒とは接触させながら。
反応ガス温度を約625℃乃至約400℃の温度まで次
第に低下させろ。この域での温度の低下は平衝により制
限される転化率が所望度(99乃至997%)まで進行
するのを可能とし、同時に二酸化硫黄と酸素の濃度を減
少させるための転化率を可能最大とする、 転化率は1通常供給二酸化硫黄を基準として少くとも約
99%、好ましくは少くとも約997%と表現されるが
1本発明の一段転化器に関しては転化率値を三1電化硫
黄:二酸化硫黄のモル比として、少くとも約99 :
L好ましくは少くとも約662:1と云うように表現す
るのが便利である。
第に低下させろ。この域での温度の低下は平衝により制
限される転化率が所望度(99乃至997%)まで進行
するのを可能とし、同時に二酸化硫黄と酸素の濃度を減
少させるための転化率を可能最大とする、 転化率は1通常供給二酸化硫黄を基準として少くとも約
99%、好ましくは少くとも約997%と表現されるが
1本発明の一段転化器に関しては転化率値を三1電化硫
黄:二酸化硫黄のモル比として、少くとも約99 :
L好ましくは少くとも約662:1と云うように表現す
るのが便利である。
転化器の流出ガス中の二酸化硫黄は、系からの最大二酸
化硫黄の放出を表わすものである。
化硫黄の放出を表わすものである。
温度は、以下で更に詳細に説明するように、空気等の各
種不活性ガスで反応域を冷却1ろことにより、所望の分
布とすることができろ。溶融塩等の非ガス冷却剤も使用
されろ。
種不活性ガスで反応域を冷却1ろことにより、所望の分
布とすることができろ。溶融塩等の非ガス冷却剤も使用
されろ。
一段転化器として好適な装置形式は、各小径の多数の管
(しばしば100本以上)をシェル内部に平行且つ好ま
しくは互いに等間隔に配置するシェル内管装置である。
(しばしば100本以上)をシェル内部に平行且つ好ま
しくは互いに等間隔に配置するシェル内管装置である。
五酸化バナジウム触媒例えばピロ硫酸カリウムを含有す
る五酸化バナジウムのような転化触媒を移管に充填する
、一段転化器には断熱転化器に通常使用されるタイプの
触媒か使用されるが、触媒量は実質的に減少し、先行技
術プロセスにて等量の二酸化硫黄の転化に要する情の焔
乃至1/1o程度である。供給二酸化硫黄単位当りに要
する触媒量は、二酸化硫黄濃度に実質的に関係しない。
る五酸化バナジウムのような転化触媒を移管に充填する
、一段転化器には断熱転化器に通常使用されるタイプの
触媒か使用されるが、触媒量は実質的に減少し、先行技
術プロセスにて等量の二酸化硫黄の転化に要する情の焔
乃至1/1o程度である。供給二酸化硫黄単位当りに要
する触媒量は、二酸化硫黄濃度に実質的に関係しない。
移管の長さ方向に、平行且つ同様な流れが生ずるように
、供給混合ガスを管内に等しく配送するだめの手段が付
与されている、シェル内管外の冷却空気を1反応ガスと
熱交換させるために、反応ガス流と向流に流すような配
送手段も付与されている。
、供給混合ガスを管内に等しく配送するだめの手段が付
与されている、シェル内管外の冷却空気を1反応ガスと
熱交換させるために、反応ガス流と向流に流すような配
送手段も付与されている。
管の形状、各管全長の一部にフィンを使用する程度、全
空気流及び全反応ガス流は、各管内を所望の温度分布に
するように決定される。フィンを使用する場合、転化が
顕著に開始する発火温度(例えば360℃)K供給ガス
を急速に昇温させるよう、供給ガス人口に近接して設置
する必要がある。一般に、管には触媒が充填されている
ので熱移動を良好にするには反応ガスを乱流にするのが
適当である。管外の追加表面は熱移動を増大させるため
に使用される。
空気流及び全反応ガス流は、各管内を所望の温度分布に
するように決定される。フィンを使用する場合、転化が
顕著に開始する発火温度(例えば360℃)K供給ガス
を急速に昇温させるよう、供給ガス人口に近接して設置
する必要がある。一般に、管には触媒が充填されている
ので熱移動を良好にするには反応ガスを乱流にするのが
適当である。管外の追加表面は熱移動を増大させるため
に使用される。
触媒活性の低下につれ、各種条件、特に供給混合ガス流
速及び冷却空気流速を調節して所望温度分布に維持する
ことができる。
速及び冷却空気流速を調節して所望温度分布に維持する
ことができる。
冷却空気は、普通、冷却空気出口(供給ガス入口に対応
する)近辺の発火温度μ上であるため、反応ガス出口近
辺のシェルに再導入する前にろ5゜℃以下の温度にまで
冷却せねばならない。この温度差(例えば420 ℃か
ら320 ’C)は、高圧水蒸気の発生に利用可能であ
る。高圧水蒸気は不法の別の場所その他の目的に有用で
ある。
する)近辺の発火温度μ上であるため、反応ガス出口近
辺のシェルに再導入する前にろ5゜℃以下の温度にまで
冷却せねばならない。この温度差(例えば420 ℃か
ら320 ’C)は、高圧水蒸気の発生に利用可能であ
る。高圧水蒸気は不法の別の場所その他の目的に有用で
ある。
流出ガスの三酸化硫黄分圧は、供給ガスの二酸化硫黄分
圧と実質的に同一である。次に流出ガスを、例えば供給
ガス予熱があるならばそれに通し次に水冷コンデンサー
に通して冷却−「る。供給ガスの予熱器は、流入ガスが
発火温度より実質的に低い場合に使用される。水冷コン
デンサーは、三酸化硫黄を凝縮する約35℃乃至約45
℃、好ましくは約40℃の凝縮温度となるように操作さ
れる。凝縮温度を低くすると、凝縮する三酸化硫黄の割
合は増大するが、操作条件下で固化乃至凍結を起″fは
ど低温にしてはならない。
圧と実質的に同一である。次に流出ガスを、例えば供給
ガス予熱があるならばそれに通し次に水冷コンデンサー
に通して冷却−「る。供給ガスの予熱器は、流入ガスが
発火温度より実質的に低い場合に使用される。水冷コン
デンサーは、三酸化硫黄を凝縮する約35℃乃至約45
℃、好ましくは約40℃の凝縮温度となるように操作さ
れる。凝縮温度を低くすると、凝縮する三酸化硫黄の割
合は増大するが、操作条件下で固化乃至凍結を起″fは
ど低温にしてはならない。
その他に存在するガスは、斯かる温度での蒸気圧が流出
ガス中のその分圧より過大なので、凝縮しないであろう
。一般に三酸化硫黄は、三酸化硫黄の残分圧が、凝縮温
度での二酸化硫黄の蒸気圧に相当するまで凝縮−する。
ガス中のその分圧より過大なので、凝縮しないであろう
。一般に三酸化硫黄は、三酸化硫黄の残分圧が、凝縮温
度での二酸化硫黄の蒸気圧に相当するまで凝縮−する。
これとは対照的に、米国特許第4,213,958号に
提案されている凝縮工程は、全圧を高め、一般に低三酸
化硫黄、高二酸化硫黄分圧で混合ガスを凝縮する。該文
献の結果によれば、三酸化硫黄の凝縮量は少く、凝縮し
たものには二酸化硫黄が混っており、従って製品として
価値或いは発煙硫酸の製造上の価値は低いものであった
。
提案されている凝縮工程は、全圧を高め、一般に低三酸
化硫黄、高二酸化硫黄分圧で混合ガスを凝縮する。該文
献の結果によれば、三酸化硫黄の凝縮量は少く、凝縮し
たものには二酸化硫黄が混っており、従って製品として
価値或いは発煙硫酸の製造上の価値は低いものであった
。
液状三酸化硫黄は1選択により禁止剤又は安定剤を添加
し、製品として保存されるか、及び/又は硫酸と混合さ
れて任意濃度の発煙硫酸とされるか、或いは薄い発煙硫
酸(例えば20%)と混合してより濃度の大なる発煙硫
酸(例えば65%)とされる〜液状三酸化硫黄の凝縮、
取扱い及出荷の際には、各種の固体及び/又は重合形態
の三酸化硫黄を形成1−るような温度にならぬよう、注
意しなければならない・凝縮は、液状三酸化硫黄の回収
を最大にする温度(例えば35−40℃)で行なうこと
も、或いは冷却度を低くして液状三酸化硫黄の回収を減
らすような温度(例えば40−45℃)で行なうことも
できる。凝縮温度を高くすると、硫酸及び/又は発煙硫
酸の生産を増加させ、液状三酸化硫黄の生産を低下させ
る。
し、製品として保存されるか、及び/又は硫酸と混合さ
れて任意濃度の発煙硫酸とされるか、或いは薄い発煙硫
酸(例えば20%)と混合してより濃度の大なる発煙硫
酸(例えば65%)とされる〜液状三酸化硫黄の凝縮、
取扱い及出荷の際には、各種の固体及び/又は重合形態
の三酸化硫黄を形成1−るような温度にならぬよう、注
意しなければならない・凝縮は、液状三酸化硫黄の回収
を最大にする温度(例えば35−40℃)で行なうこと
も、或いは冷却度を低くして液状三酸化硫黄の回収を減
らすような温度(例えば40−45℃)で行なうことも
できる。凝縮温度を高くすると、硫酸及び/又は発煙硫
酸の生産を増加させ、液状三酸化硫黄の生産を低下させ
る。
残りのガス流は1通常の吸収塔で発煙硫酸又は硫酸又は
両者の製造に使用可能である。ガスは。
両者の製造に使用可能である。ガスは。
三酸化硫黄の凝縮後も過圧状態にあるので、従来系に比
して吸収塔のサイズは小さくなり、能力は改善されろ。
して吸収塔のサイズは小さくなり、能力は改善されろ。
圧力は、吸収の前又は発煙硫酸基と硫酸基の間で開放し
てもよいが、全吸収を高圧下で行なわせる方が好ましい
。吸収後に残るガスは転化時に二酸化硫黄含量が放出基
準に十分合致する程度に低下されているので、排出可能
である。
てもよいが、全吸収を高圧下で行なわせる方が好ましい
。吸収後に残るガスは転化時に二酸化硫黄含量が放出基
準に十分合致する程度に低下されているので、排出可能
である。
(選択によりエネルギー回収用の膨張工程を経たあと排
気することもある。) 第1図は、化石燃料プラント及び類似物の煙道スタック
ガスを洗浄して製造される二酸化硫黄の場合のように、
高濃度の二酸化硫黄源がある際に好適な本発明方法の一
実施態様である。第1図に乾燥塔10を示−1−が、そ
の底部に空気流11及び二酸化硫黄流12を便宜上混合
し入口ガス16として供給する。入口ガス流1ろは、二
酸化硫黄又は空気又は両者からの水萎気を含有すること
がある。非常に高濃度の硫酸1例えば99%硫酸をポ′
ンプ容器14からポンプ輸送し、流1ろとして入ってき
た入口ガスと物質交換させるため、乾燥塔10上に流1
5として供給する。
気することもある。) 第1図は、化石燃料プラント及び類似物の煙道スタック
ガスを洗浄して製造される二酸化硫黄の場合のように、
高濃度の二酸化硫黄源がある際に好適な本発明方法の一
実施態様である。第1図に乾燥塔10を示−1−が、そ
の底部に空気流11及び二酸化硫黄流12を便宜上混合
し入口ガス16として供給する。入口ガス流1ろは、二
酸化硫黄又は空気又は両者からの水萎気を含有すること
がある。非常に高濃度の硫酸1例えば99%硫酸をポ′
ンプ容器14からポンプ輸送し、流1ろとして入ってき
た入口ガスと物質交換させるため、乾燥塔10上に流1
5として供給する。
生成乾燥ガス16は1選択によりデミスタ−を通Jlさ
せたあと、コンプレッサー17で6乃至6気圧に圧縮さ
れる。ガス温か実質的に発火温度以下ならば、熱交換器
18に通して予熱する。別法として、空気流11及び二
酸化硫黄流12を別々に圧縮し、いずれか又は両者を乾
燥しく圧縮前が好ましい)1次に乾燥・圧縮ガス流とし
て一緒にしてもよい。圧縮され予熱された混合ガス流1
9としてシェル内管転化器20に供給てる。転化器20
の内管21は、各々触媒22が充填され、シェル26で
取囲まれている。転化器の代表サイズは、管内径4.5
96.cm、 (0,1508フイート)、シェル内の
管数547本、シェル内径1.625m(5,3306
フイート)及び管長ろ、/S6m(12フイート)であ
る。シェル長は管の両端部にヘラダースは−スをとるた
め、若干長目である。転化後の混合ガスは、以下に詳し
く説明するように、管22から流24として取り出され
る。
せたあと、コンプレッサー17で6乃至6気圧に圧縮さ
れる。ガス温か実質的に発火温度以下ならば、熱交換器
18に通して予熱する。別法として、空気流11及び二
酸化硫黄流12を別々に圧縮し、いずれか又は両者を乾
燥しく圧縮前が好ましい)1次に乾燥・圧縮ガス流とし
て一緒にしてもよい。圧縮され予熱された混合ガス流1
9としてシェル内管転化器20に供給てる。転化器20
の内管21は、各々触媒22が充填され、シェル26で
取囲まれている。転化器の代表サイズは、管内径4.5
96.cm、 (0,1508フイート)、シェル内の
管数547本、シェル内径1.625m(5,3306
フイート)及び管長ろ、/S6m(12フイート)であ
る。シェル長は管の両端部にヘラダースは−スをとるた
め、若干長目である。転化後の混合ガスは、以下に詳し
く説明するように、管22から流24として取り出され
る。
更に、流25として空気をプロセス混合ガスとは向流に
シェル2ろに通し、シェル26から流26として抜取っ
て廃熱ボイラー27に通す。該空気はそこで流25とし
て望ましい温度、例えば600℃に冷却される。廃熱ボ
イラー27が冷却空気から熱を取り出てことにより比較
的高圧の水蒸気を発生させ得ることは了解されよう。転
化器流出ガスの流24番丁、熱交換器18を通11φし
て入ってくる混合ガスを予熱し1次に流28としてコン
デンサー29に向い、そこで約35−45℃といった温
度まで更に冷却され、加圧下に二酸化硫黄の実質部分が
混合ガスから凝縮する。続いて温合ガスは気−液分離器
60.乞通過し、液状の三岬化硫黄はそこに留り、製品
として流31から抜き取られる。未凝縮蒸気は、流ろ2
として容器30から取り出され、一部は流36として発
煙硫酸基64に導かノする。流ろ2の残りは、以下で説
明する3Lうに流ろ9に入る。
シェル2ろに通し、シェル26から流26として抜取っ
て廃熱ボイラー27に通す。該空気はそこで流25とし
て望ましい温度、例えば600℃に冷却される。廃熱ボ
イラー27が冷却空気から熱を取り出てことにより比較
的高圧の水蒸気を発生させ得ることは了解されよう。転
化器流出ガスの流24番丁、熱交換器18を通11φし
て入ってくる混合ガスを予熱し1次に流28としてコン
デンサー29に向い、そこで約35−45℃といった温
度まで更に冷却され、加圧下に二酸化硫黄の実質部分が
混合ガスから凝縮する。続いて温合ガスは気−液分離器
60.乞通過し、液状の三岬化硫黄はそこに留り、製品
として流31から抜き取られる。未凝縮蒸気は、流ろ2
として容器30から取り出され、一部は流36として発
煙硫酸基64に導かノする。流ろ2の残りは、以下で説
明する3Lうに流ろ9に入る。
発煙硫酸基ろ4の操作は従来方式であり1発煙硫酸は容
器ろ5かもポンプで汲み上げられ、塔上から散布されて
流36からの上昇蒸気と物質交換する。その結果、ろ5
の発煙硫酸濃度は増加するが、その一部は例えば20%
濃度の発煙硫酸製品として、容器ろ5から流3乙に抜き
増られる、流36の20%発煙硫酸を、流ろ1の一部で
ある流47の液状三酸化硫黄と混合すると、更に高濃度
の発煙硫!117とすることかできる。
器ろ5かもポンプで汲み上げられ、塔上から散布されて
流36からの上昇蒸気と物質交換する。その結果、ろ5
の発煙硫酸濃度は増加するが、その一部は例えば20%
濃度の発煙硫酸製品として、容器ろ5から流3乙に抜き
増られる、流36の20%発煙硫酸を、流ろ1の一部で
ある流47の液状三酸化硫黄と混合すると、更に高濃度
の発煙硫!117とすることかできる。
発煙硫酸基ろ4からの蒸気は流68に取り出され、流3
2の残りである流ろ9と一緒にされる。
2の残りである流ろ9と一緒にされる。
流38と39との併合流40は、転化器流出ガスのうち
の未凝縮・未吸収蒸気の全てであり、これは通常の硫酸
吸収塔41に通される。吸収塔41では、流40中に含
有される三酸化硫黄が吸収され、残った二酸化硫黄並び
に窒素又は過剰空気等の不活性ガスは流42として除去
され、その圧力に応じて膨張・排気されるが或いは直接
排気さノする。転化器20に於ける転化率は十分大なの
で。
の未凝縮・未吸収蒸気の全てであり、これは通常の硫酸
吸収塔41に通される。吸収塔41では、流40中に含
有される三酸化硫黄が吸収され、残った二酸化硫黄並び
に窒素又は過剰空気等の不活性ガスは流42として除去
され、その圧力に応じて膨張・排気されるが或いは直接
排気さノする。転化器20に於ける転化率は十分大なの
で。
流42中の残存二酸化硫黄は許容できろレベルである。
吸収塔41で生成した硫酸(例えば99%)は冷却され
てポンプ容器43に捕集さノ17.一部は入ってくるガ
スの吸収のために吸収塔の頂部にポンプで汲み揚げら糺
る。容器4ろの99%硫酸の一部は、所望のプロダクト
ミクスに応じて、そのま〜製品となるが、又は流31の
液状三酸化硫黄と混合されて稀乃至濃発煙硫酸となる。
てポンプ容器43に捕集さノ17.一部は入ってくるガ
スの吸収のために吸収塔の頂部にポンプで汲み揚げら糺
る。容器4ろの99%硫酸の一部は、所望のプロダクト
ミクスに応じて、そのま〜製品となるが、又は流31の
液状三酸化硫黄と混合されて稀乃至濃発煙硫酸となる。
容器43の濃硫酸(例えば99%)の第6部分け、流4
4として第2冷却器に導かれ、続いて乾燥塔での使用の
ためポンプ容器14に導かれろ。乾燥塔1oからの稀酸
(例えば97%)は、冷却器を経て流45として吸収塔
41’に戻され、吸収塔からの酸を所望の礎度(例えば
99%)に稀釈する。入ってくる空気及び二酸化硫黄の
水分が、乾燥塔1゜及び吸収塔41で必要とされる酸濃
度の維持に不十分な場合には、補給水を例えば流46と
して添加し、乾燥塔10から吸収塔41に流45として
戻ってくる97%硫酸と混合する、 実施例に 酸化硫黄55.88モル%、酸素41.91モル%、窒
素2.21モル%の混合物は、酸素95%と窒素5%の
ガス中で硫黄を燃焼することにより生成可能である。こ
の混合物を圧力1.6気圧(162kPα)、温度44
6°C(830下)、速度4.177モル/分で反応器
に供給すると、二酸化硫黄分圧及び酸素分圧は夫々0.
894及び0.671気圧となり、酸素二二酸化硫黄の
比は0.75:1となるであろう。本モデルで使用する
反応器は、管長3.66m(12フイート)、内径4.
596CrfL(0,1508フイート)のシェル内管
式反応器であり、管内には五咳化バナジウム触媒が51
1g/ly/(38,5ポンド″/立方フイート)の割
合で充填されている・設計では数年間使用後の触媒の活
性係数(acrtivit、y factor)を0.
720と仮定しているが、その他の機能は空気流速等そ
の他の条件を変化させることにより補償可能である。二
酸化硫黄、酸素、三酸化硫黄及び窒素のモル数は所望の
温度分布となるよう管の熱交換の調節が可能であると仮
定して、各単管毎に計算できる。分割間隔を3.05c
m (0,1フィート)とてろと、122点得られる。
4として第2冷却器に導かれ、続いて乾燥塔での使用の
ためポンプ容器14に導かれろ。乾燥塔1oからの稀酸
(例えば97%)は、冷却器を経て流45として吸収塔
41’に戻され、吸収塔からの酸を所望の礎度(例えば
99%)に稀釈する。入ってくる空気及び二酸化硫黄の
水分が、乾燥塔1゜及び吸収塔41で必要とされる酸濃
度の維持に不十分な場合には、補給水を例えば流46と
して添加し、乾燥塔10から吸収塔41に流45として
戻ってくる97%硫酸と混合する、 実施例に 酸化硫黄55.88モル%、酸素41.91モル%、窒
素2.21モル%の混合物は、酸素95%と窒素5%の
ガス中で硫黄を燃焼することにより生成可能である。こ
の混合物を圧力1.6気圧(162kPα)、温度44
6°C(830下)、速度4.177モル/分で反応器
に供給すると、二酸化硫黄分圧及び酸素分圧は夫々0.
894及び0.671気圧となり、酸素二二酸化硫黄の
比は0.75:1となるであろう。本モデルで使用する
反応器は、管長3.66m(12フイート)、内径4.
596CrfL(0,1508フイート)のシェル内管
式反応器であり、管内には五咳化バナジウム触媒が51
1g/ly/(38,5ポンド″/立方フイート)の割
合で充填されている・設計では数年間使用後の触媒の活
性係数(acrtivit、y factor)を0.
720と仮定しているが、その他の機能は空気流速等そ
の他の条件を変化させることにより補償可能である。二
酸化硫黄、酸素、三酸化硫黄及び窒素のモル数は所望の
温度分布となるよう管の熱交換の調節が可能であると仮
定して、各単管毎に計算できる。分割間隔を3.05c
m (0,1フィート)とてろと、122点得られる。
(最初と最後の点は触媒床外である。)これらの点のう
ち16点を第1表に示すが、第6点が温度最大である。
ち16点を第1表に示すが、第6点が温度最大である。
全単位は、全入口ガス100モル当りの特定化合物のモ
ル数で示す。窒素の対応値は全点とも2.21である。
ル数で示す。窒素の対応値は全点とも2.21である。
第1表−95%酸素で燃焼した硫黄
0 0 55.88 41.91 0
.000.3 0.09 461 51.17 3
9.55 4.71r、50.46 495 3
7.65 32.79 18.232.7 0.82
510 27.76 27.85 28.123.
9 1.19 517.4 19.77 23.86
36.114.6 1.40 518.7 15.
77 21.86 40.115.1 1.55 5
17.8 13.18 20.56 42.706.3
1.92 509.5 7.87 17.90
48.017.5 2.29 489.7 3.9
6 15.95 51.928.7 2.65 45
7.1 1.59 14.77 54.299.9
3.02 425.4 0.56 14.25 5
5.3211.1 3.38 396.3 0.2
6 14.10 55.62+2.1 3.69 3
79.3 0.16 14.05 55.72これら
の数字は二酸化硫黄の三酸化硫黄への転化率が997%
なること、従って流出ガスの三酸化硫黄二二酸化硫黄の
比は約340 : 1なることを示している。この流出
ガスを40’Cに冷却すると、二酸化硫黄の88%を凝
縮して二酸化硫黄を凝縮せず、純三酸化硫黄の液と、酸
素60.80%。
.000.3 0.09 461 51.17 3
9.55 4.71r、50.46 495 3
7.65 32.79 18.232.7 0.82
510 27.76 27.85 28.123.
9 1.19 517.4 19.77 23.86
36.114.6 1.40 518.7 15.
77 21.86 40.115.1 1.55 5
17.8 13.18 20.56 42.706.3
1.92 509.5 7.87 17.90
48.017.5 2.29 489.7 3.9
6 15.95 51.928.7 2.65 45
7.1 1.59 14.77 54.299.9
3.02 425.4 0.56 14.25 5
5.3211.1 3.38 396.3 0.2
6 14.10 55.62+2.1 3.69 3
79.3 0.16 14.05 55.72これら
の数字は二酸化硫黄の三酸化硫黄への転化率が997%
なること、従って流出ガスの三酸化硫黄二二酸化硫黄の
比は約340 : 1なることを示している。この流出
ガスを40’Cに冷却すると、二酸化硫黄の88%を凝
縮して二酸化硫黄を凝縮せず、純三酸化硫黄の液と、酸
素60.80%。
三酸化硫黄28.95%、窒素956%及び二酸化硫黄
0.69%の残混合ガスを生成するであろう。
0.69%の残混合ガスを生成するであろう。
斯かる残混合ガスを従来方式にて硫酸に吸収させデミス
タ−に通して酸素85.5%、窒素13.46%、二酸
化硫黄0.97%のスタックガスKfろことかできイ)
、生成硫酸を液状三酸化硫黄の一部と混合(ると、一種
以上の各種濃度の発煙硫酸製品を製造できるであろう。
タ−に通して酸素85.5%、窒素13.46%、二酸
化硫黄0.97%のスタックガスKfろことかできイ)
、生成硫酸を液状三酸化硫黄の一部と混合(ると、一種
以上の各種濃度の発煙硫酸製品を製造できるであろう。
実施例2−純二酸化硫黄と空気
1616モル/分(174,1′?ンドモル/時)のS
02流は、煙道ガスからの洗浄二酸化硫黄を乾燥するこ
とにより生成可能である、この流を4707モル/分(
622ポンドモル/時)の空気と一緒にすると、二酸化
硫黄21.58%、酸素16.69%及び窒素61.7
6%の併合流が生成し、圧カフ622気圧(772/c
Pa、)及び6024 モ/l/ /分(796ポント
ゝモル/時)の速度で、内径上62mのシェル内にある
各内径46朋、長さ3.66 m(12フイート)の5
47本の管を有する反応器に導入1ろことができろ。本
例供給ガスの二酸化硫黄分圧(約1.67気圧)は、最
適範′囲の約0.8乃至0,9気圧よりも上にある。こ
の理由は、液状三酸化硫黄の回1楳率が憫くなるような
条件を選択したためであイ)。最初から1.14 mま
での熱伝導改善部には、移管の入口から1.14 m点
までの外側に12個のフィンが取り付けられている。各
フィンは高さ約6.ろ5韮、厚さ1.2朋である。空気
を移管の間に均等に分散するため、マニホールドが取り
付けられている。管は、各隣接6管が管中心間距離約6
3.5 mmの等m=角形を形成するように配例されて
いる。
02流は、煙道ガスからの洗浄二酸化硫黄を乾燥するこ
とにより生成可能である、この流を4707モル/分(
622ポンドモル/時)の空気と一緒にすると、二酸化
硫黄21.58%、酸素16.69%及び窒素61.7
6%の併合流が生成し、圧カフ622気圧(772/c
Pa、)及び6024 モ/l/ /分(796ポント
ゝモル/時)の速度で、内径上62mのシェル内にある
各内径46朋、長さ3.66 m(12フイート)の5
47本の管を有する反応器に導入1ろことができろ。本
例供給ガスの二酸化硫黄分圧(約1.67気圧)は、最
適範′囲の約0.8乃至0,9気圧よりも上にある。こ
の理由は、液状三酸化硫黄の回1楳率が憫くなるような
条件を選択したためであイ)。最初から1.14 mま
での熱伝導改善部には、移管の入口から1.14 m点
までの外側に12個のフィンが取り付けられている。各
フィンは高さ約6.ろ5韮、厚さ1.2朋である。空気
を移管の間に均等に分散するため、マニホールドが取り
付けられている。管は、各隣接6管が管中心間距離約6
3.5 mmの等m=角形を形成するように配例されて
いる。
全入口ガス100モル当りの特定ガスの流は。
管長0.1フイート毎にモル単位で計算された。第2表
は、これらの点のうち15点を示している。
は、これらの点のうち15点を示している。
各点の周囲のシェル内空気の温度も記載している。
管内の窒素流は、全点で61.76であった。
第2表
入口からの距離 純SO2プラス空気0 2
1.85 1639 0 328.2 41
8.70.9 0.27 20.61 15.7
7 1.24 397.1 427.41.2
037 19.13 15.03 2.72
437.6 428.21.5 (1/46
17.6.6 1429 4.19 475.1 4
27.12.0 0.61 15.70 133
1 6.15 506.2 422.12.8
085 13.15 12.04 8.7
0 517.2 410.13B 1.16
10.38 10.65 11.47 507.
4 392.85.1 1,55 7.33
9.13 14.52 526.2 379.85.6
1,71 6,30 8.61 15.56
526.4 374.26.3 1,92 4
,94 7.94 16.91 522.6
366.07.5 229 2.90’ 6
91 18.96 508.1 351.78.
7 2.65 1.30 6Jl 205
6 484.3 337.99.9 3,02
0.37 5.65 21.48 449.
7 325.511.1 3,38 0.10
551 2]、、75 408.6 31.
5,712.0 3.66 0.05 549
2]、、79 381.9 310.1プロセス
ガスの温度分布は、あまり反応していない看初の0.1
8m(0,6フイート)は予熱温度であり、0.85m
では温度は急上昇して最大の5172℃に達し、1.1
6mでは局部的に最小の50z4°Cにゆっくりと下降
し−1,55mで526.2°Cまで中度に上昇し、1
.55 mから1.7mの間は実゛d的に水平な温度で
あり−1,92ynで522.6℃に徐々に下降し、管
の残り部分では出口温度の約680℃まで中度に下降し
ている。
1.85 1639 0 328.2 41
8.70.9 0.27 20.61 15.7
7 1.24 397.1 427.41.2
037 19.13 15.03 2.72
437.6 428.21.5 (1/46
17.6.6 1429 4.19 475.1 4
27.12.0 0.61 15.70 133
1 6.15 506.2 422.12.8
085 13.15 12.04 8.7
0 517.2 410.13B 1.16
10.38 10.65 11.47 507.
4 392.85.1 1,55 7.33
9.13 14.52 526.2 379.85.6
1,71 6,30 8.61 15.56
526.4 374.26.3 1,92 4
,94 7.94 16.91 522.6
366.07.5 229 2.90’ 6
91 18.96 508.1 351.78.
7 2.65 1.30 6Jl 205
6 484.3 337.99.9 3,02
0.37 5.65 21.48 449.
7 325.511.1 3,38 0.10
551 2]、、75 408.6 31.
5,712.0 3.66 0.05 549
2]、、79 381.9 310.1プロセス
ガスの温度分布は、あまり反応していない看初の0.1
8m(0,6フイート)は予熱温度であり、0.85m
では温度は急上昇して最大の5172℃に達し、1.1
6mでは局部的に最小の50z4°Cにゆっくりと下降
し−1,55mで526.2°Cまで中度に上昇し、1
.55 mから1.7mの間は実゛d的に水平な温度で
あり−1,92ynで522.6℃に徐々に下降し、管
の残り部分では出口温度の約680℃まで中度に下降し
ている。
二酸化硫醒の!V化速度か最大となるのは、温度が約4
ろ8°゛Cに上昇てる第1域の0167m(1,2フイ
ート)部である。328.2℃の入口と506.2℃の
約0.61m(2フイート)の間の管部分は。
ろ8°゛Cに上昇てる第1域の0167m(1,2フイ
ート)部である。328.2℃の入口と506.2℃の
約0.61m(2フイート)の間の管部分は。
温度が上昇する第1域と考えられろ、506.2℃の0
.61m(2フィート)部から508.1°Cの2.2
9m(7,5フイート)部までの第2域に於ける反応ガ
ス温度に’L500℃乃至530℃であり実質的に一定
である。この第2域では、二酸化硫黄はこの温度での平
衝濃度に向って急速に酸化されろが、平価には達しない
。508.1℃の2.29m (7,5フィート)部か
ら318.9°Cの”r、66m(12,0フイート)
部までの第3域では、温度が下降するので平衝は低二酸
化硫黄比例に移動し。
.61m(2フィート)部から508.1°Cの2.2
9m(7,5フイート)部までの第2域に於ける反応ガ
ス温度に’L500℃乃至530℃であり実質的に一定
である。この第2域では、二酸化硫黄はこの温度での平
衝濃度に向って急速に酸化されろが、平価には達しない
。508.1℃の2.29m (7,5フィート)部か
ら318.9°Cの”r、66m(12,0フイート)
部までの第3域では、温度が下降するので平衝は低二酸
化硫黄比例に移動し。
残存二酸化硫黄は、妥当な小反応容積で、許容可能な低
残留水i’Qにまで酸化されろ。最終混合ガスは、二酸
化硫黄源0.05モルと三酸化硫黄21.79モルを含
有し1モル比は332:1以上である。
残留水i’Qにまで酸化されろ。最終混合ガスは、二酸
化硫黄源0.05モルと三酸化硫黄21.79モルを含
有し1モル比は332:1以上である。
この最終混合ガスを40℃で凝縮すると、液状三酸化硫
黄を900モル/分(119ポンド゛モル/時)で生成
し、沙りの混合蒸気は、二酸化硫黄0.07モル%、酸
素769モル%、三tψ化硫黄926モル%、窒素86
.28モル%であって1発煙硫酸又は硫酸■収塔への供
給ガスとして適当である。
黄を900モル/分(119ポンド゛モル/時)で生成
し、沙りの混合蒸気は、二酸化硫黄0.07モル%、酸
素769モル%、三tψ化硫黄926モル%、窒素86
.28モル%であって1発煙硫酸又は硫酸■収塔への供
給ガスとして適当である。
第1図は、化石燃料プラント及び類似物の煙道スタック
を洗浄して製造される二酸化硫黄の鴨合のように、高濃
度の二酸化硫黄源がある際に好適な本発明方法の一実施
態様である。
を洗浄して製造される二酸化硫黄の鴨合のように、高濃
度の二酸化硫黄源がある際に好適な本発明方法の一実施
態様である。
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 1)(α)少くとも約0.5気圧の分圧の二酸化硫黄、
少くとも約0.67気圧の分圧の酸素を含有し酸素コニ
「1?化硫黄のモル比が約0.7:1乃至約1:1であ
り、且つ、全圧が約1気圧乃至約10気圧である混合ガ
スを、酸化バナジウム転化触媒及び白金転化触媒からな
る群から選択される転化触媒床に栓流にて供給すること
、 (h)混合ガス温度が入口温度から475℃乃至約57
5℃の温度に上昇する第1域、温度か約450℃乃至約
575℃の温度で実質的に一定である第2域及び温度が
450℃乃至約575℃から約625℃乃至約400℃
に低下する第3域を形成するように触媒床を冷却するこ
と−fC1前記混合ガスを、前記の第1.第2及び第3
域に継続して通し、前記の第2及び第3域での接触時間
が、混合ガスの三酸化硫黄:二T浚化硫黄のモル比を少
くとも約99:1とするのに十分であること、 [dl 液状三重化硫黄を製造するため、前記の生成
混合ガスを約65℃乃至約45°Cの温度に冷却するこ
と。 fgl 前記の液状三i糞化硫黄を残留ガス流から分
離すること、の諸工程からなる三酸化硫黄の製造方法。 2)前記混合ガスが、少くとも約0.8気圧の二酸化硫
黄分圧、少くとも約0.6気圧の酸素分圧を有し、前記
の酸素二二酸化硫黄のモル比が約0.7:1乃至約08
:1である特許請求の範囲第1項に記載の方法、 3)前記の二酸化硫黄分圧が、約0.8気圧乃至約0.
9気圧である特許請求の範囲第2項に記載の方法。 4)前記第1賊の最大温度を約500乃至約525℃に
維持し、第2域を約500乃至約550℃の温度に維持
し、第3域の最低温度を約660乃至約690℃に維持
することを特徴とする特許請求の範囲第1項乃至第6項
に記載の方法。 5)工程す及Cをシェル内管式反応器内で行ない、前記
混合ガスをシェル内移管の第1域、第2域及び第6域に
通し、且つ、冷却ガスを前記シェル内の移管の外側に通
して前記の第6域、第2域及び第1域の各々と熱交換す
ることを特徴とする特許請求の範囲第1項乃至第4項に
記載の方法、6)生成混合ガスの三酸化硫黄二二酸化硫
黄のモル比が少くとも約ろろ2:1である特許請求の範
囲第1項乃至第5項に記載の方法。 7)前記残留ガス流の少くとも1部を濃度約10%乃至
約25%の発煙硫酸に吸収させるととを特徴とする特許
請求の範囲第1項乃至第7項に記載の方法。 8)濃度約10%乃至約25%の前記発煙硫酸の少くと
も一部を、前記の液状三酸化硫黄の一部と混合すること
を特徴とする特許請求の範囲第7項に記載の方法。 9)前記残留ガス流の少くとも1部を、約95%乃至約
99%濃度の硫酸に吸収させることを特徴とする特許請
求の範囲第1項乃至第6項に記載の方法。 10) 前記硫酸の少くとも1部を、前記液状三酸化
硫黄と混合して発煙硫酸を製造することを特徴とする特
許請求の範囲第9項に記載の方法。
Applications Claiming Priority (2)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
US412051 | 1982-08-26 | ||
US06/412,051 US4643887A (en) | 1982-08-26 | 1982-08-26 | Production of sulfur trioxide, sulfuric acid and oleum |
Publications (1)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
JPS5957902A true JPS5957902A (ja) | 1984-04-03 |
Family
ID=23631387
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
JP58156218A Pending JPS5957902A (ja) | 1982-08-26 | 1983-08-26 | 三酸化硫黄、硫酸及び発煙硫酸の製造法 |
Country Status (4)
Country | Link |
---|---|
US (1) | US4643887A (ja) |
EP (1) | EP0101965A2 (ja) |
JP (1) | JPS5957902A (ja) |
CA (1) | CA1208883A (ja) |
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---|---|---|---|---|
US4915912A (en) * | 1988-05-04 | 1990-04-10 | The Dow Chemical Company | Apparatus for the generation of sulfur trioxide reagent and sulfonation of the surface of polymeric resins |
US4902493A (en) * | 1988-05-04 | 1990-02-20 | The Dow Chemical Company | Process for the generation of sulfur trioxide reagent and sulfonation of the surface of polymeric resins |
US5194239A (en) * | 1991-02-26 | 1993-03-16 | The Ralph M. Parsons Company | Oxygen-based noncatalytic sulfuric acid process |
US5458861A (en) * | 1992-04-15 | 1995-10-17 | Mobil Oil Corporation | Desulfurizing a gas stream |
US5292492A (en) * | 1992-05-04 | 1994-03-08 | Mobil Oil Corporation | Recovering sulfur from ammonia acid gas stream |
US5514351A (en) * | 1992-04-15 | 1996-05-07 | Mobil Oil Corporation | Desulfurizing tailgas from sulfur recovery unit |
US5591417A (en) * | 1992-04-15 | 1997-01-07 | Mobil Oil Corporation | Removing SOx, CO and NOx from flue gases |
US6497745B2 (en) | 2000-07-25 | 2002-12-24 | Phelps Dodge Corporation | Method for processing elemental sulfur-bearing materials using high temperature pressure leaching |
DE102005032797B4 (de) * | 2005-07-14 | 2007-07-05 | Outokumpu Technology Oy | Verfahren und Anlage zur sicheren Kondensation von reinem SO3 aus Schwefeltrioxid enthaltenden Ausgangsgasen |
CN104176713B (zh) * | 2013-05-24 | 2016-08-10 | 上海宝钢化工有限公司 | 酸性气体冷凝液收集排放装置 |
CN106925089A (zh) * | 2017-02-28 | 2017-07-07 | 绍兴文理学院 | 一种贫氧法制硫酸与回收硫酸综合利用联合的工艺 |
CN109095441B (zh) * | 2017-06-20 | 2022-01-07 | 中国瑞林工程技术股份有限公司 | 制备硫酸的方法 |
CN115350569A (zh) * | 2022-08-31 | 2022-11-18 | 江西洪安化工有限公司 | 一种空气净化系统 |
Family Cites Families (12)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US652119A (en) * | 1898-07-14 | 1900-06-19 | Basf Ag | Method of making sulfuric anhydrid. |
BE483396A (ja) * | 1941-02-24 | |||
GB637585A (en) * | 1946-01-16 | 1950-05-24 | Pietro Guareschi | Process for the manufacture of oleum |
US3282645A (en) * | 1963-08-05 | 1966-11-01 | Pullman Inc | Conversion of sulfur dioxide with low ignition catalysts |
GB1150953A (en) * | 1966-07-29 | 1969-05-07 | Pullman Inc | Method for Converting Sulfur Dioxide to Sulfur Trioxide |
US3475119A (en) * | 1966-12-23 | 1969-10-28 | Richard L Hummel | Production of sulphuric acid |
BE792061A (fr) * | 1971-12-02 | 1973-05-29 | Bayer Ag | Production d'anhydride sulfurique et d'acide sulfurique |
US3997655A (en) * | 1972-03-21 | 1976-12-14 | Metallgesellschaft Aktiengesellschaft | Process for catalytically reacting gases having a high SO2 content |
JPS516893A (en) * | 1974-07-09 | 1976-01-20 | Nissan Eng | Konodo so2 yorino ryusanno seizohoho |
DE2647772C2 (de) * | 1976-10-22 | 1983-02-17 | Adolf Dipl.-Chem. 5024 Pulheim Stauffer | Verfahren zur Herstellung von Schwefelsäure |
DE2711897C3 (de) * | 1977-03-18 | 1980-01-10 | Davy International Ag, 6000 Frankfurt | Verfahren und Vorrichtung zur katalytischen Oxidation von gasförmigen Schwefelverbindungen zu Schwefeltrioxid |
US4213958A (en) * | 1977-11-14 | 1980-07-22 | Canadian Industries Limited | Production of sulphur trioxide, sulphuric acid and oleum |
-
1982
- 1982-08-26 US US06/412,051 patent/US4643887A/en not_active Expired - Fee Related
-
1983
- 1983-08-01 EP EP83107556A patent/EP0101965A2/en not_active Withdrawn
- 1983-08-03 CA CA000433755A patent/CA1208883A/en not_active Expired
- 1983-08-26 JP JP58156218A patent/JPS5957902A/ja active Pending
Also Published As
Publication number | Publication date |
---|---|
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US4643887A (en) | 1987-02-17 |
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