PROCESO Y EQUIPAMIENTO P ARA LA PRODUCCION DE ACIDO SULFURICO A PARTIR DE GASES RICOS EN S02.
Campo de la Invención Esta invención se refiere a un proceso para la obtención de ácido sulfúrico en el cual el gas de partida que contiene dióxido de azufre es transformado por oxígeno en por lo menos dos etapas de contacto sucesivamente ordenadas con respecto al contacto principal, transformado por lo menos en parte en trióxido de azufre, y el gas producido que contiene trióxido de azufre es conducido a un absorbedor y ahí transformado a ácido sulfúrico; además se refiere también al correspondiente equipamiento.
Antecedentes de la Invención La forma común de hacerlo es la absorción doble descrita en la Ullmnann's Encyclopedia of Industrial Chemistry, 5a Ed, Vol 25, p 635-700. Comúnmente se usa como catalizador el pentóxido de vanadio entre 380 °C y 640 °C. Sobre 640 °C el catalizador es dañado irreversiblemente; bajo 380 °C es inactivo. Para impedir el daño del catalizador, se agrega di óxido de azufre hasta un máximo de 13% en volumen ya que a mayores concentraciones de gas la exotermicidad de la reacción de oxidación genera temperaturas demasiado altas. Como resultado gases de mayores concentraciones se diluyen con aire u oxígeno técnico, y los volúmenes de gases mayores van al catalizador. Especialmente al usar gases provenientes de la pirometalurgia como dióxido de azufre de partida que tienen un contenido de dióxido de azufre de 20 a 60% en volumen, se requiere una gran dilución que conduce a altos costos de inversión y procesos. Se ha recomendado usar, en vez de aire, gases parcialmente oxidados de una etapa de contacto como gas diluyente. En la patente DE-AS 1 054 43 1 se describe un proceso en que una parte del gas caliente y catalíticamente procesado proveniente de una primera etapa de contacto se recicla y se agrega a los gases de partida antes de agregarlo a la primera capa (lecho) catalítica y mientras que el resto de los gases, después de enfriarse, se reoxida en una etapa siguiente agregando aire frío. Con eso la recirculación calienta los gases de partida a la temperatura mínima requerida del catalizador ya que esta técnica requiere la tal dilución de los gases a 13 % en volumen de dióxido de azufre; grandes volúmenes de gases de dilución son requeridos. Un proceso similar también es conocido en la patente DE-PS 504635. Para resolver este problema se han recomendado procesos en que gases de dióxido de azufre en más de 13 % en volumen pueden ser usados como material de partida. Algunos de estos procesos proponen catalizadores alternos que pueden trabajar sobre 640 °C (ver por ejemplo el documento de patente WO 99/36175 Al). En el documento de patente DE-OS 20 26 818 se describe un proceso de manufactura en varias etapas de contacto con la absorción intermedia de trióxido de azufre formado en el cual los gases de partida son diluidos a dióxido de azufre entre 10 y 20% en peso antes de introducirlo a la primera etapa por medio de aire y de trióxido de azufre evaporado de oleum. El inconveniente de este proceso es el gasto de aparatos y de operaciones, y el menor aprovechamiento en la primera etapa requeridos, ya que solamente el trióxido de azufre pero no los re activos dióxido de azufre ni el oxígeno son recirculados.
Compendio de la Invención La invención se refiere a la producción de ácido sulfúrico en base a gases de dióxido de azufre de hasta un 66 % en volumen. Esto se logra por el método antes mencionado al retirar parte del flujo de gases de dióxido y de trióxido de azufre de una etapa de contacto anterior a la última etapa de contacto, y este flujo se mezcla con el gas de partida a un gas de contacto con dióxido de azufre superior al 13 % y devuelto a la primera etapa de contacto. En este proceso hay que agregar a los gases de partida concentraciones menores de cantidades de gas de dilución si es comparado al proceso común en que la primera etapa de contacto es alimentada con gases de menos de 13 % de dióxido de azufre, con lo cual al usar caudales volumétricos iguales en la etapa de contacto se genera una mayor cantidad de ácido sulfúrico. Dependiendo del contenido de dióxido de azufre del gas inicial, una dimensión idéntica del aparato puede lograr un aumento de capacidad de 50 %. Un sobrecalentamiento del catalizador en la primera etapa de contacto no ocurre usando inclusive sobre el 13 % de dióxido de azufre porque al retomar el trióxido de azufre el equilibrio:
S02 + 1/2 02 < > SO3 es retornado en dirección de la materia prima. Esto resulta en menos reacción y conduce a temperaturas menores en la salida de la etapa. Otra ventaja de este proceso, especialmente también frente a procesos conocidos de recirculación del trióxido de azufre, reside en el mejor aprovechamiento de la energía. Por la recirculación se aprovecha la energía térmica del gas del proceso parcialmente reaccionado para el calentamiento del gas de partida de modo que hay que agregar menor cantidad de energía calórica externa. Por lo tanto el proceso requiere menor intercambio de calor . Convenientemente se agrega a la primera etapa un gas de contacto de 14 a 25 % de dióxido de azufre. Así se logra un alto rendimiento de ácido sulfúrico respecto al caudal que pasa por las distintas etapas de contacto. Por otro lado esta técnica para evitar el sobrecalentamiento del catalizador todavía no requiere cantidades tan altas de trióxido de azufre en el gas de contacto para reducir la transformación de dióxido de azufre a trióxido de azufre en la primera etapa en la forma requerida. Especialmente en el procesamiento de gases de dióxido de azufre entre 25 y 66 % (como salen de la pirometalurgia) es conveniente agregar al gas de partida antes de agregar en la primera etapa, oxígeno técnico. En esta forma se puede lograr el contenido de dióxido de azufre preferido del gas de contacto de 14 a 25 % con un menor caudal de gas resultante parcialmente oxidado proveniente de una etapa posterior. El aire u oxígeno técnico puede ser agregado al gas de partida (materia prima) antes, durante o después de su mezcla al caudal de recirculación. Convenientemente se escoge una razón de aire a oxígeno técnico tal que la razón de O? a S02 en el gas de contacto es menor que 1 ,2 y preferentemente menor que 0,8 pero con un mínimo de 0,5. Convenientemente el caudal del gas parcialmente oxidado agregado al gas de partida es entre 10 y 50 %, preferentemente 15 a 35% con respecto al caudal del gas de contacto. Continuando con la idea, se propone conducir el gas de contacto a un pre-contacto que precede el contacto principal, sacar del pre-contacto un gas de proceso que contiene un máximo de 13 % de dióxido de azufre como gas de proceso e introducir esto a la primera etapa de contacto del contacto principal ( contacto primario ). En este proceso se puede operar los contactos principales igual que en el proceso común. Esto es razonable si el proceso de acuerdo a la invención se va a realizar en equipos convencionales ya existentes. El re-equipamiento de una unidad convencional en ese caso se reduce a la integración de una etapa de pre-contacto y a una recirculación. El pre-contacto puede consistir de una o más etapas de contacto. Para reducir el costo del equipamiento será conveniente conducir el gas inicial por un pre-contacto que contenga solamente una o dos etapas. En principio el flujo parcial agregada al gas inicial puede consistir de gas de proceso parcialmente oxidado (gas de reciclaje) de cualquiera, desde la primera hasta la penúltima etapa de contacto. Sin embargo para mantener el caudal volumétrico del gas de recirculación al mínimo éste preferentemente se saca de la última etapa de contacto de uno de los contactos antes de la absorción, o sea de la última etapa de contacto del contacto preliminar o del primer contacto principal (contacto primario) ya que el gas de proceso en este lugar tiene el mayor contenido de trióxido de azufre. Según una forma preferida de este invento el gas de proceso que emerge del pre-contacto es conducido a través de un pre-absorbedor antes de introducirlo en el primer contacto principal (contacto primario), en el cual trióxido de azufre es removido por lo menos parcialmente, preferentemente totalmente, del gas de proceso y transformado a ácido sulfúrico por métodos conocidos a los experimentados en el arte. Además se recomienda que en forma alternativa o adicional a esto el gas de proceso que emerge del primer contacto principal (contacto primario) y antes de introducirlo en el segundo contacto principal (contacto secundario) a través de un absorbedor intermedio para transformar el trióxido de azufre generado en el primer contacto principal (contacto primario) desde el gas de proceso y transformarlo a ácido sulfúrico. Análogamente el gas de proceso que emerge del segundo contacto principal (contacto secundario) de acuerdo ala invención por un absorbedor final, antes de eliminar el gas de proceso prácticamente libre de trióxido de azufre y dióxido de azufre de la instalación. El ácido sulfúrico generado en los diferentes absorbedores puede luego ser individualmente, o mezclado, sacado de la instalación. Una especial ventaja del proceso inventado reside en la posibilidad de producir junto con el ácido sulfúrico de calidad flujo, también un ácido sulfúrico de mejor calidad y por lo tanto mayor precio. Al planificar una pre-etapa, una etapa media y una etapa final de absorción, las impurezas contenidas en el gas de partida, que existen especialmente en cantidades no despreciables en gases generados pirometalúrgicamente, son removidos casi completamente del gas de proceso en la pre-absorción de modo que el ácido sulfúrico generado en el absorbedor intermedio y final, que equivale a aproximadamente el 30 % de todo el ácido sulfúrico producido, un ácido de mayor calidad que el producido por un procedimiento flujo. Continuando con la idea del invento se propone además, conducir sólo una parte del gas de proceso que emerge del pre-contacto a través de un pre-absorbedor antes de introducirlo en el primer contacto principal (contacto primario ), mientras que el resto del gas de proceso que contiene S03 es llevado por un by-pass directamente al contacto principal. Eso permite elevar la parte de ácido sulfúrico de alto valor hasta un 60 %. De acuerdo a otra configuración del invento el gas emergente del absorbedor final es sometido a un lavado, especialmente con peróxido de hidrógeno, amoníaco, o hidróxido de sodio para neutralizar el dióxido de azufre. En esta forma es hasta posible totalmente no emplear el pre-contacto ya que la inconveniencia de la emisión de S02 que en principio es mayor, puede ser nivelada a los requerimientos de este lavado. De acuerdo al invento el flujo parcial se forma antes de la absorción y se enfría antes del reciclado a la primera etapa de contacto, a una temperatura menor de 500 °C. De acuerdo aun diseño preferencial del invento, el gas de recirculación conducido de vuelta para la regulación de la temperatura del gas emergente empleado proviene de la primera etapa de contacto. Cuanto mayor es el flujo parcial de gas parcialmente transformado en la primera etapa de contacto, tanto más trióxido de azufre entra a la etapa de contacto, con lo cual menos dióxido de azufre es oxidado por lo que la temperatura del gas emergente resulta correspondientemente menor. Además el presente invento corresponde aun equipo para la fabricación de ácido sulfúrico a partir de gases ricos en dióxido de azufre, que son especialmente apropiados para realizar el proceso inventado. De acuerdo con la invención el equipo contiene como mínimo una secuencia de dos etapas de contacto principales (contacto primario y secundario) y por lo menos un absorbedor en el cual delante del primer contacto principal (contacto primario) va un pre- contacto y donde la zona de entrada del pre-contacto está unida a una etapa de contacto que precede la última etapa de contacto del segundo contacto principal (contacto secundario). Una forma preferida contiene en una línea de recirculación de un flujo parcial del gas de proceso que emerge del pre-contacto un propulsor de gas caliente. Preferencialmente la línea de recirculación que conduce del área de salida de la última etapa de contacto del primer contacto principal (contacto primario) o del área de salida de la última etapa de contacto del pre-contacto al área de salida del pre-contacto. Continuando la idea del invento, se propone que el pre-contacto consiste de una o dos etapas de contacto, el primer contacto principal (contacto primario) una a tres etapas de contacto y el segundo contacto principal (contacto secundario) una o dos etapas. Naturalmente se puede considerar también más de dos contactos principales o que los contactos individuales contengan mas que dos o tres etapas de contacto. En principio cada etapa de contacto puede contener cualquier material catalítico que el especialista conoce para este efecto. Sin embargo son preferidos catalizadores convencionales como los basados en pentóxido de vanadio con o sin adición de cesio o en base de otros óxidos metálicos tales como óxido de hierro. De acuerdo al invento además se propone usar un pre-absorbedor entre el pre-contacto y el primer contacto principal (contacto primario ), un absorbedor intermedio entre el primer y segundo contacto principal (contacto secundario) y un absorbedor final después del segundo contacto principal (contacto secundario). De acuerdo a otra forma preferencial de este invento hay una línea by-pass entre el pre-contacto y el primer contacto principal (contacto primario) que pasa entre el pre-contacto y el primer contacto principal (contacto primario) que pasa fuera del pre-absorbedor, por el cual una parte o todo el gas de proceso emergente del pre-contacto puede ser llevado directamente a la primera etapa del primer contacto principal (contacto primario) sin pasar por el pre-absorbedor. Además puede contener un by-pass que by-pasea el pre-contacto con el cual una parte o todo el gas de contacto puede ser introducido directamente a la primera etapa del primer contacto principal (contacto primario) sin pasar por el pre- contacto. A continuación se explica la invención más detalladamente por medio de los siguientes ejemplos y dibujos. En ellos todas las características descritas o representadas por los dibujos forman parte de la invención, independientemente del contenido de las reivindicaciones o de su descripción.
Breve Descripción de las Figuras Figura 1 , muestra un diagrama de proceso de un proceso y un equipo de acuerdo al estado del arte. Figura 2, muestra un diagrama de proceso de un proceso y un equipamiento de acuerdo a uno de los primeros ejemplos realizados de acuerdo a la presente invención. Figura 3, muestra un diagrama de proceso de un proceso y un equipo de acuerdo a un segundo ejemplo. Figura 4, muestra un diagrama de proceso de un proceso y un equipo de acuerdo a un tercer ejemplo. Figura 5, muestra un diagrama de proceso de un proceso y un equipo de acuerdo a un cuarto ejemplo. Figura 6, muestra un diagrama de proceso de un proceso y un equipo de acuerdo a un quinto ejemplo. Figura 7, muestra un diagrama de proceso de un proceso y un equipo de acuerdo a un sexto ejemplo. Figura 8, muestra un diagrama de proceso de un proceso y un equipo de acuerdo a un séptimo ejemplo. Figura 9, muestra esquemáticamente un equipo de acuerdo a la invención.
Descripción Detallada de las Configuraciones Preferidas La Figura 1 presenta el equipo convencional para la producción de ácido sulfúrico así como está descrito en la Enciclopedia Ullmann de Química Industrial y que consta de un secador de gas 1 , dos contactos principales 2, 3, un absorbedor intermedio 4 y un absorbedor final 5. Mientras que el primer contacto principal 2 (contacto primario) de tres capas cada uno está constituido por un catalizador sobre la base de pentóxido de vanadio presentando etapas (grupos) de contacto 6\ a 63, en el segundo contacto principal 3 (contacto secundario) hay dos etapas de contacto 64 y 65. Entre las etapas de contacto individuales 61 y 65 se ha colocado cada vez un sistema intermedio de enfriamiento (no mostrado ), en el que en la etapa de contacto precedente 6] a 64, el gas emergente es enfriado a una temperatura apropiada para la entrada en las etapas de contacto 62 a 65. El gas de partida con más del 13 % en volumen de dióxido de azufre por ejemplo, el cual se produce en una instalación pirometalúrgica, es introducido en el ducto 7 y con aire de dilución introducido a través del ducto 8 se diluye a una concentración de dióxido de azufre inferior al 13 % en volumen, y luego es llevado al secador de gas N° 1. Finalmente la mezcla de gas seco del secador de gas 1 es sacada por intermedio del ducto 9 y en un intercambiador de calor (no mostrado) es precalentado hasta una temperatura de entrada para la primera etapa del contacto 61 , antes de que la mezcla de gases sea llevada a los procesos de oxidación según el orden de las tres etapas de contacto 61 a 63 del contacto principal 2 (contacto primario). El gas que sale del primer contacto principal 2 (contacto primario) es introducido a través del ducto 10 al absorbedor intermedio 4 y allí contactado con ácido sulfúrico acuoso, de donde una gran parte del trióxido de azufre producido en el primer contacto principal (contacto primario) es absorbido con la formación de ácido sulfúrico. A continuación se agrega al segundo contacto principal (contacto secundario) y se lleva paso a paso a través de sus dos etapas de contacto secuenciales 64 y 65. El gas emergente de este segundo contacto 3 se conduce a través del ducto 12 al absorbedor final 5 en el cual el trióxido de azufre que se había formado se transforma en ácido sulfúrico. Durante la salida del gas desde la instalación a través de la chimenea, el gas pasa por el absorbedor intermedio para ser juntado con el ácido sulfúrico que se produce en el absorbedor intermedio y en el absorbedor final y como un único flujo se lleva a la cañería para producto 14. Como se puede apreciar en la Figura 2 la instalación está compuesta, de acuerdo a un primer ejemplo introductorio de la invención, de dos piezas que fueron descritas anteriormente y que por simplicidad se les va a dar el mismo signo de referencia. Además la instalación muestra los contactos principales 2, 3 colocados previos al contacto de la etapa 1 , además de un pre-absorbedor 16, un ducto 17 para oxígeno técnico como también un propulsor para gas caliente 18, un ducto de recirculación 19, un ducto de recirculación para el gas parcialmente oxidado. Además, se deriva del ducto de recirculación 19 de los primeros contactos principales 2 (contacto primario), el ducto 10 con el absorbedor 4 que conduce finalmente del ducto 10 y termina en el pre-contacto 15 conducente al ducto 20. El pre-contacto 15 muestra preferencialmente el mismo tipo de catalizador de las etapas de contacto individuales 6 del contacto principal 2, 3. El gas de partida con mas del 13 % de dióxido de azufre obtenido, de la misma manera de un equipamiento pirometalúrgico como se mencionó antes, es introducido al ducto 7, mezclado con aire en el ducto 8 así como también con oxigeno técnico en el ducto 17. Desde allí se conduce la mezcla de gases al secador de gas 1 y luego es precalentado en un intercambiador de calor (no mostrado). Finalmente la mezcla de gases precalentada es conducida a través del ducto de recirculación 19 como el gas parcialmente oxidado (flujo parcial T), al primer contacto principal 2 (contacto primario), antes que la mezcla resultante penetre a través del ducto 20 en el pre-contacto 15. Los volúmenes de flujo individuales del gas introducido, así como las condiciones del intercambiador de calor son de tal manera reguladas que el gas que está entrando a través del pre-contacto 15 por un lado tenga una temperatura óptima para la reacción de oxidación, la cual por el uso de un catalizador de pentóxido de vanadio se encuentra cerca de los 425 °C, y por otro lado muestra un contenido de dióxido de azufre y trióxido de azufre, mediante el cual se evita un incremento de la temperatura en el pre-contacto 15 la cual puede llegar a un valor límite de 640 °C que es dañina para el catalizador. Al mismo tiempo la reacción es dirigida mediante el contenido de dióxido de azufre y trióxido de azufre de tal manera que el gas de proceso después del paso de la etapa de pre-contacto regula una energía para un funcionamiento óptimo de los contactos principales convencionales 2, 3 pero que no supera el 13 % en volumen en contenido de dióxido de azufre que sale. La regulación de la temperatura de entrada tiene lugar en especial mediante la cantidad de recirculación. La temperatura del gas en la salida del pre-contacto es comparada con el valor que es requerido (valor teórico) y con el valor de salida experimental de acuerdo con la proporción del flujo parcial de recirculación (proporción de regulación) controlado mediante la actuación de una válvula o elemento similar (dispositivo de ajuste). Mediante la elevación de la cantidad de recirculación es reducido el contenido de dióxido de azufre del gas que entra en el pre-contacto 15 con un aumento paralelo de la concentración de trióxido de azufre, de tal manera que en la etapa de contacto resulta una cantidad mínima de dióxido de azufre y con ello también una temperatura de salida de gas mínima. Para cumplir con las condiciones descritas se eligen de tal manera los correspondientes flujos de gases que el contenido de dióxido de azufre del diluido, los gases introducidos al secador de gas 1 contienen preferentemente entre un 13 % y un 40 % en volumen, preferentemente entre un 20 y un 30 % en volumen, como así mismo la mezcla introducida al pre-contacto 15 muestra preferentemente un contenido de dióxido de azufre entre 15 y 21 % y el contenido de trióxido de azufre entre 1 y 5 % en volumen. El gas de salida del pre-contacto 15 es conducido por intermedio del ducto 21 al pre-absorbedor 16 en el cual el trióxido de azufre formado en el pre-contacto 15 es absorbido como ácido sulfúrico concentrado. El gas obtenido del pre-absorbedor 16 muestra principalmente un contenido de dióxido de azufre de 8 hasta 12 % en volumen y es conducido a través del ducto 9 en los contactos principales 2, 3, en los cuales el gas, con excepción del flujo de retorno del flujo parcial T, procesado como se describe en la Figura 1, se continúa transformando. El ácido sulfúrico producido en los tres absorbedores 4, 5, 16 es reunido y extraído de la instalación mediante la cañería de liberación de producto 14. Con esta instalación se puede, en comparación con la instalación original mostrada en la Figura 1, utilizando en cada caso, igual volumen de flujo de gas introducido en el contacto principal 2 (contacto primario ), conseguir procesar en un 50 % mayor cantidad de gas obtenido del sistema pirometalúrgico (esto representa un aumento de la producción de metal en un 50 %)y por lo tanto un 50 % más de producción de ácido sulfúrico por unidad de tiempo. Puesto que lo que se introduce adicionalmente está limitado por el pre-contacto 15, el pre-absorbedor 16 así como el ducto de recirculación 19 con su correspondiente regulación, los costos de inversión son así muchísimo menores para complementar la instalación de acuerdo con la invención, agregando partes aun equipo existente convencional que lo que se requiere para una nueva instalación independiente que sería exigible para la obtención del correspondiente 50 % de aumento de la capacidad. Análogo a esto, son también los costos para una nueva instalación de acuerdo con la invención con la capacidad correspondiente significativamente menores de una con igual capacidad que la instalación convencional renovada exhibida. Por otra parte, sin considerar los costos bajos de la instalación hay otra gran ventaja de este invento, y es que ésta, en comparación con la instalación convencional puede ser llevado a cabo con costos de operación mucho menores, lo que por un lado lleva a una específicamente menor necesidad de energía eléctrica; pero por sobre todo hay que considerar la alta y específica recuperación de la energía térmica. Otra ventaja importante del proceso se basa en que, sobre la base del pre-procesamiento de los gases de entrada con elevada concentración de S02 y de ahí elevada concentración del S03 resultante, después de la oxidación una producción directa del oleum con un contenido elevado de SOi libre por ejemplo, puede ser posible sobre un 35 %. Tal oleum puede ser producido en instalaciones convencionales en las cuales la concentración de S02 como gas de entrada con un valor bajo un 13 % en volumen, con el uso sólo de equipamiento adicional. Además este nuevo proceso de la invención permite, uno eficiente y de costos económicos, la utilización de una temperatura baja conjuntamente con la recuperación de calor. La absorción de S0 y la formación de ácido sulfúrico concentrado es exotérmica y exige regularmente la eliminación de grandes cantidades de calor (cerca de 2 millones de kJ por tonelada de H2SO4 producido) por ejemplo mediante agua de enfriamiento. Mediante la introducción de los llamados procesamientos de recuperación de calor (sistemas de recuperación de calor) es posible transformar una cantidad de calor en vapor de mediana presión. Esta parte es tanto más grande, cuanto mayor es la concentración de S02 en el gas de entrada, de tal manera que esta nueva invención ofrece ventajas. A diferencia de la instalación mostrada en la Figura 2, en la Figura 3 se muestra la instalación que tiene un pre-contacto 15 con dos etapas de contacto 221, 222. Además se deriva del ducto de recirculación 19 en este ejemplo las tuberías que van desde el ducto 21 derivado de la etapa de contacto 222 hacia el pre-absorbedor 16 y termina al ducto 20 que conduce al pre-contacto 15. Por otro lado muestra las etapas del pre-contacto 22| , 222 preferentemente con los mismos catalizadores que las etapas únicas 61 a 65 de los contactos principales 2,3. En esta instalación también se obtiene un aumento de capacidad de aproximadamente un 50 % en comparación con la planta de la Figura 1. Otra ventaja de este sistema es el desacoplamiento total del equipamiento de pre- contacto que consiste del pre-contacto 15, ducto de recirculación 19 y pre-absorbedor 16 de los equipos que están conectados en una planta convencional. Con eso es posible reducir más los costos de inversión para un equipo nuevo o de mejora de un equipo existente. Además se reduce en este ejemplo también la cantidad de gas que se debe conducir por los contactos principales 2 y 3 de modo que el menor costo logrado así, en 2 y 3, compensa los costos mayores del pre-contacto. La planta representada en la Figura 4 se diferencia del ejemplo mostrado en la Figura 2 en que el ácido sulfúrico formado en el pre-absorbedor 16 no se junta con el generado en el absorbedor intermedio 4 y en el absorbedor final 5, siendo removido de la planta a través del ducto 23. Ya que las impurezas contenidas en el gas inicial entran al ácido sulfúrico casi totalmente en el paso de absorción primario o pre-absorción 16, el ácido sulfúrico generado en el absorbedor intermedio 4 y final 5, que corresponde a aproximadamente 30 % del total de ácido sulfúrico generado, tiene una mejor calidad que el ácido sulfúrico producido en los absorbedores de una planta convencional, sin que sea necesario tomar acciones para reducir el costo. Así, la parte económica del procedimiento es aumentada aún más. En el procedimiento de la Figura 4 se considera además un secado adicional de los gases antes del pre-contacto 15 en un post secador 24, por lo cual la parte del ácido sulfúrico de mayor valor producido es aumentada aún más. En la instalación de la Figura 5 es planificado, en comparación con la de la Figura 4, agregar a través de una válvula 30 o conducto de by-pass regulable 25, entre el pre-contacto 15 y el primer contacto principal 2 (contacto primario ), con el cual una parte de los gases del proceso que emergen del pre-contacto 15, son llevados hasta el pre-contacto 16 a la etapa de contacto 2 que sigue en la planta convencional. Eso permite aumentar aún más (hasta un 60 %) la parte de ácido sulfúrico de más valor en comparación a la planta representada en la Figura 4. Al introducir el segundo secador de gases 24, se aumenta aquí también más la parte de ácido sulfúrico de mayor valor. La instalación de la Figura 6 se diferencia del ejemplo representado en la Figura 2, en que se planifica un conducto de by-pass 26 que se pasa fuera del pre-contacto 15 y el pre-absorbedor 16 a través del cual una parte o todo el gas emergente entra directamente en el primer contacto principal 2 (contacto primario) después de haberlo precalentado. Este tipo de manejo es ventajoso si es operado a lo largo del tiempo con gases de partida de diferente concentración de S02. En forma especial la conversión pirometalúrgica que conduce del material fundido al metal genera al mismo tiempo gases con pequeña concentración de S02 (5 - 15 % en volumen). Estos gases de menor concentración se generan, dependiendo del tipo de procedimiento metalúrgico empleado, o en forma periódicamente discontinua (proceso batch o convertidor Peirce - Smith) o en forma continua (convertidor Outokumpu - Flash) mientras que procesos metalúrgicos que trabajan en forma continua con el empleo de aire enriquecido con oxígeno también generan gases con mayor concentración (20 -30 % en volumen de dióxido de azufre). En caso de tratamiento de gases de baja concentración, menor o igual a un 13 % en volumen de dióxido de azufre, se oxidaría tal cantidad de dióxido de azufre en el pre-contacto 15, que el gas de proceso conducido al primer contacto principal 2 (contacto primario) contendría una concentración insuficiente de S02 para un proceso autotérmico significando que la concentración de S02 sería demasiado pequeña para mantener el balance de calor en la forma requerida. En la planta de acuerdo a esta forma se puede también tratar de manera satisfactoria gases iniciales de menor concentración, al llevar solamente tal cantidad de gas -S02 a través del pre-contacto 15, para que el gas de entrada a la etapa de contacto 6\ (contacto primario), generado por la unión de los flujos parciales que pasan el by-pass 26 y el pre-contacto 15 todavía contienen un mínimo de 5 - 6 % en volumen de dióxido de azufre. En esta forma, se logra mantener la circulación del gas en forma satisfactoria como también mantener la temperatura de reacción en el pre-contacto 15 por el agregado de gas que contiene di óxido de azufre, que es conveniente para el tratamiento posterior de los gases de alta concentración. Para eso se puede regular el caudal del gas que pasa por el conducto de by-pass 26 en base a la concentración de dióxido de azufre del gas de proceso introducido a la primera etapa de contacto (contacto primario ), en el cual se reduce el caudal reciclado al mínimo. En la instalación de la Figura 7 el equipamiento de pre-contacto, se representa el pre-contacto 15, el pre-absorbedor 16 y el ducto de recirculación 19, totalmente desacoplado de la planta convencional que le sigue. Además la planta contiene un sistema de alimentación separado que consiste del ducto de alimentación 27, del secador de gas 28 y del intercambiador de calor (no mostrado) para gases de alimentación con un contenido de S02 pequeño, para el primer contacto principal 2 (contacto primario). Por lo tanto, en esta forma es posible trabajar en paralelo un gas de alta concentración de dióxido de azufre y otro de baja concentración de dióxido de azufre, al conducir el gas de alta concentración (proveniente por ejemplo de un reactor de fundición de cobre, a través del pre-contacto 15 y del pre-absorbedor 16 antes de que el gas de proceso pobre en dióxido de azufre así generado sea tratado junto con el gas de baja concentración conducido por el ducto 29, por ejemplo desde un convertidor Peirce - Smith. A través del control del caudal de recirculación se puede regular tanto la temperatura del gas que sale del pre-contacto bajo los 640 °C, como también la concentración de S02 en la entrada al contacto principal 2 (contacto primario). A diferencia de los ejemplos antes mencionados, la instalación mostrada en la Figura 8 no contiene el pre-contacto 15, pero se diferencia de la planta común mostrada en la Figura 1 por un ducto de recirculación 19 provisto de un propulsor de gas 18, y un ducto 17 que trae oxígeno técnico hacia la entrada del secador de gas 1. En este procedimiento, la mezcla pre-calentada de gas de partida de alta concentración, de oxígeno técnico, de aire y de gas de recirculación, que de acuerdo a la invención contiene más de un 13 % en volumen de S02, se agrega directamente al contacto principal 2 (contacto primario) y es conducida a través de las etapas de contacto 6\ a 65 de los dos contactos principales 2 y 3 de las diferentes etapas 6 y de la absorción intermedia del trióxido de azufre al absorbedor intermedio 4. En esa condición conviene que las corrientes de gas sean ajustadas de tal forma que el gas de proceso que llega es conducido a la primera etapa de contacto 61 tenga un contenido de di óxido de azufre de 13 a 20 % en volumen y un contenido de oxígeno de 7 - 20 % en volumen. La temperatura de salida del gas de proceso de la etapa de contacto 61 puede ser regulada por la cantidad del gas recirculado, de tal forma que el valor de 640 °C no sea sobrepasado. Aunque la emisión de S02 en esta forma de procesar es algo mayor que en la representada en la Figura 1 , aún es aceptable para las regulaciones vigentes de protección del medio ambiente. Opcionalmente esta instalación puede ser equipada con un lavador de gases adicional con lo cual el gas que emerge del absorbedor final 5 es sometido a un
lavado final antes de entrar a la chimenea 13. Para esto conviene emplear ?202 (procedimiento peracidox) u otros procedimientos alcalinos comunes que emplean por ejemplo NH3 o NaOH como materiales de neutralización del SO2. Esto permite reducir altas emisiones tal como se quiere para satisfacer los requerimientos. Con esta planta, en comparación con la de la Figura 1 , se logra una producción de ácido sulfúrico 30 % mayor por unidad de tiempo al mantener constante el caudal de gas que pasa a través del contacto principal 2 (contacto primario ). Ya que el gasto mayor en aparatos consiste solamente en el ducto de recirculación 19 y el ducto de adición de oxígeno técnico 17, los costos de inversión para una mejora de una planta convencional por este camino son considerablemente menores que los costos para una nueva planta convencional con un 30 % mayor de capacidad. En forma análoga los costos para una planta nueva con capacidad equivalente son significativamente menores para una planta nueva diseñada para la misma capacidad. Si una planta convencional renovada tiene un costo de inversión de 100 %, el costo de una planta nueva con una capacidad mayor de 30% equivaldría a 120 % y los costos para una unidad de acuerdo a este ejemplo estarían solamente en un 1 10 %. Además, la ventaja de una planta de acuerdo con la invención reside, fuera del costo de inversión menor, en un costo de operación menor, que por un lado se debe a un requerimiento específico menor de energía eléctrica, pero por otro lado en una mayor posibilidad de reciclar la energía térmica. Por lo tanto la baja de costos de operación conduce a una reducción considerable del costo de capital de una planta basada en esta invención lo que reduce considerablemente el costo de producción y el costo de procesamiento del ácido sulfúrico producido. La figura 9 muestra una ejecución típicamente práctica del proceso inventado con detalles del enfriamiento intermedio y del manejo de energía de la planta. Gas lavado por agua en un limpiador de gas 900 es llevado a una torre de secado de gas 901 (80.900 Nm3/ hr; 22,25 % en volumen de S02; 12,39 % en volumen de 02) con una relación en moles de 02/ S02 de solamente 0,557, que significa menos que el requerimiento estequiométrico de 0,5. Por medio de un soplador principal 902 el gas es comprimido a un grado suficiente para sobrepasar la resistencia al flujo de gas de toda la planta que viene después. El gas entra con 100 °C en el intercambiador 903. Este intercambiador es convenientemente una combinación de una unidad desechable o desgaste horizontal y de un intercambiador principal vertical. En éste el gas es calentado a 154 °C antes de ser llevado por la cañería 904 al aparato de contacto 905 (pre-contacto 15). Enseguida es conducido por el intercambiador 906 del cual sale con 452 °C. En su parte interior y antes de entrar al primer grupo de contacto se le agrega gas reciclado por la cañería 914 antes que el gas sea llevado al grupo (81) del pre-contacto 15. Esto da una cantidad total de gas de 105.900 Nm3/ hr (18,45% en volumen de S02; 10,47% en volumen de 02; 4,29 % en volumen de SO3) a este grupo (B 1 ). El gas entra por abajo al primer grupo (81) y emerge de él con 639 °C antes de entrar al manto del intercambiador 906. Aquí el gas es enfriado a 445 °C antes de entrar al segundo grupo del pre-contacto (82). En este grupo el gas se calienta a 561 °C y abandona el aparato de contacto 905 a través de la cañería 908 y entra al evaporador 909. En éste se remueve una parte del calor del sistema que se emplea para la generación de vapor. De este evaporador el gas emana a 21 1 °C. Una parte pequeña de este gas (25.000 Nm3/ hr) va por el ducto 913 y el soplador de recirculación 91 1 a través de la cañería 914 como reciclado al primer grupo de contacto (Bl). El resto de los gases (74.047 Nm3/ hr) va por la cañería 912 al intercambiador 903 antes mencionado y ahí es enfriado a 170 °C y luego llevado por la cañería 915 al pre-absorbedor 916. El SO3 presente ( 18,17% en volumen) es absorbido ahí donde el absorbedor convenientemente es un venturi debido a la alta concentración de SO3. Por la absorción del SO3 ocurre un cambio de volumen a 60.595 Nm3/ hr (7,54 % en volumen de S02; 5,20% en volumen de 02). La cantidad de gas 917 ahora solamente es aproximadamente 57 % de la anterior de este pre-contacto (B 1 ). Los gases abandonan el pre-absorbedor a 80 °C por la tubería 917 para ser recalentado en el intercambiador 918 que convenientemente consiste de un aparato subdividido (como en la situación 903). El aparato de contacto 905 puede ser construido en el área de los grupos (B3) y (B4) con considerablemente menor diámetro, ya que la cantidad de agua es significativamente más pequeña que en los grupos (B l) y (B2). El gas precalentado a 282 °C es conducido por el ducto 919 al aparato de contacto 905 para ser calentado en el tubo del intercambiador 907 a la temperatura de 425 °C para el primer grupo de contacto (B3) del contacto primario. El gas fluye a través de este grupo de catalizadores (B3) convenientemente desde abajo hacia arriba y lo abandona ahí a 573 °C. Enseguida el gas es enfriado en el manto del intercambiador 907 a 440 °C, lo que lo hace apropiado para entrar en el segundo grupo del contacto primario (B4). Por la catálisis siguiente el gas se calienta a 488 °C, abandona el aparato de contacto 905 y es conducido por la cañería 920 al segundo aparato de contacto 921. Ahí el gas es llevado al manto del intercambiador 922 para enfriarlo a 430 °C antes de ingresar al tercer grupo de contacto del contacto primario (B5). El gas abandona este grupo a 445 °C y es llevado por la cañería 924 desde el aparato de contacto 921 al intercambiador 925, que preferiblemente es un aparato sub-dividido en (al igual que la situación 903). En el intercambiador 925 el gas es enfriado a 237 °C antes de llevarlo por la cañería
926 al economizador 927. Aquí nuevamente es removido del sistema el calor en exceso y preferentemente transferido a agua o vapor. Después del enfriamiento en el economizador
927 a 170 °C el gas va por la cañería 928 al absorbedor medio 929 donde el S03 formado es absorbido (7,35 % en volumen de S03). Liberado del S03 el gas abandona el absorbedor intermedio 929 con 80 °C a través de la cañería 930 en un caudal de 54.1 19 Nm hr (0,51 % en volumen de S02; 1 ,77 % en volumen de Oí) hacia el intercambiador 925 para el pre-calentamiento del contacto secundario siguiente. El gas abandona el intercambiador 925 con 316 °C por el tubo 931. Antes de reingresar en el aparato de contacto 921 el gas es dividido en dos corrientes 932 y 933. La primera corriente 933 es calentada en el tubo del intercambiador 922 a 410 °C mientras que el segundo flujo 932 es calentado en el intercambiador 923 en el tubo también a 410 °C. En el aparato de contacto ambos flujos son reunidos antes de ser conducidos al primer grupo del contacto secundario (B6). Después del paso por esta etapa de catálisis el gas a 426 °C es introducido en el manto del intercambiador y enfriado a 410 °C antes de entrar al segundo grupo del contacto secundario (B7). La transformación siguiente de S02 remanente sólo conduce a una elevación de temperatura de bajo 1 °C de modo que el gas abandona el aparato de contacto 921 a través de la cañería 934 a 410 °C. El gas es llevado al intercambiador 918, donde es enfriado a 172 °C y luego llevado por la cañería 935 al absorbedor final 936. Aquí se absorbe el S03 residual (0,5 % en volumen de S0 ) y el gas es entonces transferido por la cañería 937 a la chimenea 938 con 80 °C a la atmósfera. La cantidad de gas aquí es de 53.707 Nm3/ hr con un contenido teórico de S02 de 170 ppm en volumen equivalente a 0,33 toneladas de S02 por tonelada de ácido sulfúrico. En lo que sigue el invento es explicado por siete ejemplos no limitantes y un ejemplo de comparación a través de siete demostraciones de acuerdo con las ideas del invento. En todos los ejemplos y en el ejemplo de comparación se empleó un material de partida idéntico, generado pirometalúrgicamente y de la siguiente composición: 36 % en volumen de S02 4,5 % en volumen de 02 2 % en volumen de C02 57,5 % en volumen de N2 En esto el gas de partida fue transformado a ácido sulfúrico en el ejemplo de comparación 1 en una planta de acuerdo a la Figura 1 y en los ejemplos 2 a 8 en plantas con la misma numeración de la serie de figuras. Los caudales y composiciones de las corrientes de gas relevantes en ciertas posiciones de la planta y la cantidad de ácido sulfúrico generado y trióxido de azufre absorbido están resumidos en la Tabla 1. Ahí los números dados en la columna 1 de la Tabla 1 para las diferentes corrientes corresponden a los números (o siglas) dados a las unidades de la planta tal como cañerías, absorbedores, etc. A través de los cuales los flujos son conducidos. En la Tabla 2 se dan las temperaturas en las diferentes capas de contacto y la transformación de la reacción de oxidación para los diferentes ejemplos. Finalmente, la Tabla 3 da para los diferentes ejemplos el gasto en materiales y en las emisiones. Como se ve en la Tabla 1 en todos los ejemplos menos en el ejemplo 6 se genera más ácido sulfúrico por unidad de tiempo que en el procedimiento de acuerdo al estado del arte. Esto se debe especialmente a que en el procedimiento de acuerdo al invento se puede procesar un 50 % más de gas de partida por unidad de tiempo que en el procedimiento del ejemplo 1, debido al menor gTado de dilución. Como se puede ver en la Tabla 2 la temperatura de salida de los gases en los ejemplos que ilustran el invento pueden ser regulados sin problemas en la primera etapa de contacto, donde gas de contacto con un contenido de S03 superior aun 13 % en volumen es empleado, debajo del valor crítico para el catalizador de pentóxido de vanadio. La regulación se logra especialmente por ajuste del caudal de gas de recirculación. Finalmente la Tabla 3 muestra que en casi todos los ejemplos de acuerdo con la invención, los costos del proceso están por debajo de los del ejemplo de comparación. Especialmente se pudo lograr una recuperación de calor significativamente mayor en los ejemplos 2 hasta 5 y 8. Al mismo tiempo también los valores de emisión específicos estaban debajo de los del ejemplo de comparación.
Lista de Unidades: 1 Secador de gas 2 Primer contacto principal (contacto primario ) 3 Segundo contacto principal (contacto secundario ) 4 Absorbedor intermedio 5 Absorbedor final 6 Etapa de contacto principal 7 Ducto de gas al secador de gas 8 Ducto para aire de dilución 9 Ducto hacia el primer contacto principal (contacto primario) 10 Ducto de gas al absorbedor intermedio 1 1 Ducto al segundo contacto principal (contacto secundario) 12 Ducto al absorbedor final 13 Chimenea 14 Cañería para producto 15 Pre-contacto 16 Pre-absorbedor 17 Ducto para oxígeno técnico 18 Propulsor para gas caliente 19 Ducto de recirculación 20 Ducto hacia el pre-contacto 21 Ducto de gas hacia el pre-absorbedor 22 Etapa de pre-contacto 23 Ducto de salida del pre-absorbedor 24 Post-secador 25 Ducto by-pass alrededor del pre-absorbedor 26 Ducto by-pass alrededor del pre-contacto 27 Ducto de entrada para gas inicial con menos de 13 % en volumen de S02 28 Segundo secador de gas 29 Ducto de entrada 30 Válvula de registro T Flujo parcial recirculante
Tabla 1. Datos de gases Nr Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo 7 Ejemplo comparativo con 2 3 4 5 6 8 ejemplo 1 Gas de partida (gas fuerte pirometalúrgico) Concentraciones SOi(% Vol) 36 36 36 36 36 14 36 36 <¾ (% Vol) 4,5 4,5 4,5 4,5 4,5 4,5 4,5 4,5 C02 (% Vol) 2 2 2 2 2 2 2 2 N2 (°/o Vol) 57,5 57,5 57,5 57,5 57,5 57,5 57,5 57,5 Caudal Nm3/ hr 50000 75000 75000 75000 75000 75000 50000 65000
8 Aire de dilución Nm3/hr 97000 25000 24000 25000 25000 24000 25000 51000
17 Oxigeno técnico (90 % 02 Nm3/ hr 0 7900 7300 7900 7900 0 o 5300
4 Gas después del secador de gases S02 (% Vol) 12,24 25,02 25,4 25,02 25,02 10,61 24 19.29 02(% Vol) 15,32 14,56 14,07 14,56 14,56 8,48 9,97 15,13 C02 (% Vol) 0,68 1,39 1,41 1,39 1,39 1,52 1,33 1,07 N2 (% Vol) 71,75 59,03 59,1 1 59,93 59,03 79,4 64,7 64,51 Nm3/hr 147000 107900 106300 107900 107900 99000 75000 121300 02/ S02 1,25 0,58 0,55 0,58 0,58 0,80 0,6227381 0,78
19 Gas de recirculación S(¾ (% Vol) - 0,7 7,15 0,7 1,26 0,42 8,54 1,67
S03(%Vol) 10,69 20,99 10,69 16,63 8,94 17,64 19,57 02(%Vol) 2,86 4,86 2,86 2,95 3,50 1,85 6,64 CO2C/0V01) 1,97 1,56 1,97 1,82 1,63 1,45 1,18 N2(%Vol) 83,77 65,44 83,77 77,35 85,5 70,52 70,94 Nm hr 52000 44000 52000 43000 6000 22000 27000 Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo 7 Ejemplo comparativo con 2 3 4 5 6 8 ejemplo 1 Gas que va al pre- contacto S<¼(%Vol) 17,11 20,06 17,11 18,25 8,24 20,49 - S03(% Vol) 3,48 6,15 3,48 4,75 2,08 4 - 02(%Vol) 10,75 11,38 10,75 11,25 7,32 8,13 - C02(%Vol) 1,58 1,46 1,58 1,51 1,54 1,36 - ' N2(% Vol) 67,08 60,97 67,08 64,25 80,82 66,02 - Nm3/ hr 159900 150300 159900 150900 25800 97000
Gas que va al pre- contacto principal (contacto primario) SOzC/oVol) 12,24 10,79 9,05 10,79 11,47 8,94 9,02 16,08 S03(%Vol) 0 0 0 0 5,46 0 0 3,56 02(%VoI) 15,32 7,89 6,15 7,89 8,05 7,72 7,76 13,59 C02(%Vol) 0,68 1,87 1,98 1,87 1,73 1,56 0,94 1,09 N2(%Vol) 71,75 79,45 82,83 79,45 73,29 81,78 82,28 65,68
Nm3/hr 147000 134999 75869 134999 132280 102394 106673 148300
11 Gas que va al segundo contacto principal (contacto secundario) S02( Vol) 0,58 0,79 0,65 0,79 1,51 0,47 0,48 2,07 S03 (% Vol) 0 0 0 0 0 0 0 0 <¾(% Vol) 11,32 3,2 2,07 3,2 3,54 3,85 3,85 8,26 C(¾(% Vol) 0,83 2,21 2,27 2,21 2,18 1,79 1,08 1,47 N2(% Vol) 87,28 93,8 95,01 93,8 92,77 93,9 94,59 88,2 Nm3/ hr 120852 67898 66142 67898 68656 83720 92794 88711
Nr Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo 7 Ejcmplc comparativo con 2 3 4 5 6 8 ejemplo 1 Gas a la chimenea Nm3/ hr 119807 67109 65110 67109 67123 83142 92140 85967 S02 (ppm) 145 194 201 194 306 100 102 270 Grado de reacción % 99,91 99,95 99,95 99,95 99,92 99,92 99,% 99,90
14 H2S04 calidad normal t/d 1935 2902 2902 1973 1321 1128 2338 2514
23 H2S0 calidad superior t/d - - - 929 1580 - - - 16 S03 absorbido (pre-absorbedor) kg/ h - 67111 73641 671 11 44958 6967 44339 - 4 S03 absorbido (absorbedor intermedio) kg/ h 63276 29688 23537 29688 50050 30010 33586 78862
5 S03 absorbido (absorbedor final) kg h 2529 1910 1529 1910 3711 1397 1582 6641
26 By- pass alrededor del pre-contacto S(¾ (% Vol) 10,61 C02(%Vol) 1,52 N2(%Vol) 79,4 Nm3/ hr 79200 25 B- pass alrededor del pre- absorbedor Nm3/ hr Gas débil pirometalúrgico SC>2(%Vol) Concentraciones 02(%Vol) 14 C02(%Vol) 0 N2(%Vol) 78,5 Caudal Nm3/hr 40000
Tabla 2. Temperatura y Grado de Reacción en los Convertidores Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejempl Ejemplo 7 Ejemp comparativo con 2 3 4 5 0 6 8 ejemplo 1
Pre-contacto Primera etapa (Entrada) T (°C) 430 425 430 430 425 425 - Grado de reacción S02 (%) 16,9 23,4 16,9 20,6 20,1 16,3 Primera etapa (Salida) T (°C) 640 640 640 640 577 639 Grado de reacción SO2 (%) 55,7 56,2 55,7 - 56,3 71,6 49,6 Segunda Etapa (Entrada) T (°C) - 445 - - - 445 - Grado de reacción S(¾ (%) - 56,2 _ 49,6 Segunda Etapa (Salida) T (°C) - 565 - - - 557 Grado de reacción SO2 (%) - 74,6 - - - 67,4 - Contacto primario Primera etapa (Entrada) T (°C) 425 425 425 425 425 425 425 425 Grado de reacción S<¼ (%) 0 0 0 0 32,2 0 0 18,1
Primera etapa (Salida) T (°C) 640 610 590 610 588 595 596 640 Grado de reacción S<¾ (%) 62,2 59,9 62,8 59,9 68,1 65,3 64,9 59,7
Segunda Etapa (Entrada) T (°C) 445 440 435 440 440 440 440 445 Grado de reacción SO2 (%) 62,2 59,9 62,6 59,9 68,1 65,3 64,9 59,7
Segunda Etapa (Salida) T (°C) 534 517 498 517 517 501 502 556 Grado de reacción SO2 ( ) 87,7 84,4 86,1 84,4 84,9 88,4 88,2 81,1
Tercera Etapa (Entrada) T (°C) 435 430 430 430 430 430 430 435 Grado de reacción SO? (%) 87,7 84,4 86,1 84,4 84,9 88,4 88,2 81,1
Tercera Etapa (Salida) T (°C) 464 460 450 460 467 449 449 493
Grado de reacción SO2 (%) 95,0 93,8 93,7 93,8 93,0 95,5 95,4 92,1
Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo EjempI Ejemplo 7 Ejempli comparativo con 2 3 4 5 0 6 8 ejemplo 1
Contacto secundario Cuarta Etapa (Entrada) T (°C) 415 415 415 415 415 415 415 405 Grado de reacción S(¾ (%) 0 0 0 0 0 0 0 0
Cuarta Etapa (Salida) T (°C) 433 439 435 439 450 429 430 467 Grado de reacción SO2 (%) 98 95,7 95,1 95,7 94,6 96,9 96,9 95,2
Quinta Etapa (Entrada) T (°C) 410 410 410 410 410 410 410 400 Grado de reacción SO2 (%) 98 95,7 95,1 95,7 94,6 96,9 96,9 95,2
Quinta Etapa (Salida) T (°C) 411 411 411 411 412 410 410 402 Grado de reacción SO2 (%) 98,0 97,6 97 97,6 98,0 97,9 97,91 98,7
Grado de reacción total (%) 99,91 99,95 99,95 99,95 99,92 99,92 99,96 99,90
Tabla 3. Datos Específicos Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejemplo Ejempli comparativo con 2 3 4 5 6 7 8 «jemplo 1 Requerimiento específico (kWh / t H2S04) 55 52 45 54 52 73 49 45 de energía eléctrica Recuperación de calor (kWh / t H2S04) 123 165 187 165 184 81 96 185 específica del gas Requerimiento de agua de (m3 / 1 H2SO4) 37 32 30 32 31 42 33 31 enfriamiento específico Emisión específica de S02 (kg S02 / t H2S0 ) 0,63 0,65 0,32 0,32 0,32 0,50 0,52 0,28
Emisión específica de SO3 (kg S03 / 1 H2SO4) 0,045 0,025 0,017 0,016 0,017 0,017 0,053 0,028