Извлечение теплоты абсорбции триоксида серы

Изобретение относится к технологическому способу промышленного производства серной кислоты, в котором теплота образования паровой фазы серной кислоты в конверсионном газе триоксида серы и теплота абсорбции SO3 серной кислотой извлекаются за счет передачи тепла от абсорбционной кислоты к подпиточной котловой воде высокого давления (по меньшей мере 40 бар), которая подпитывает котел-утилизатор, где образуется пар за счет передачи тепла от топочного газа диоксида серы. Технический результат – максимизированное извлечение энергии. 3 н. и 81 з.п. ф-лы, 8 ил.

 

ОБЛАСТЬ ТЕХНИКИ

[0001] Настоящее изобретение относится к извлечению теплоты абсорбции триоксида серы в серной кислоте и, в частности, к технологическому способу, при котором высокая доля тепла абсорбции извлекается за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде, которая затем преобразуется в пар высокого давления.

УРОВЕНЬ ТЕХНИКИ

[0002] Контактный технологический способ производства серной кислоты является сильно экзотермическим в некоторых из своих операций. Большое количество теплоты реакции выделяется при сгорании источника серы, например, элементарной серы, сероводорода, или сульфида металла в среде избыточного кислорода, чтобы произвести газ, содержащий диоксид серы и кислород. Дальнейшее значительное количество энергии выделяется при каталитическом превращении диоксида серы в триоксид серы и при абсорбции триоксида серы водной абсорционной жидкостью, содержащей серную кислоту, что обеспечивает чистое производство серной кислоты.

[0003] При производстве серной кислоты теплоту сгорания источника серы уже давно традиционно извлекают за счет прохождения топочного газа через котел-утилизатор. Из-за того, что температура топочного газа, как правило, очень высокая, в котле-утилизаторе производится пар высокого давления, например, от 40 до 70 бар.

[0004] Также традиционным является извлечение тепла окисления диоксида серы до триоксида серы. Как правило, топочный газ, выходящий из котла-утилизатора, проходит через реактор, в котором содержится несколько последовательных конверсионных слоев, в каждом из которых поток газа, содержащий диоксид серы и кислород, проходит через катализатор для реакции превращения. Для отведения тепла окисления диоксида серы в триоксид серы конверсионный газ, выходящий из каталитического реактора, как правило, проходит через другой котел-утилизатор, пароперегреватель и/или экономайзер для подогрева подпиточной котловой воды котла-утилизатора. Как правило, конверсионный газ, выходящий из предпоследнего слоя многослойного реактора, направляется в промежуточную абсорбционную колонну, в которой SO3, содержащийся в газе, абсорбируется серной кислотой, тем самым повышая движущую силу превращения SO2 в SO3 в слое реактора, в который поток газа возвращается из промежуточного абсорбера. Перед поступлением в промежуточный абсорбер, газ должен быть охлажден, что может осуществляться в экономайзере, как отмечалось выше, и/или при прохождении газа через газовые теплообменники, в которых поток, возвращающийся из промежуточного абсорбера, повторно нагревается переносом тепла от газового потока, выходящего из того же или другого слоя реактора. Вернувшийся газ повторно нагревают до температуры, при которой дальнейшее превращение может происходить в слое реактора, в который газ вернулся.

[0005] В дополнение к теплу, выделяющемуся при сгорании серы и окислении диоксида серы до триоксида серы, происходит значительное приращение энергии, выделяемой при абсорбции триоксида серы из конверсионного газопотоком серной кислоты для производства серной кислоты из SO3. До 1980-х гг.это приращение тепла, которое соответствует около 25% от общего тепла, выделяемого в контактном сернокислотном технологическом процессе, тратилось впустую, выбрасываясь в атмосферу, или имело незначительное практическое применение, такое как центральное отопление. Охладители абсорбционной кислоты, изготовленные из нержавеющей стали, как правило, работают при максимальной температуре на входе при около 110°С, в основном, около 80°С.

[0006] Патенты США №№4576813 и 4670242 описывают технологические процессы, в которых абсорбер SO3 и охладитель абсорбционной кислоты могут работать для нагрева охлаждающей жидкости до температуры 120°С или выше, сохраняя концентрацию потока серной кислоты, выходящей из абсорбера на уровне 98,5% или выше, предпочтительно 99% или выше, и извлекая теплоту абсорбции в теплообменнике, теплообменные поверхности которого смачиваются кислотой и изготовлены из надлежащим образом выбранных сплавов Fe/Cr.

[0007] В технологических процессах, описанных в Патентах США с серийными номерами 4576813 и 4670242, сера сгорает в сухом воздухе с образованием сухого SO2-несущего потока топочного газа, содержащего избыточное количество кислорода. Поток SO2 проходит через реактор для получения сухого SO3-несущего потока топочного газа, который направляется в абсорбционную колонну, где он контактирует с серной кислотой для высокотемпературной абсорбции SO3. Абсорбционная кислота из высокотемпературной колонны, обычно обозначаемой как "колонна рекуперации тепла" циркулирует через внешний кожухотрубный теплообменник, состоящий из труб, изготовленных из соответствующего сплава Fe/Cr. В теплообменнике тепло передается к теплообменной жидкости и возвращается в полезном виде. В реализации промышленных технологических процессов, описанных в Патентах США с серийными номерами 4576813 и 4670242 с помощью тепла, передающегося от абсорбционной кислоты, образуется пар среднего давления, целесообразный для производства электроэнергии и/или для согласующихся технологических операций.

[0008] Как правило, высокотемпературный абсорбер функционирует как промежуточная колонна, из которой SO3-исчерпанный поток SO2 возвращается в следующий слой реактора для производства последующего SO3 потока конверсионного газа, который затем направляется в конечную абсорбционную колонну. Чтобы максимизировать улавливание SO3 и свести к минимуму туман серной кислоты, конечная абсорбционная колонна, как правило, работает при относительно невысокой температуре, например, около 80°С.

[0009] Патент США №5118490 описывает теплоту абсорбции улавливания SO3 из "влажного газа". Данный патент раскрывает варианты подогрева подпиточной котловой воды за счет передачи тепла от системы рекуперации тепла (СРТ) абсорбционной кислоты. Подпиточная котловая вода для котла системы рекуперации тепла 15 может быть подогрета в теплообменнике 19 кислотой СРТ, выходящей из котла среднего давления 15. Подпиточная котловая вода для котла-утилизатора топочного газа диоксида серы может подогреваться высокотемпературной СРТ кислотой при разделении потока кислоты, выходящего из высокотемпературного абсорбера, между СРТ котлом 15 и другим теплообменником 21 для подогревания подпиточной котловой воды высокого давления. Кислота СРТ выходит из абсорбера преимущественно при температуре более чем 200°С (392°F), а пар производится преимущественно при ≥450 кПа в котле СРТ 15. В других вариантах реализации изобретения, Патент '490 раскрывает, что теплообменники 15 и 21 могут работать последовательно, и в таком случае кислота, как правило, протекает через первый теплообменник 21.

[0010] Патент США №5130112 описывает процесс, при котором энергия, извлекаемая при абсорбции SO3, возрастает из-за введения пара в поток конверсионного газа SO3 перед абсорбцией. После введения пара и до попадания в абсорбер, конверсионный газ предпочтительно проходит через экономайзер, более предпочтительно, через конденсационный экономайзер. Значительная часть кислоты СРТ, выходящей из котла СРТ 107, возвращается в качестве абсорбционной кислоты в зону абсорбции СРТ 133, но фракция 137 подается в конечный абсорбер 157 как состав, компенсирующий продукционную кислоту, извлекаемую из контура конечной абсорбции. Последняя фракция проходит последовательно через теплообменники 139 и 141, в каждом из которых фракция прямого потока кислоты дополнительно охлаждается за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде. В теплообменнике 141 подпиточная котловая вода для котла СРТ и для котла-утилизатора топочного газа SO2 подогревается до 131°С (268°F). Подпиточная котловая вода, выходящая из теплообменника 141, подается через деаэратор 165, а затем разделяется между котлом СРТ и котлом-утилизатором. Фракция, попадающая в СРТ котел, проходит через теплообменник 139, где она нагревается до 184°С (363°F) за счет передачи тепла от фракции прямого потока кислоты СРТ. Другая фракция (при 138°С (280°F)) проходит через теплообменник 155, где она нагревается за счет передачи тепла от конверсионного газа последнего слоя, а затем через конденсационный экономайзер 131, где она дополнительно нагревается за счет передачи тепла от конверсионного газа третьего слоя.

[0011] Патент США №4996038 описывает технологический процесс, при котором вода для разбавления может быть добавлена в виде пара в циркуляционную кислоту, в некоторых случаях, в колонну. Патент США №4996038 и Патент США №5538707 описывают рекуперацию тепла в абсорбционной колонне, содержащей зону первичной абсорбции, в которую первоначально вводится поток газа SO3, и зону вторичной абсорбции, расположенную выше первичной зоны, в которой поток газа охлаждается, а оставшийся SO3 извлекается. Подпиточную котловую воду подогревают при относительно низких температурах за счет передачи тепла от кислоты, циркулирующей через конечную абсорбционную колонну промежуточного процесса, и за счет передачи тепла от кислоты, циркулирующей через сушильную колонну.

[0012] Предварительная патентная заявка WO 2011/139390 описывает промышленные процессы производства серной кислоты, при которых увеличенные относительные доли водяного пара подаются в конверсионный газ SO3, поступающий в высокотемпературный абсорбер, тем самым увеличивается молярное отношение водяного пара к триоксиду серы до 0,40 или выше. Введение паров воды увеличивает количество пара среднего давления, который может быть образован на тонну серной кислоты за счет передачи тепла от абсобционной кислоты, выходящей из котла системы рекуперации тепла. Данная заявка также раскрывает вариант извлечения дополнительной энергии из абсорбционной кислоты, выходящей из котла системы рекуперации тепла, за счет ее подачи в один или более вспомогательный(ые) теплообменник(и) для нагревания и/или деаэрации подпиточной котловой воды. Подпиточная котловая вода нагревается, как правило, до температур в диапазоне 180°С (356°F), но основная доля абсорбционного тепла извлекается в котле системы рекуперации тепла, тем самым, ограничивается величина, до которой подпиточная котловая вода может быть нагрета за счет передачи тепла от абсорбционной кислоты ниже по течению от котла.

СУЩНОСТЬ ИЗОБРЕТЕНИЯ

[0013] В числе множества целей исследования конкретных и различных предпочтительных вариантов реализации настоящего изобретения находятся извлечение высокой доли теплоты абсорбции триоксида серы серной кислотой при относительно высокой температуре и, в частности, извлечение высокой доли теплоты абсорбции в виде пара высокого давления; и извлечение теплоты абсорбции при высокой температуре в контактном сернокислотном производственном объекте, содержащем только одну систему абсорбции.

[0014] Объектом изобретения является процесс промышленного производства серной кислоты, в котором первичный газ, содержащий триоксид серы, контактирует в первичной абсорбционной зоне рекуперации тепла с потоком кислоты, абсорбирующей триоксид серы, содержащим жидкую серную кислоту, таким образом, передавая триоксид серы из первичного газа в поток абсорбционной кислоты и нагревая поток абсорбционной кислоты теплотой абсорбции. Тепло передается от потока абсорбционной кислоты к потоку подпиточной котловой воды через ряд теплообменников, которые последовательно установлены как по отношению к потоку подпиточной котловой воды, так и к потоку абсорбционной кислоты, и относительно которых поток абсорбционной кислоты и поток подпиточной котловой воды протекают противотоком. Допускается мгновенное превращение в пар потока подпиточной котловой воды в зоне пониженного давления по пути течения подпиточной котловой воды между двумя поочередными последовательно соединенными теплообменниками, таким образом, образуется пар и охлаждается поток подпиточной котловой воды в зоне пониженного давления. Пар, образующийся в зоне пониженного давления, отделяется от потока охлажденной подпиточной котловой воды, и из пара, образованного в зоне пониженного давления, извлекают энергию в полезной форме. Охлажденный поток подпиточной котловой воды находится под давлением и переносится в другой теплообменник, расположенный в ряде ниже по потоку от зоны пониженного давления относительно потока подпиточной котловой воды. Находящаяся под давлением подпиточная котловая вода нагревается в другом теплообменнике за счет передачи тепла от абсорбционной кислоты. Пар образуется из сжатого жидкого потока воды, находящегося под давлением по меньшей мере 40 бар в котле, не связанном с вышеуказанным рядом теплообменников и ниже по потоку от другого теплообменника по отношению к потоку подпиточной котловой воды; поток абсорбционной кислоты циркулирует от последовательно соединенных теплообменников обратно в абсорбционную зону рекуперации тепла.

[0015] Дополнительным объектом изобретения является процесс промышленного производства серной кислоты, в котором первичный газ, содержащий триоксид серы, контактирует в первичной абсорбционной зоне рекуперации тепла с потоком кислоты, абсорбирующей триоксид серы, содержащим жидкую серную кислоту, таким образом, передавая триоксид серы из первичного газа в поток абсорбционной кислоты и нагревая поток абсорбционной кислоты теплотой абсорбции. Тепло передается от потока абсорбционной кислоты к потоку подпиточной котловой воды; и впоследствии образуется пар из подогретого потока подпиточной котловой воды, пар находится под давлением по меньшей мере 40 бар. По меньшей мере около 60%, 75%, 85%, 90%, 95% или 97% теплоты абсорбции, полученной в абсорбционной зоне рекуперации тепла, извлекается в виде пара с давлением по меньшей мере 40 бар, образованного в котле.

[0016] Также раскрыт процесс промышленного производства серной кислоты, в котором первичный газ, содержащий триоксид серы, контактирует в первичной абсорбционной зоне рекуперации тепла с потоком кислоты, абсорбирующей триоксид серы, содержащим жидкую серную кислоту, тем самым передавая триоксид серы из первичного газа в поток абсорбционной кислоты и нагревая поток абсорбционной кислоты теплотой абсорбции. По меньшей мере 60%, 75%, 85%, 90%, 95% или 97% теплоты абсорбции, полученной в абсорбционной зоне рекуперации тепла передается потоку подпиточной котловой воды; и подпиточная котловая вода находится под давлением по меньшей мере 40 бар.

[0017] Также дополнительно раскрыт процесс промышленного производства серной кислоты, в котором первичный газ, содержащий триоксид серы, контактирует в первичной абсорбционной зоне рекуперации тепла с потоком кислоты, абсорбирующей триоксид серы, содержащим жидкую серную кислоту, передавая таким образом триоксид серы из первичного газа в поток абсорбционной кислоты и нагревая поток абсорбционной кислоты теплотой абсорбции. Тепло передается от абсорбции упариваемого раствора потоку подпиточной котловой воды, таким образом, нагревая указанный поток подпиточной котловой воды до температуры по меньшей мере 400°F.

[0018] Настоящее изобретение дополнительно относится к способу промышленного производства серной кислоты, при котором серу сжигают в газе, содержащем избыточное количество кислорода, получая топочный газ, содержащий диоксид серы и кислород. Топочный газ проходит через котел-утилизатор, в котором теплоту сгорания извлекают за счет передачи тепла потоку подпиточной котловой воды для получения пара под давлением выше 40 бар. Топочный газ контактирует с катализатором в последовательно соединенных каталитических конверсионных зонах для превращения диоксида серы в триоксид серы, в результате чего получают конверсионный газ, содержащий триоксид серы. Конверсионный газ контактирует с потоком абсорбционной кислоты триоксида серы, содержащим жидкую серную кислоту, в абсорбционной зоне рекуперации тепла, тем самым передавая триоксид серы из первичного газа в поток абсорбционной кислоты и нагревая поток абсорбционной кислоты теплотой абсорбции. Тепло передается от потока абсорбционной кислоты к потоку подпиточной котловой воды. После этого поток подпиточной котловой воды подается в котел-утилизатор для получения пара от нагретого потока подпиточной котловой воды с давлением по меньшей мере 40 бар. По меньшей мере около 60%, 75%, 85%, 90%, 95% или 97% тепла абсорбции, полученного в абсорбционной зоне рекуперации тепла, извлекается в виде пара с давлением по меньшей мере 40 бар, образованного в указанном котле. Остаточный диоксид серы, содержащийся в газовом потоке, выходящем из абсорбционной зоны рекуперации тепла, извлекается из процесса без дальнейшего контакта с катализатором, превращающим диоксид серы в триоксид серы.

[0019] Другие признаки и преимущества данного изобретения станут очевидными из следующего подробного описания.

КРАТКОЕ ОПИСАНИЕ ЧЕРТЕЖЕЙ

[0020] Фиг. 1 представляет собой технологическую часть принципиальной технологической схемы контактного технологического процесса серной кислоты, осуществляющую предпочтительный вариант реализации изобретения, в котором, по существу, вся теплота абсорбции SO3 извлекается в виде пара высокого давления, технологическая схема иллюстрирует циркуляцию абсорбционной кислоты между абсорбером системы рекуперации тепла (СРТ), колонной осушки воздуха горения и группой теплообменников для передачи тепла абсорбции к подпиточной воде котла-утилизатора топочного газа диоксида серы;

[0021] Фиг. 2 представляет собой принципиальную технологическую схему подпиточной воды и паровой ветви предпочтительного варианта реализации изобретения по Фиг. 1;

[0022] Фиг. 3 представляет собой принципиальную технологическую схему, объединяющую технологические схемы по Фиг. 1 и 2;

[0023] Фиг. 4 представляет собой принципиальную технологическую схему технологической части модифицированной формы процесса, проиллюстрированного на Фиг. 1 и 2;

[0024] Фиг. 5 представляет собой принципиальную технологическую схему подпиточной воды для котла и паровой ветви в предпочтительном варианте реализации изобретения по Фиг. 5;

[0025] Фиг. 6 представляет собой принципиальную технологическую часть в сравнении с Фиг. 1 для альтернативного варианта реализации изобретения, при этом тепло, образованное в СРТ абсорбционной системе, разделяется между производством пара среднего давления в СРТ котле и нагреванием подпиточной котловой воды для котла-утилизатора топочного газа SO2;

[0026] Фиг. 7 представляет собой принципиальную схему подпиточной воды для котла и паровой ветви для технологического процесса по Фиг. 6; и

[0027] Фиг. 8 представляет собой принципиальную технологическую схему, объединяющую технологические схемы по Фиг. 6 и 7.

ПОДРОБНОЕ ОПИСАНИЕ ПРЕДПОЧТИТЕЛЬНЫХ ВАРИАНТОВ РЕАЛИЗАЦИИ ИЗОБРЕТЕНИЯ

[0028] В соответствии с настоящим изобретением описаны процессы, с помощью которых обеспечивается высокая доля тепла абсорбции триоксида серы серной кислотой, которое извлекается при высокой температуре, предпочтительно в виде пара высокого давления, например, от 40 до 70 бар.

[0029] Предпочтительно, процесс включает производство серной кислоты в контактной установке серной кислоты. Хотя в уровне техники, известном до даты приоритета заявленного изобретения, в процессах серной кислоты некоторая доля или остаток энергии абсорбции SO3 возвращается в виде пара высокого давления, уровень техники фокусировался на возврат абсорбционного тепла получением пара среднего давления в котле СРТ.

[0030] В предпочтительных вариантах реализации процессов по настоящему изобретению основная доля тепла абсорбции извлекается при значительно более высоких температурах, чем это возможно от образования пара в котле СРТ. По причине того, что максимальная температура абсорбционной кислоты достигается в высокотемпературном абсорбере SO3, как правило, в диапазоне от 450° до 500°F, максимальное давление пара достигается в бойлере СРТ, как правило, в диапазоне 9-15 бар. Температура абсорбционной кислоты, и, таким образом, давление пара, образованного в котле СРТ, ограничены теплотой абсорбции, и в случае введения пара, сумма теплоты абсорбции, теплоты парообразования серной кислоты и теплоты конденсации соотносительна с потоком кислоты, эффективностью абсорбции и, возможно, за счет концентрации, коррозионной стойкости и затратами на трубы котла СРТ.

[0031] В противоположность этому, при горении серы достигаются температуры, как правило, в диапазоне свыше 2000°F, и пар с давлением в диапазоне от 40 до 70 бар легко образуется при прохождении топочного газа через котел-утилизатор. За счет передачи тепла от СРТ кислоты к подпиточной котловой воде для того или иного котла высокого давления, теплота абсорбции, теплота образования паровой фазы серной кислоты и теплота конденсации могут быть извлечены в виде пара высокого давления. Также подпиточная котловая вода обычно не может быть нагрета до температуры, намного превышающей 400°F-440°F за счет передачи тепла от абсорбционной кислоты, тепло, переданное таким образом, все же извлекается в виде пара высокого давления, как правило, от 40 до 70 бар, который образуется в котле, к которому нагретая подпиточная котловая вода, в конечном счете, доставляется. В результате увеличения температуры подпиточной котловой воды, обеспеченного передачей тепла от абсорбционной кислоты, целесообразная тепловая нагрузка на котел-утилизатор уменьшается, количество пара, образованного при переносе тепла от заданной поверхности котла высокого давления увеличивается, и/или давление, при котором пар образовывается в промышленном масштабе при заданной скорости подпитки котловой водой может быть увеличено. Как следствие, энергия абсорбции, и в случае введения пара, теплота парообразования серной кислоты и теплота конденсации могут быть возвращены в полезной форме при давлении, далеком от избыточного давления, чем это может быть достигнуто при использовании кислоты СРТ непосредственно для получения пара среднего давления.

[0032] В соответствии с настоящим изобретением, теплота абсорбции SO3 предпочтительно используется для подогревания подпиточной котловой воды по меньшей мере до температуры около 400°F, подогретая подпиточная котловая вода, как правило, нагревается дальше за счет передачи тепла от одного или более потоков конверсионного газа SO3, и нагретую подпиточную воду, в конечном счете, вводят в котел высокого давления, при этом пар предпочтительно получают при давлении по меньшей мере около 40 бар. Более предпочтительно, передача тепла от кислоты СРТ нагревает подпиточную котловую воду до температуры по меньшей мере около 375°F, 390°F, 400°F, 410°F, 420°F или 425°F 400.

[0033] В некоторых случаях подпиточная котловая вода может быть разделена между котлом высокого давления, таким как котел-утилизатор топочного газа SO2, и обычным котлом СРТ, в котором получается пар с давлением до около 10 бар. Предпочтительно, вся подпиточная котловая вода передается в котел высокого давления. В любом случае предпочтительно по меньшей мере 60%, 75% или 85% теплоты абсорбции извлекают в виде пара с давлением по меньшей мере около 40 бар. Более предпочтительно, по меньшей мере около 90%, по меньшей мере около 95% или по меньшей мере около 97% теплоты абсорбции извлекают в виде пара с давлением по меньшей мере около 40 бар. Еще более предпочтительно, по меньшей мере 60%, 75%, 85%, 90%, 95% или 97% теплоты абсорбции извлекают в виде пара с давлением ≥50 бар, например, между 50 и 70 бар.

[0034] Во влажном газе установки серной кислоты, или любой установки, в которой пары воды вводятся в конверсионный газ SO3 выше по потоку от абсорбционной зоны рекуперации тепла, количество энергии, извлекаемое из абсорбционной кислоты, увеличивается за счет теплоты парообразования серной кислоты и теплоты конденсации воды и серной кислоты из газовой фазы в кислотную фазу в абсорбционной зоне рекуперации тепла. С помощью таких операций процесс по настоящему изобретению дает возможность извлечения по меньшей мере около 60%, 75% или 85%, более предпочтительно по меньшей мере около 90% или по меньшей мере около 95% суммарной теплоты парообразования серной кислоты, теплоты абсорбции SO3 и теплоты конденсации в виде пара ≥40 бар или пара ≥50 бар. Даже более высокое процентное содержание, например, более 97% или более 99% этой энергии может быть извлечено при объединении пара ≥40 или ≥50 бар плюс компонента пара низкого давления, приложенного к полезному целевому назначению, такому как обеспечение источника пара для введения в конверсионный газ в или выше по потоку от абсорбционной зоны рекуперации тепла, как описано ниже.

[0035] Одним из препятствий для максимального извлечения энергии абсорбции или энергии абсорбции плюс конденсации в виде пара ≥40 бар, является потенциально недостаточный температурный дифференциал (Δt) между кислотой СРТ и подпиточной котловой водой при высоком давлении. Поскольку максимальная температура, до которой может быть увеличена температура абсорбционной кислоты в абсорбционной зоне рекуперации тепла, как правило, не более чем около 500°F, чаще всего не более чем около 450°F, невозможно нагреть подпиточную котловую воду до температуры выше чем около 420°F или 430°F за счет передачи тепла от абсорбционной кислоты.

[0036] Таким образом, степень извлечения абсорбционной теплоты за счет передачи к подпиточной котловой воде, может быть ограничена потребностью объемного расхода потока котловой воды для котла-утилизатора по отношению к максимальной температуре, до которой абсорбционная кислота может быть нагрета в абсорбционной зоне рекуперации тепла. В то время, как скорость образования энергии абсорбции или энергии абсорбции плюс энергии конденсации серной кислоты может теоретически быть достаточной, чтобы нагреть необходимый объем подпиточной котловой воды до относительно высокой температуры, аспекты эффективности абсорбции, потребности потоков кислоты, конструкционные материалы, и т.п. могут препятствовать нагреванию самой абсорбционной кислоты до температуры, достаточно высокой, чтобы обеспечить удовлетворительный Δt для передачи тепла к подпиточной котловой воде при температурах, иным способом теоретически достижимых. Эта проблема особенно остро стоит в предпочтительных вариантах реализации изобретения, в которых образование энергии в абсорбционной системе SO3 усиливается обеспечением разбавления водой (водой реакции SO3) в виде водяного пара. Например, в технологическом способе, Проиллюстрированном на Фиг. 1, в котором около 100% разбавляющей воды поставляется в виде впрыскиваемого пара или впрыскиваемого пара плюс влаги от входящего топочного воздуха (в связи с конденсацией в сушильной колонне, объединенной с контуром абсорбционной кислоты, скорость выделения теплоты в печи для сожжения серы приблизительно в два раза больше скорости выделения теплоты в абсорбере СРТ. На основе этой связи, если все поглощение тепла направлено на повышение полезной теплоты подпиточной воды для котла-утилизатора, расчетное повышение температуры подпиточной воды составляет примерно 395 градусов по Фаренгейту. Как правило, предусматривается температура подпиточной котловой воды от 70° до 100°F. Предполагая, что 85°F означают, что если вся теплота СРТ (абсорбции + конденсации) была передана для увеличения полезного теплосодержания подпиточной воды для котла-утилизатора, температура подпиточной котловой воды должна вырасти до 480°F, для чего потребуется либо отрицательный Δt подпиточной котловой воды вблизи выхода из теплообменника(ов), в котором(ых) осуществляется передача тепла, либо в лучшем случае очень малый положительный Δt, который можно приравнять к неэкономично большой площади поверхности теплопередачи.

[0037] Даже в условиях этих ограничений очень высокая доля абсорбционного тепла или абсорбционного тепла плюс парообразования серной кислоты плюс конденсации, может быть извлечена подпиточной котловой водой с высоким давлением, если нагреву подпиточной котловой воды задается приоритет над получением пара среднего давления в схеме рекуперации тепла, что целесообразно в соответствии с процессами настоящего изобретения.

[0038] Тем не менее, в еще одном предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения, по существу, все тепло абсорбции и конденсации может быть извлечено по уникальной схеме теплообмена, при этом тепло передается от потока абсорбционной кислоты к потоку подпиточной котловой воды через ряд теплообменников, которые последовательно установлены как по отношению к потоку подпиточной котловой воды, так и к потоку кислоты, и по отношению к которым поток кислоты и поток подпиточной котловой воды протекают противотоком. Сам по себе этот ряд теплообменников, по существу, может поддерживать положительный Δt по всему ходу передачи тепла, но не обязательно обеспечивать передачу 85%, 90%, 95% или 97% теплоты абсорбции, или, особенно, абсорбции + теплоты конденсации, или обеспечить такую количественную передачу сверх коммерческой рентабельности поверхности теплообмена.

[0039] В еще одном предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения было обнаружено, что достаточный Δt для извлечения энергии абсорбции в виде пара высокого давления может быть достигнут за счет способности потока подпиточной котловой воды мгновенно превращаться в пар в зоне пониженного давления, как правило, в испарительном резервуаре или деаэраторе, предпочтительно, по существу адиабатных, по пути течения потока подпиточной котловой воды между двумя поочередными теплообменниками из последовательно соединенных теплообменников. Мгновенное парообразование подпиточной котловой воды образует небольшую долю пара, который может применяться в полезных целях, и охлаждает поток подпиточной котловой воды в испарительном резервуаре или другой зоне пониженного давления. При правильном подборе давления, поддерживаемого в деаэраторе, испарительном резервуаре или другой зоне пониженного давления, поток подпиточной котловой воды можно охладить до уровня, который сохраняет положительный и экономически рентабельный Δt при прохождении всего остального ряда теплообменников, в которых теплота абсорбции или (абсорбции + конденсации) передается от абсорбционной кислоты СРТ к подпиточной котловой воде при высоких уровнях извлечения тепла, приближающихся к 100%.

[0040] Пар, мгновенно образованный в зоне пониженного давления, отделяют от охлажденного потока подпиточной котловой воды и позже сжимают, чтобы дополнительно нагреть его перед введением в котел высокого давления, как правило и предпочтительно, котел-утилизатор, в котором пар образуется за счет передачи теплоты от SO2 топочного газа контактного промышленного объекта серной кислоты.

[0041] Следует понимать, что в этих вариантах реализации изобретения предпочтительней, чтобы подпиточная котловая вода и абсорбционная кислота текли в противотоке относительно ряда теплообменников, то есть, предпочтительно, чтобы противоположный поток относительно последовательно соединенных теплообменников составлялся в ряде. Противоточное течение также может быть желательным внутри каждого из теплообменников, однако это имеет второстепенное значение. В типичных многоходовых кожухотрубных теплообменниках структуры потока сложные и часто их не легко классифицировать как противоточные или прямоточные.

[0042] Конверсионный газ, как правило, производится в реакторе, содержащем несколько последовательно соединенных слоев каталитической конверсии. В особенно предпочтительных вариантах реализации настоящего изобретения, только после последнего слоя реактора газ направляется в абсорбер. В таком варианте реализации изобретения существует только один поток абсорбционного газа, а газ, выходящий из абсорбционной зоны рекуперации тепла, не направляется дальше в какую-либо зону каталитической конверсии для дальнейшего преобразования в триоксид серы из остаточного диоксида серы, содержащегося в газе, выходящем из абсорбционной зоны рекуперации тепла. Вместо этого, данный поток становится SO2-несущим остаточным газом, который непосредственно или в конечном итоге, удаляется из производственного сернокислотного процесса.

[0043] Как правило, поток конверсионного газа, направленный в абсорбционную зону рекуперации тепла, содержит по меньшей мере 3 объемных процента, наиболее часто по меньшей мере 4 объемных процента, чаще всего между от около 5 до около 12 объемных процентов триоксида серы. В условиях высоких температур абсорбционной зоны рекуперации тепла некоторое количество остаточного диоксида серы остается в газе, выходящем из зоны рекуперации тепла, а газ, главным образом, насыщен парами серной кислоты. Таким образом, независимо от того, подвергается абсорбции газ только последнего слоя конверсии, или же процесс содержит единственную систему абсорбции или оба абсорбера, промежуточный и конечный, газ, выходящий из абсорбционной зоны рекуперации тепла, предпочтительно проходит через зону вторичной абсорбции, где газ контактирует с потоком кислоты вторичной абсорбции для охлаждения газового потока, конденсируя пары серной кислоты и извлекая остаточный триоксид серы за счет абсорбции. Правильное функционирование зоны вторичной абсорбции вносит дополнительный вклад в подавление туманообразования кислоты в остаточном газе процесса.

[0044] Остаточный газ из сернокислотного производственного процесса неизбежно содержит некоторое остаточное количество непрореагировавшего диоксида серы, допустимые выбросы которого, как правило, ограничиваются техническими нормами. При применении только одной системы абсорбции, содержит ли система только лишь абсорбционную зону рекуперации тепла или последовательно соединенные абсорбционную зону рекуперации тепла и зону вторичной абсорбции, в остаточном газе процесса может быть несколько более высокое содержание диоксида серы, чем в остаточном газе промежуточного процесса, где равновесная реакция окисления проводится далее в направлении завершения за счет удаления триоксида серы абсорбцией серной кислотой, прежде чем газ попадает в последний слой реактора. Тем не менее, независимо от того, включен ли в процесс промежуточный абсорбер или только одна система абсорбции, может быть трудно контролировать содержание диоксида серы в остаточном газе в условиях все более ограничительных регулятивных содержаний. Кроме того, даже если нормы выбросов выполняются, наличие диоксида серы в остаточном газе соответствует потере выхода по сере.

[0045] Таким образом, в различных предпочтительных вариантах реализации настоящего изобретения остаточный газ, загрязненный непрореагировавшим диоксидом серы, направляется в процесс для извлечения диоксида серы в контуре SO2 абсорбции и десорбции. Далее, в соответствии с настоящим изобретением, система извлечения диоксида серы может быть интегрирована в контактный сернокислотный производственный объект, в котором высокую долю энергии абсорбции триоксида серы извлекают при высокой температуре, в частности, в виде пара высокого давления. Например, тепло может передаваться от абсорбционной кислоты, чтобы обеспечить источник тепла для отгонки SO2 из SO2 абсорбционного упариваемого раствора, и тепло может передаваться от полученного в результате промежуточной абсорбции регенерированного диоксида серы к подпиточной котловой воде. Но для того, чтобы максимизировать извлечение энергии в виде пара высокого давления или в ином виде при высокой температуре, возможно, предпочтительно отказаться от передачи тепла от абсорбционной кислоты к SO2 системе рекуперации, но целесообразно вносить энергию из SO2 системы рекуперации за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде, например, охлаждением регенерированной абсорбционной среды, выходящей из испарительной колонны SO2. Теплообменники для выполнения такой функции могут быть интегрированы в ряд теплообменников, в которых тепло передается от абсорбционной кислоты к подпиточной котловой воде для котла высокого давления, такого как котел-утилизатор, для извлечения энергии из топочного газа диоксида серы. Тем не менее, для определения целей настоящего изобретения следует отметить, что теплообменники для передачи тепла от потока процесса извлечения SO2 к подпиточной котловой воде не считаются элементами ряда теплообменников для передачи тепла от кислоты СРТ к подпиточной котловой воде, учитывая тот факт, что термин "ряд" используется в контексте данного изобретения, даже если теплообменник(и) для передачи тепла от потока процесса SO2 полностью интегрирован(ы) в последовательно соединенные теплообменники для передачи тепла от кислоты СРТ к подпиточной котловой воде.

[0046] На Фиг. 1 проиллюстрирован предпочтительный технологический процесс по настоящему изобретению извлечения теплоты абсорбции и теплоты конденсации при высокой температуре SO3 абсорбционной системы СРТ в виде пара высокого давления.

[0047] Атмосферный воздух 1 протекает через впускное отверстие воздушного фильтра 3 во впускное отверстие для воздуха в нижней части воздушной сушильной колонны 5, где из воздуха удаляется влага при контакте с концентрированной серной кислотой в зоне контакта газа и жидкости 5.1 внутри колонны. В технологическом способе по Фиг. 1, как будет описано в контексте настоящего изобретения ниже, концентрированная кислота, циркулирующая через сушильную колонну, содержит абсорбционную кислоту из абсорбера СРТ, охлажденную за счет передачи тепла абсорбции к подпиточной котловой воде в последовательно соединенных теплообменниках, установленных в ряд таким образом, что абсорбционная кислота и подпиточная котловая вода проходят противотоком относительно последовательно соединенных теплообменников.

[0048] Сухой воздух 7 с температурой 150-170°F, выходящий из сушильной колонны 5, сжимается в компрессоре 8 и направляется в печь для сожжения серы 13. При сжатии воздух значительно нагревается, т.е. до температуры от 250° до 350°F. Расплавленная сера распыляется в печи для сожжения серы, где она контактирует со сжатым воздухом 11, протекающим с такой скоростью, что компонент кислорода воздуха находится в стехиометрическом избытке по отношению к потоку серы, поступающему в печь для сожжения. Сера вступает в реакцию с кислородом воздуха с образованием топочного газа, содержащего диоксид серы, азот и непрореагировавший кислород. SO2 топочный газ выходит из печи для сожжения серы при от 2150 до 2250°F и после этого охлаждается до температуры 700-820°F за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде в котле-утилизаторе 15.

[0049] Топочный газ, выходящий из котла-утилизатора 15, протекает в реактор 17, подается на первый конверсионный слой 17.1 и там контактирует с катализатором для окисления диоксида серы до триоксида серы, вступая в реакцию с кислородным компонентом газа. Окисление диоксида серы до триоксида серы также сильно экзотермично, поэтому конверсионный газ 19 выходит из первого конверсионного слоя 17.1, как правило, при температуре от 1100° до 1150°F. Конверсионный газ первого слоя 19 проходит через перегреватель 21, в котором тепло передается от конверсионного газа к пару высокого давления котла-утилизатора, как описано ниже, таким образом конверсионный газ охлаждается от около 775° до 825°F. В дополнение к извлечению тепла конверсии, охлаждение газа устанавливает более благоприятное равновесие для дальнейшего превращения SO2 в SO3 во втором каталитическом конверсионном слое 17.2, в который конверсионный газ попадает из перегревателя 21.

[0050] Конверсионный газ 23, выходя из второго конверсионного слоя 17.2 при температуре от 925° до 975°F, протекает в другой перегреватель 25, в котором тепло передается от потока газа 23 к пару высокого давления котла-утилизатора, как также описано ниже. Конверсионный газ второго слоя, выходящий из перегревателя 25 при температуре, как правило, от 775°F до 825°F, направляется в третий и последний каталитический конверсионный слой 17.3 реактора 17 для дальнейшего превращения SO2 в SO3. Опять же, охлаждение газа перед слоем 17.3 обеспечивает более благоприятное равновесие в нем для дальнейшего превращения в SO3. Конверсионный газ третьего слоя 27 выходит из реактора при температуре, как правило, от 820° до 860°F и проходит через экономайзер 29, где тепло передается от конверсионного газа к подпиточной котловой воде для котла-утилизатора, как будет описано ниже. Конверсионный газ, выходящий из экономайзера 29, направляется в абсорбционную систему рекуперации тепла. Прохождение конверсионного газа через экономайзер снижает температуру газа с в диапазоне от около 820° до около 860°F на от 350 до 420 градусов по Фаренгейту, т.е. до температуры в диапазоне между около 430° и около 490°F.

[0051] Охлаждение газа, покинувшего последний конверсионный слой, является предпочтительным, поскольку отвечающей требованиям работы абсорбционной зоны рекуперации тепла трудно достичь при чрезмерно горячем конверсионном газе, поступающем в зону. Если газ поступает при слишком высокой температуре, плохая абсорбция и испарение серной кислоты может возникнуть с входной стороны газа в абсорбционную зону, с последующим резким охлаждением и сильным туманообразованием серной кислоты по направлению к приемнику кислоты абсорбционной зоны. Энергия, переданная в экономайзер 29, извлекается в виде пара высокого давления в котле-утилизаторе 15.

[0052] Конверсионный газ последнего слоя 30 при от 430° до 490°F и от 0,6 до 0,8 бар избыточного давления вводят в паровой инъекционный сосуд 31, где пар низкого давления вводится в поток газа в стехиометрическом соотношении к содержанию триоксида серы, из наиболее предпочтительного, от около 0,80 до около 0,90. Введение пара приводит в результате к парофазной реакции SO3 и воды с образованием пара серной кислоты. В других вариантах реализации изобретения конверсионный газ может оставаться сухим, либо только меньшие доли водяного пара могут вводиться в газ. Тем не менее, введение паров воды значительно увеличивает количество энергии, которая может быть извлечена в SO3 системе абсорбции, а более конкретно, то количество энергии, которое может, в конечном счете, быть извлечено в виде пара высокого давления, или иным образом при высокой температуре. В дополнение к теплоте реакции SO3 с водой в образовании серной кислоты, введение водяного пара в конверсионный газ обеспечивает извлечение тепла конденсации газофазной серной кислоты и теплоты конденсации непрореагировавшего водяного пара. В основном предпочтительно, чтобы водяной пар вводился в конверсионный газ выше по потоку от абсорбционной зоны рекуперации тепла в количественном соотношении, достаточном для увеличения эквивалентного содержания паров воды в газе до по меньшей мере около 0,40 моль на моль общего эквивалентного содержания газообразного триоксида серы в газе, поступающем в абсорбционную зону рекуперации тепла. Более предпочтительно, чтобы водяной пар вводился в количественном соотношении, достаточном для увеличения эквивалентного содержания паров воды в газовом потоке до по меньшей мере около 0,55 моль, еще более предпочтительно 0,60 моль, еще более предпочтительно по меньшей мере около 0,70 моль и наиболее предпочтительно по меньшей мере около 0,80 моль на моль общего эквивалентного содержания триоксида серы в газе, поступающем в абсорбционную зону рекуперации тепла.

[0053] В контексте данного изобретения "эквивалент триоксида серы" является суммарным содержанием свободного триоксида серы плюс серной кислоты, полученной парофазной реакцией триоксида серы с водой; и "эквивалент водяного пара" является суммой свободного водяного пара и серной кислоты, полученной парофазной реакцией триоксида серы с водяным паром.

[0054] В типичном материальном балансе для варианта реализации изобретения, проиллюстрированного на Фиг. 1, водяной пар вводится, чтобы обеспечить 85% реакционной воды для образования серной кислоты из триоксида серы, и объединение контура кислоты сушильной колонны с контуром абсорбционной кислоты обеспечивает всю или, по существу, всю оставшуюся реакционную воду путем поглощения влаги из воздуха, поступающего на сгорание, в сушильной колонне 5. Таким образом, извлекается около 100% теплоты конденсации реакционной воды, а также значительное количество дополнительной энергии из теплоты конденсации серной кислоты. В любом случае, в способе по Фиг. 1 введение паров воды и в результате этого образование паровой фазы серной кислоты реакцией SO3 с парами воды, как правило, нагревает поток конверсионного газа, выходящего из инъекционного сосуда 31, до температуры, как правило, в диапазоне от 570° до 650°F. Этот поток газа вводят во впускное отверстие для газа в низ абсорбционной колонны рекуперации тепла 33 ниже абсорбционной зоны рекуперации тепла 33.1. Зона рекуперации тепла 33.1 предпочтительно содержит устройства, способствующие массопереносу между газовой фазой и жидкой фазой, такие как насадки или тарелки. В абсорбционной зоне рекуперации тепла поток газа контактирует с абсорбционной кислотой 35, которая поступает в абсорбер рекуперации тепла, как правило, абсорбционную колонну, при температуре между около 370°F и около 450°F и концентрации от 99,0% до 99,4%. Абсорбционная кислота поступает в верх зоны рекуперации тепла и стекает вниз через зону противотоком к газовому потоку. Контакт абсорбционной кислоты с газом в зоне рекуперации тепла приводит в результате к абсорбции SO3 жидкой фазой, конденсации пара серной кислоты из газовой фазы в жидкую фазу, и конденсации водяного пара из газовой фазы в жидкую фазу. Тепло также передается в достаточной мере от газовой фазы к жидкой фазе.

[0055] Как проиллюстрировано на Фиг. 1, колонна рекуперации тепла 33 предпочтительно также содержит зону вторичной абсорбции 33.2, где газ, выходящий из зоны первичной (рекуперации тепла) абсорбции, контактирует с потоком кислоты вторичной абсорбции 37, который вводится в верх зоны вторичной абсорбции 33.2 и протекает вниз через нее в противотоке к потоку газа, протекающему вверх. Зона вторичной абсорбции также содержит насадки или другие устройства, способствующие массопереносу между кислотной фазой и жидкой фазой. Вторичная абсорбционная кислота 37 поступает в зону вторичной абсорбции при температуре, как правило, в диапазоне от 120° до 160°F. Контакт потока газа, выходящего из зоны первичной абсорбции, с вторичной абсорбционной кислотой в зоне вторичной абсорбции приводит в результате к абсорбции остаточного SO3 из газа, выходящего из первичной зоны и охлаждению потока газа, что в результате приводит к дальнейшей конденсации паров серной кислоты в кислоте вторичной абсорбции. Вторичная абсорбционная кислота выходит из низа зоны вторичной абсорбции и предпочтительно объединяется с абсорбционной кислотой, поступающей в колонну рекуперации тепла между низом вторичной зоны и верхом первичной зоны, образовывая объединенный поток кислоты, который функционирует как первичная абсорбционная кислота для абсорбционной зоны рекуперации тепла.

[0056] Поток газа, выходящий из верха зоны вторичной абсорбции и охлаждения 33.2, проходит через туманоотделители серной кислоты 39 и выходит из технологического процесса как остаточный газ 40. В некоторых вариантах диоксид серы может быть извлечен из остаточного газа в способе извлечения диоксида серы, включающем контур абсорбции и десорбции, который, в свою очередь, в некоторых случаях, может быть объединен с описанным в контексте данного изобретения процессом извлечения тепла абсорбции SO3. Кислота из туманоотделителей 39 может беспрепятственно протекать обратно вниз в абсорбционную колонну рекуперации тепла и смешиваться с вторичной абсорбционной кислотой.

[0057] Теплота образования серной кислоты из паровой фазы, теплота абсорбции, теплота конденсации и ощутимый теплообмен нагревают обогащенную абсорбционную кислоту 36, выходящую из абсорбционной зоны рекуперации тепла, до температуры между около 450°F и около 490°F. Горячая абсорбционная кислота из абсорбционной зоны рекуперации тепла протекает последовательно через ряд теплообменников, в которых тепло передается к подпиточной котловой воде для котла-утилизатора 15. Подпиточная котловая вода, в основном, также протекает последовательно через ряд теплообменников, абсорбционная кислота и подпиточная котловая вода протекают главным образом противотоком относительно последовательно соединенных теплообменников.

[0058] В кислотной ветви обогащенная абсорбционная кислота 36, выходящая из зоны рекуперации тепла 33.1 в резервуар колонны рекуперации тепла 33, течет к всасывающей стороне циркуляционного насоса кислоты СРТ 41, откуда она поступает сперва в экономайзер СРТ 43, где кислота охлаждается с температуры в диапазоне от 450° до 490°F до температуры в диапазоне от 400° до 440°F, как правило, на между около 20 и около 40 градусами по Фаренгейту, за счет передачи тепла к горячей подпиточной котловой воде, тем самым нагревая подпиточную котловую воду приблизительно от нормальной точки кипения или несколько выше температуры в диапазоне от 420° до 460°F, как правило, на от 150 до 210 градусов по Фаренгейту.

[0059] Выходя из первого теплообменника (экономайзера) 43, поток кислоты передается через второй теплообменник СРТ 45, где кислота охлаждается дальше с температуры в диапазоне между около 400°и около 440°F до температуры между около 370° и около 410°F, как правило, на между 20 и около 40 градусов по Фаренгейту, за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде, и где подпиточная котловая вода нагревается в диапазоне температур вблизи ее нормальной точки кипения.

[0060] Кислота, выходящая из второго теплообменника 45, разделяется на рециркуляционный поток первичной абсорбционной кислоты 35 и текущий по направлению вперед поток кислоты 51. Текущий вперед поток кислоты 51 направляется в третью систему теплопередачи, систему 53, в которой, как правило, может содержаться множество теплообменников, хотя и не все из этих теплообменников обязательно служат для передачи тепла от абсорбционной кислоты к подпиточной котловой воде, и, следовательно, любые из теплообменников, которые не расположены вне заданного ряда, расположены последовательно соединенными для последнего назначения. Как проиллюстрировано на Фиг. 1, третья система теплопередачи содержит подогреватели подпиточной котловой воды 55 и 57, т.е. в данном случае каждый из этих теплообменников является частью заданного ряда. Текущий вперед поток кислоты 51 проходит сначала через теплообменник 55, а затем через теплообменник 57, пока подпиточная котловая вода проходит сначала через теплообменник 57, а затем через теплообменник 55. В подогревателе 55 кислота охлаждается с температуры от между 370° и около 410°F до температуры в диапазоне между около 190° и около 240°F, как правило, на между 150 и 200 градусов по Фаренгейту, тем самым нагревая подпиточную котловую воду с температуры между около 175° и около 215°F до температуры между около 220° и около 260°F. В теплообменнике 57 кислота, выходящая из подогревателя подпиточной воды 55 при температуре в диапазоне от 190° до 240°F охлаждается, как правило, на от 60 до 80 градусов по Фаренгейту, до температуры в диапазоне от 130° до 160°F, тем самым нагревая подпиточную котловую воду на между около 30 и около 50 градусов по Фаренгейту до температуры в диапазоне между около 120° и 160°F.

[0061] Вниз по течению от третьей системы теплопередачи 53 поток кислоты СРТ разделяется, чтобы обеспечить поток продукционной кислоты, поток кислоты вторичной абсорбции для повторного использования в зоне вторичной абсорбции 33.2, и третий поток для повторного использования в сушильной колонне 5 для поглощения влаги из потока воздуха для сжигания 1. Предпочтительно, разделение кислоты СРТ предшествует доставке текущего вперед потока 51 в общий резервуар, т.е. общий насосный резервуар кислоты 59, как проиллюстрировано на Фиг. 1, в который также поступает кислота из сушильной колонны, вернувшаяся из сушильной колонны 5. Полученная в результате смесь, извлеченная затем из общего насосного резервуара кислоты общим насосом кислоты 60, разделяется с образованием потока кислоты вторичной абсорбции 37, который возвращается в зону вторичной абсорбции 33.2 абсорбера рекуперации тепла 33, потока подпиточной кислоты сушильной колонны 61, который направляется в сушильную колонну, и потока продукционной кислоты 63, который удаляется из процесса.

[0062] Как правило, температура кислоты в общем насосном резервуаре 59 находится в диапазоне от 140° до 180°F. Поток кислоты сушильной колонны 61 при температуре как в насосном резервуаре, как правило, нагревается на около три градуса по Фаренгейту теплом абсорбции водяного пара из воздуха сжигания в сушильной колонне 5. Израсходованная кислота сушильной колонны 65, разбавленная абсорбцией водяных паров из воздуха для сжигания, возвращается в насосный резервуар в варианте реализации изобретения, проиллюстрированном на Фиг. 1.

[0063] Продукционная кислота 63 охлаждается с температуры насосного резервуара до температуры в диапазоне от 80° до 115°F, как правило, на около от 40 до 70 градусов по Фаренгейту за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде в четвертой системе теплопередачи, содержащей охладитель продукционной кислоты 67, таким образом, нагревая подпиточную котловую воду с температуры, как правило, окружающей среды или умеренно выше около температуры окружающей среды до температуры на от 5 до 15 градусов выше по Фаренгейту.

[0064] В варианте реализации изобретения по Фиг. 1 вторичная абсорбционная кислота, вернувшаяся из насосного резервуара во вторичную абсорбционную зону, охлаждается дальше за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде в пятой системе теплопередачи, содержащей охладитель вторичной абсорбционной кислоты 69. В таком варианте изобретения вторичная абсорбционная кислота, как правило, охлаждается на около от 5 до 15 градусов по Фаренгейту, например, с температуры в диапазоне от 155° до 165°F до температуры в диапазоне от 120° до 160°F. В воплощении такого варианта реализации изобретения, поток абсорбционной кислоты протекает параллельно, а не последовательно по отношению к четвертой и пятой системам теплопередачи. Но любой из теплообменников 67 или 69 квалифицируется как часть ряда последовательно соединенных теплообменников, из которых каждая из последовательностей дополнительно содержит теплообменники 57, 55, 45 и 43. Поток подпиточной котловой воды и абсорбционной кислоты в каждом из этих перекрывающихся последовательных соединений текут противотоком относительно последовательно соединенных теплообменников, составляющих ряд.

[0065] Фиг. 2 иллюстрирует подпиточную ветвь технологического процесса по Фиг. 1, т.е. ветвь процесса, при которой подпиточная котловая вода нагревается, и пар производится из подпиточной котловой воды. Подпиточная котловая вода 71 при температуре окружающей среды или немного выше, как правило, при от 70° до 100°F, поступает в подпиточную ветвь технологического процесса при давлении, как правило, от 25 до 100 фунтов на квадратный дюйм с помощью насоса подпиточной котловой воды низкого давления 73. Затем подпиточная котловая вода проходит через охладитель продукционной кислоты 67 четвертой системы теплопередачи, где она нагревается, как правило, на от 5 до 20 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне от 90° до 115°F, за счет передачи тепла от кислоты СРТ. Нагретая подпиточная вода, выходящая из охладителя 67, затем направляется в охладитель вторичной абсорбционной кислоты 69 пятой системы теплопередачи, в которой она дальше нагревается, например, на от 5 до 15 градусов по Фаренгейту за счет передачи тепла от кислоты СРТ, и выходит из теплообменника при температуре, как правило, в диапазоне от 95° до 120°F. Также четвертая и пятая системы теплопередачи расположены параллельно с ветвью кислоты в варианте реализации процесса, проиллюстрированного на Фиг. 1, они расположены последовательно с ветвью подпиточной котловой воды, как проиллюстрировано на Фиг. 2.

[0066] Подпиточная котловая вода, выходящая из вторичного охладителя абсорбционной кислоты 69, затем поступает в третью систему передачи тепла 53. Как указывалось выше, система 53, как правило, может содержать множество теплообменников. Однако в подпиточной ветви не все эти теплообменники обязательно служат для передачи тепла от абсорбционной кислоты к подпиточной котловой воде. Например, как проиллюстрировано на Фиг. 1 и 2, замкнутый цикл подпиточной котловой воды может быть объединен с процессом извлечения диоксида серы из первичного газа, например, диоксида серы в остаточном газе колонны рекуперации тепла 33, в контуре абсорбции и десорбции в соответствии с процессом, описанным в совместно рассматриваемых и совместно переданных патентных заявках США на выдачу №США 2012/0107209 A1, предварительной патентной заявке США с серийным номером 61/641833, внесенной в реестр 2 мая 2012 года (Attorney Docket No. ENV 10308), и предварительной патентной заявке США с серийным номером 61/793571, внесенной в реестр 15 марта 2013 года (Attorney Docket No. ENV 10309), каждая из которых включена в настоящий документ посредством ссылки во всей своей полноте. В каждом из данных технологических процессов диоксид серы извлекают из газа, такого как остаточный SO3 газ абсорбера или другой источник диоксида серы, при контактировании первичного газа с водной средой абсорбции, содержащей сорбент для диоксида серы, чтобы получить абсорбционный упариваемый раствор, обогащенный SO2, и абсорбционный упариваемый раствор затем нагревают в десорбере для отгонки и извлечения SO2.

[0067] Таким образом, как проиллюстрировано на Фиг. 2, и подпиточная котловая вода, и текущий вперед поток кислоты проходят в противотоке через теплообменники 57 и 55, но между этими двумя теплообменниками подпиточная котловая вода проходит через другой (шестой) теплообменник 75, в котором подпиточная котловая вода нагревается за счет передачи тепла от горячего технологического потока процесса извлечения SO2 из SO2 первичного газа, такого как остаточный газ абсорбера 33. В контуре абсорбции и десорбции для извлечения SO2, технологический поток, из которого тепло передается в теплообменнике 75, как правило, может быть регенерирован средой SO2 абсорбции, возвращенной в SO2 абсорбер после того, как SO2 был отогнан из обогащенного абсорбционного упариваемого раствора, как правило, при введении острого пара в обогащенный абсорбционный упариваемый раствор, протекающий в противотоке с паром в SO2 испарительной колонне. Таким образом, энергию, подаваемую в отгоночный пар, в конечном счете извлекают в виде пара высокого давления из котла-утилизатора производственного сернокислотного объекта, с которым объединен процесс извлечения SO2. Поскольку SO2 отгоночный пар подается при относительно низком давлении, это предоставляет дальнейшее увеличение качества извлечения энергии.

[0068] Также теплообменник 75 находится в последовательности теплообменников, в которых подпиточная котловая вода постепенно нагревается, это технически за пределами ряда последовательно соединенных теплообменников, в которых тепло передается от кислоты СРТ к подпиточной котловой воде. Это не нарушает расположение последовательности ряда, а просто вводит еще одну операцию в последовательность в ветви подпиточной котловой воды. В варианте реализации изобретения по Фиг. 2, как будет презентативно описано, еще другая операция поступает извне в ряд теплообменников между другими двумя последовательными теплообменниками в последовательности, с действием, которое способствует существенному извлечению высокой доли энергии абсорбции SO3, или энергии абсорбции SO3 плюс теплоты образования серной кислоты и теплоты конденсации, или все это плюс SO2 отгоночный пар в виде пара высокого давления.

[0069] В любом случае подпиточную котловую воду, как правило, нагревают в теплообменнике 57 с 40 до 70 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне от 150° до 160°F. За счет передачи тепла от технологического потока извлечения SO2, подпиточную котловую воду дополнительно нагревают в теплообменнике 75 еще на от 40 до 70 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне от 175° до 215°F. Подпиточную воду после теплообменника 75 в этом диапазоне температур, как правило, нагревают в теплообменнике 55 до температуры чуть умеренно выше нормальной точки кипения, например, в диапазоне от 220° до 260°F. Давление в теплообменнике 55 предпочтительно остается достаточно высоким, чтобы поддерживать подаваемую воду в жидком состоянии.

[0070] Выходящая из теплообменника 55 подпиточная вода подается во второй теплообменник 45, где дальше тепло передается от кислоты СРТ к подпиточной воде. Увеличение температуры подпиточной котловой воды в теплообменнике 45 незначительное. В зависимости от профиля падения давления в контуре подпиточной котловой воды, в теплообменнике 45 может произойти небольшое мгновенное испарение, что потенциально приводит к даже незначительному снижению температуры воды, проходящей через второй теплообменник. Например, подпиточная котловая вода, или двухфазный поток вода/пар, выходящий из второго теплообменника 45, может, как правило, быть при температуре в диапазоне от 220° до 240°F и с давлением в диапазоне от 3 до 15 фунтов на квадратный дюйм.

[0071] Подпиточная котловая вода или двухфазный поток из воды и пара, выходящий из второго теплообменника 45, вводится в камеру деаэрации 77, предпочтительно работающую, по существу, в адиабатических условиях, в которой вода мгновенно превращается в пар и охлаждается на от 10 до 15 градусов по Фаренгейту по сравнению с температурой подпиточной котловой воды на выходе из теплообменника 55 третьей системы теплопередачи. Мгновенное парообразование подпиточной воды в камере деаэрации 77 удаляет неконденсируемые вещества в подпиточной котловой воде, которые выпускают из деаэратора через трубопровод 79, чтобы обеспечить источник введения пара для доставки в емкость закачивания пара 31. Из-за мгновенного парообразования в деаэраторе 77 образуется достаточное количество пара для подачи водяного пара в пропорции, представляющей высокую процентную долю реакционной воды для абсорбера 33, работа деаэратора 77 предотвращает повышение температуры в системе подпиточной котловой воды от достижения уровня, который может подавить Δt для передачи энергии от абсорбционной кислоты СРТ к подпиточной котловой воде далее ниже по течению по отношению к потоку подпиточной котловой воды, и, таким образом, позволяет извлечь практически всю энергию: образования кислотной паровой фазы, абсорбции и конденсации из абсорбера СРТ, в виде пара высокого давления. Как правило, от около 5% до около 10% подпиточной котловой воды, подаваемой в деаэратор 77, мгновенно превращается в нем в пар.

[0072] В вариантах реализации изобретения, проиллюстрированных на Фиг. 1 и 2, ни одна из этих энергий не теряется от высокотемпературного извлечения, так как пар низкого давления, выходящий из деаэратора, возвращается в емкость закачивания пара 31 в качестве источника пара для парофазной реакции с SO3. При отсутствии этого источника введения пара потребуется энергия от постороннего источника, чтобы произвести введение пара. В некоторых случаях, но обычно менее предпочтительно, пар, мгновенно образованный в деаэраторе, может быть использован в качестве отгоночного пара в координируемом способе извлечения SO2 из остаточного газа абсорбера рекуперации тепла.

[0073] Подача пара, мгновенно образованного в деаэраторе, в абсорбер 33 также обеспечивает удобное выпускание неконденсирующихся веществ из подпиточной котловой воды с остаточным газом из абсорбера, тем самым удаляя их из процесса без потери пара. Кроме того, обеспечивается то, что скрытая энергия пара, мгновенно образованного при низком давлении в деаэраторе, в конечном счете извлекается в виде пара высокого давления.

[0074] Деаэрированная вода 81, выходящая из деаэратора при температуре от незначительно до умеренно более высокой ее нормальной температуры кипения, например, от 215° до 240°F, течет к стороне всасывания насоса подпиточной котловой воды высокого давления 83, из которого подпиточная вода поступает в котел-утилизатор, опять возвращаясь к давлению образующегося в нем пара. Таким образом, давление на выходе из насоса 83, как правило, в диапазоне от 40 до 70 бар, наиболее часто от 50 до 70 бар. Подпиточная вода передается насосом 83 в экономайзер (первый теплообменник) 43, где температура подпиточной воды повышается, как правило, на от 175 до 225 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне между около 420° и около 460°F, за счет передачи тепла от кислоты СРТ. Выходя из экономайзера 43, подпиточная котловая вода проходит через экономайзер 29, в котором она дальше нагревается, как правило, на от 70 до 100 градусов по Фаренгейту, например, до температуры между около 490° и около 550°F, за счет передачи тепла от конверсионного газа третьего слоя 27.

[0075] Подпиточная котловая вода, выходящая из экономайзера 29, превращается в пар за счет передачи тепла от топочного газа SO2 в котле-утилизаторе 15. Насыщенный пар с давлением от 40 до 70 бар, наиболее часто от 50 до 70 бар, выходит из котла-утилизатора 15 и проходит сначала через перегреватель 25, где его температура увеличивается на от 10 до 20 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне от 490° до 560° F, за счет передачи тепла от конверсионного газа 23, выходящего из второго конверсионного слоя 17.2 реактора 17. Перегретый пар, выходящий из перегревателя 25, проходит через перегреватель 21, где он дальше нагревается на от 200 до 300 градусов по Фаренгейту, например, до температуры от 700° до 900°F, за счет передачи тепла от потока конверсионного газа 19, выходящего из первого конверсионного слоя 17.1.

[0076] Фиг. 2 также иллюстрирует продувку конденсата из парового барабана 85 выше котла-утилизатора 15 для удаления твердых частиц загрязнений через последовательно установленные испарительные резервуары, в том числе резервуар продувки высокого давления 87, где конденсат мгновенно превращается в пар с давлением от низкого до умеренного, как правило, от 2 до 5 бар избыточного давления, и резервуар продувки низкого давления 89, где конденсат из резервуара продувки 87 мгновенно испаряется с образованием дополнительного пара с атмосферным давлением, покидая поток остаточного конденсата, который выдувается из процесса для удаления твердых частиц.

[0077] Расположение по одной линии и связь ряда теплообменников для передачи энергии от кислоты СРТ проиллюстрированы на Фиг. 3, которая объединяет технологические схемы Фиг. 1 и 2 по отношению к потоку подпиточной котловой воды и кислоты СРТ. Фиг. 3 также иллюстрирует объединение контактной сернокислотной установки, содержащей абсорбер СРТ для SO3, с технологическим процессом извлечения SO2 из остаточного газа, выходящего из SO3 абсорбера. Кислота СРТ, полученная в абсорбционной зоне рекуперации тепла 17.2 абсорбера 17, последовательно протекает через экономайзер 43, второй теплообменник 45 и теплообменники третьей системы теплопередачи 55 и 57 ряда теплообменников, и, после прохождения через насосный резервуар 59, протекает параллельно через охладитель конечного продукта 69 и охладитель вторичной абсорбционной кислоты 67, каждый из которых расположены последовательно с теплообменниками 43, 45, 55 и 57 относительно потока кислоты СРТ.

[0078] Подпиточная котловая вода поступает в технологический процесс в охладитель продукционной кислоты 67 и протекает последовательно через охладитель продукционной кислоты, охладитель кислоты вторичной абсорбции 69, охладители кислоты третьей системы теплопередачи 57 и 55, второй теплообменник 45 и экономайзер (первый теплообменник) 43, которые составляют ряд последовательно соединенных теплообменников, по отношению к которому кислота СРТ и подпиточная котловая вода протекают противотоком. Между теплообменниками 57 и 55 подпиточная котловая вода отклоняется через теплообменник 75, в котором она нагревается за счет передачи тепла от технологического потока SO2 абсорбции и системы отгонки, как также проиллюстрировано на Фиг. 3 и далее описано ниже. Теплообменник 75 может рассматриваться как часть третьей системы теплопередачи, как говорилось выше, но не является частью определенного ряда теплообменников, по отношению к последовательности которых подпиточная котловая вода и кислота СРТ протекают противотоком.

[0079] Между теплообменником 45 и экономайзером 43, подпиточная котловая вода проходит через деаэратор 77, в котором пар мгновенно испаряется для удаления неконденсирующихся веществ. Мгновенное испарение пара в, по существу, адиабатическом деаэраторе 77 ограничивает повышение температуры подпиточной котловой воды, протекающей через процесс, и таким образом сохраняет Δt для передачи практически всей абсорбционной и конденсационной энергии системы СРТ к подпиточной котловой воде для котла-утилизатора, тем самым способствуя извлечению практически всех энергий: образования паровой фазы кислоты, абсорбции и конденсации (плюс энергии, извлеченной из SO2 отгоночного пара) в виде пара высокого давления, получаемого за счет передачи тепла от SO2 топочного газа в котле-утилизаторе.

[0080] Остаточный газ, выходящий из зоны вторичной абсорбции 17.2 подается в абсорбционную колонну диоксида серы 101, в которой оставшийся в потоке газа SO2 абсорбируется потоком растворителя 103. Отходящий газ из абсорбера 101, по существу, содержит азот и незначительную долю непрореагировавшего кислорода, и его качество приемлемо для выброса в атмосферу. Обогащенный диоксидом серы упариваемый раствор 105 выходит из низа SO2 абсорбера и передается в десорбер 107, в котором SO2 отгоняется из нагретого упариваемого раствора, как правило, при контакте с острым паром. Горячий отпарной газ, содержащий пар и диоксид серы 109, выходящий из испарительной колонны 107, проходит через теплообменник 75, в котором пар конденсируется из отпарного газа 109 и тепло передается от горячего потока с SO2 к подпиточной котловой воде во время прохождения последней между теплообменником 57 и 55, тем самым повышая температуру котловой воды и, в конечном счете, способствуя извлечению в виде пара высокого давления скрытой теплоты отгоночного пара, подаваемого в SO2 испарительную колонну 107.

[0081] На Фиг. 4 проиллюстрирован альтернативный вариант реализации технологического процесса по настоящему изобретению для извлечения теплоты абсорбции, теплоты образования паровой фазы серной кислоты и теплоты конденсации при высокой температуре SO3 (СРТ) абсорбционной системы, в виде пара высокого давления.

[0082] Атмосферный воздух 101 протекает через впускное отверстие воздушного фильтра 103 во впускное отверстие для воздуха в нижней части воздушной сушильной колонны 105, где из воздуха удаляется влага при контакте с концентрированной серной кислотой в зоне контакта газа и жидкости 105.1 внутри колонны. Как дополнительно описано ниже, концентрированная кислота, циркулирующая через сушильную колонну, содержит абсорбционную кислоту из абсорбера СРТ, кислота охлаждается за счет передачи абсорбционного тепла к подпиточной котловой воде в ряде теплообменников, выстроенных таким образом, что абсорбционная кислота и подпиточная котловая вода проходят противотоком относительно последовательно соединенных теплообменников.

[0083] Сухой воздух 107 при температуре 150-170°F, выходящий из сушильной колонны 105, сжимается в компрессоре 108 и подается в подогреватель воздуха 109, где он нагревается до от 425° до 475°F за счет передачи тепла от потока конверсионного газа, как описано ниже. Расплавленная сера распыляется в печи для сожжения серы 113, в которой она контактирует с нагретым сжатым воздухом 111, протекающим с такой скоростью, что компонент кислорода воздуха находится в стехиометрическом избытке по отношению к потоку серы, поступающему в печь для сожжения. Сера вступает в реакцию с кислородом воздуха с образованием топочного газа, содержащего диоксид серы, азот и непрореагировавший кислород. SO2 топочный газ выходит из печи для сожжения серы при от 2100° до 2200°F и после этого охлаждается до температуры 700-800°F за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде в котле-утилизаторе 115.

[0084] Топочный газ, выходящий из котла-утилизатора 115, протекает в реактор 117, подается на первый конверсионный слой 117.1 и там контактирует с катализатором для окисления диоксида серы до триоксида серы, вступая в реакцию с кислородным компонентом газа. От теплоты реакции каталитического окисления конверсионный газ 119 выходит из первого конверсионного слоя 117.1, как правило, при температуре от 1100° до 1150°F. Конверсионный газ первого слоя 119 проходит через перегреватель 121, в котором тепло передается к пару высокого давления котла-утилизатора как описано ниже, таким образом, конверсионный газ охлаждается от около 775° до 825°F. В дополнение к извлечению тепла конверсии, охлаждение газа устанавливает более благоприятное равновесие для дальнейшего превращения SO2 в SO3 во втором каталитическом конверсионном слое 117.2, в который конверсионный газ попадает из перегревателя 121.

[0085] Конверсионный газ 123, выходя из второго конверсионного слоя 117.2 при температуре от 925° до 975°F, протекает в другой перегреватель 125, в котором тепло передается от потока газа 123 к пару высокого давления котла-утилизатора, как также описано ниже. Конверсионный газ второго слоя, выходящий из перегревателя 125 при температуре, как правило, от 775°F до 825°F, направляется в третий и последний каталитический конверсионный слой 117.3 реактора 117 для дальнейшего превращения SO2 в SO3. Опять же, охлаждение газа перед слоем 117.3 обеспечивает более благоприятное равновесие в нем для дальнейшего превращения в SO3. Конверсионный газ третьего слоя 127 выходит из реактора при температуре от 820° до 860°F и проходит через экономайзер 129, где тепло передается к подпиточной котловой воде для котла-утилизатора, как будет описано ниже. Конверсионный газ, выходящий из экономайзера 129, проходит через подогреватель воздуха 109, где тепло передается от газа к воздуху для сжигания. После выхода из подогревателя воздуха, конверсионный газ направляется в абсорбционную систему рекуперации тепла. Прохождение конверсионного газа через экономайзер снижает температуру газа с диапазона между около 820° и около 860°F на от 250 до 320 градусов по Фаренгейту, т.е. до температуры в диапазоне между около 525° и около 575°F, а дальнейшее охлаждение в подогревателе воздуха снижает температуру газа еще на от 170 до 200 градусов по Фаренгейту, т.е. до температуры, как правило, в диапазоне от 320° до 400°F.

[0086] В технологическом способе, проиллюстрированном на Фиг. 4, газ охлаждается в подогревателе воздуха 109 от дополнительного прироста температуры для адаптации к резкому повышению температуры, происходящему при введении пара выше по потоку от абсорбера, как описано непосредственно ниже. Энергия, переданная в экономайзер 129 и подогреватель воздуха 109, полностью извлекается в виде пара высокого давления в котле-утилизаторе 115.

[0087] Конверсионный газ последнего слоя 127 при от 320° до 400°F и от 0,6 до 0,8 бар избыточного давления вводят в паровой инъекционный сосуд 131, где пар низкого давления вводится в поток газа в стехиометрическом соотношении к содержанию триоксида серы, из наиболее предпочтительного, от около 0,80 до около 0,90. В более широком смысле, предпочтительные относительные значения введения пара для процесса по Фиг. 4, по существу, такие же, как описаны выше для процесса по Фиг. 1.

[0088] В типовом материальном балансе для варианта реализации изобретения, проиллюстрированного на Фиг. 4, как в технологическом способе по Фиг. 1, водяной пар вводится, чтобы обеспечить 85% реакционной воды для образования серной кислоты из триоксида серы, и объединение контура кислоты сушильной колонны с контуром абсорбционной кислоты обеспечивает всю или, по существу, всю оставшуюся реакционную воду за счет поглощения влаги из воздуха, поступающего на сгорание, в сушильной колонне 105. Таким образом, извлекается почти 100% теплоты конденсации реакционной воды, а также значительное количество дополнительной энергии из теплоты конденсации серной кислоты. В любом случае в способе по Фиг. 4 введение паров воды и в результате этого образование паровой фазы серной кислоты реакцией SO3 и паров воды, как правило, нагревает поток конверсионного газа, выходящего из инъекционного сосуда 131, до температуры, как правило, в диапазоне от 525° до 625°F. Этот поток газа вводят во впускное отверстие для газа в нижней части абсорбционной колонны рекуперации тепла 133 ниже абсорбционной зоны рекуперации тепла 133.1. Зона рекуперации тепла 133.1 предпочтительно содержит устройства для массопереноса между газовой фазой и жидкой фазой. В абсорбционной зоне рекуперации тепла поток газа контактирует с абсорбционной кислотой 135, которая поступает в абсорбер рекуперации тепла, как правило, абсорбционную колонну, при температуре между около 370°F и около 450°F и концентрации от 99,0% до 99,4%. Абсорбционная кислота поступает в верх зоны рекуперации тепла и стекает вниз через зону 133.1 противотоком к газовому потоку. Работа зоны рекуперации тепла, по существу, такая же, как описано по отношению к зоне 33.1 технологического процесса по Фиг. 1.

[0089] Как проиллюстрировано на Фиг. 4, колонна рекуперации тепла 133 предпочтительно также содержит зону вторичной абсорбции 133.2, где газ, выходящий из зоны первичной (рекуперации тепла) абсорбции, контактирует с потоком кислоты вторичной абсорбции 137 в зоне вторичной абсорбции 133.2, которая также работает, по существу, также, как описано выше по отношению к зоне 33.2 по Фиг. 1. Вторичная абсорбционная кислота выходит из низа зоны вторичной абсорбции и объединяется с абсорбционной кислотой, поступающей в колонну рекуперации тепла между низом вторичной зоны и верхом первичной зоны, образовывая объединенный поток кислоты, который функционирует как первичная абсорбционная кислота для абсорбционной зоны рекуперации тепла.

[0090] Поток газа, выходящий из верха зоны вторичной абсорбции и охлаждения 133.2, проходит через туманоотделители серной кислоты 139 и выходит из технологического процесса как остаточный газ 140. В некоторых вариантах диоксид серы может быть извлечен из остаточного газа в процессе извлечения диоксида серы, который, в некоторых случаях, может быть объединен с описанным далее ниже процессом рекуперации тепла абсорбции SO3.

[0091] Теплота образования серной кислоты из паровой фазы, теплота абсорбции, теплота конденсации, и ощутимый теплообмен нагревают обогащенную абсорбционную кислоту 136, выходящую из абсорбционной зоны рекуперации тепла, до температуры между около 400°F и около 480°F. Горячая абсорбционная кислота из абсорбционной зоны рекуперации тепла протекает последовательно через ряд теплообменников, в которых тепло передается к подпиточной котловой воде для котла-утилизатора 115. Подпиточная котловая вода, в основном, также протекает последовательно через ряд теплообменников, абсорбционная кислота и подпиточная котловая вода протекают, п существу, противотоком относительно последовательно соединенных теплообменников.

[0092] В кислотной ветви обогащенная абсорбционная кислота 136, выходящая из зоны рекуперации тепла 133.1 в резервуар колонны рекуперации тепла 133, течет к всасывающей стороне циркуляционного насоса кислоты СРТ 141, откуда она поступает сперва в экономайзер СРТ 143, где кислота охлаждается от температуры в диапазоне от 400° до 480°F до температуры в диапазоне от 380° до 430°F, как правило, на между около 10 и около 40 градусами по Фаренгейту, за счет передачи тепла к горячей подпиточной котловой воде, тем самым нагревая подпиточную котловую воду приблизительно от нормальной точки кипения или несколько выше температуры в диапазоне от 375° до 425°F, как правило, на от 150 до 225 градусов по Фаренгейту.

[0093] Выходящий из первого теплообменника (экономайзера) 143, поток кислоты передается через второй теплообменник СРТ 145, где кислота охлаждается дальше от температуры в диапазоне от около 380°и около 430°F до температуры между около 370° и около 400°F, как правило, на между 15 и около 30 градусов по Фаренгейту, за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде, и где подпиточная котловая вода нагревается в диапазоне температур вблизи ее нормальной точки кипения.

[0094] Кислота, выходящая из второго теплообменника 145, разделяется на рециркуляционный поток первичной абсорбционной кислоты 147 и текущий по направлению вперед поток кислоты 151. Первичный поток рециркуляции 147 смешивается с потоком кислоты 149, содержащим кислоту из сушильной колонны 105, с образованием потока первичной абсорбционной кислоты 135, который затем рециркулирует к верху абсорбционной зоны рекуперации тепла 133.1. Текущий вперед поток кислоты 151 протекает дальше в третью систему теплопередачи, систему 153, в которой, как правило, может содержаться множество теплообменников, хотя и не все из этих теплообменников обязательно служат для передачи тепла от абсорбционной кислоты к подпиточной котловой воде, и, следовательно, любые из теплообменников, которые не расположены вне заданного ряда, расположены последовательно соединенными для последнего назначения. В варианте реализации изобретения по Фиг. 4 третья система теплопередачи в ветви кислоты содержит только подогреватель подпиточной котловой воды 155. В подогревателе 155 кислота охлаждается с температуры от между 370° и около 400°F до температуры в диапазоне между около 130° и около 160°F, как правило, на между 225 и 270 градусов по Фаренгейту, тем самым нагревая подпиточную котловую воду с температуры между около 175° и около 250°F до температуры между около 220° и около 260°F.

[0095] Ниже по течению от теплообменника 155 кислота СРТ разделяется с образованием потока продукционной кислоты и потока вторичной абсорбционной кислоты для повторного использования в зоне вторичной абсорбции 133.2. Предпочтительно, разделение потока кислоты СРТ предшествует доставке текущего вперед потока 151 в общий резервуар, т.е. общий насосный резервуар кислоты 159, как проиллюстрировано на Фиг. 4, в который также поступает кислота из сушильной колонны, вернувшаяся из сушильной колонны 105 и, в некоторых случаях, деминерализованная вода 170, чтобы функционировать в качестве дополнительной разбавляющей воды для реакции с SO3 в абсорбционной колонне рекуперации тепла 133. Полученная в результате смесь, извлеченная затем из общего насосного резервуара кислоты общим насосом кислоты 160, разделяется с образованием потока кислоты вторичной абсорбции 137, который возвращают в зону вторичной абсорбции 133.2 абсорбера рекуперации тепла 133, охлажденного первичного рециркуляционного потока 149, который смешивается с относительно горячим рециркуляционным потоком 147 с образованием потока первичной абсорбционной кислоты 135, подпиточного потока кислоты сушильной колонны 161, который направляется в сушильную колонну, и потока продукционной кислоты 163, который удаляется из процесса.

[0096] Как правило, температура кислоты в общем насосном резервуаре 159 находится в диапазоне от 140° до 180°F. Поток кислоты сушильной колонны 161 при температуре как в насосном резервуаре, как правило, нагревается на около три градуса по Фаренгейту теплом абсорбции водяного пара из воздуха сжигания в сушильной колонне 105. Израсходованная кислота сушильной колонны 165, разбавленная абсорбцией водяным паром из воздуха для сжигания, возвращается в насосный резервуар в варианте реализации изобретения, проиллюстрированном на Фиг. 4.

[0097] Продукционная кислота 163 охлаждается с температуры насосного резервуара до температуры в диапазоне от 80° до 115°F, как правило, на около от 40 до 70 градусов по Фаренгейту за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде в четвертой системе теплопередачи, содержащей охладитель продукционной кислоты 167, таким образом нагревая подпиточную котловую воду с температуры, как правило, окружающей среды или умеренно выше около температуры окружающей среды до температуры на от 5 до 15 градусов выше по Фаренгейту.

[0098] В некоторых случаях вторичная абсорбционная кислота, вернувшаяся из насосного резервуара в зону вторичной абсорбции, охлаждается дальше за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде в пятой системе теплопередачи, содержащей охладитель вторичной абсорбционной кислоты (не показан). Теплообменник 167 включает часть ряда последовательно соединенных теплообменников, этот ряд дополнительно содержит теплообменники 155, 145 и 143. Поток подпиточной котловой воды и абсорбционной кислоты текут в противотоке относительно последовательно соединенных теплообменников, составляющих ряд.

[0099] Фиг. 5 иллюстрирует подпиточную ветвь технологического процесса по Фиг. 4. Подпиточная котловая вода 171 при температуре окружающей среды или немного выше, как правило, при от 70° до 100°F, доставляется к подпиточной ветви процесса при давлении обычно от 25 до 100 фунтов на квадратный дюйм насосом подпиточной котловой воды низкого давления 173. Затем подпиточная котловая вода проходит через охладитель продукционной кислоты 167 четвертой системы теплопередачи, где она нагревается, как правило, на от 5 до 20 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне от 90° до 115°F, за счет передачи тепла от кислоты СРТ. Подпиточная котловая вода, выходящая из охладителя продукционной кислоты 167, затем поступает в третью систему теплопередачи 153. Как указывалось выше, система 153, как правило, может содержать множество теплообменников. Однако в подпиточной ветви не все эти теплообменники обязательно служат для передачи тепла от абсорбционной кислоты к подпиточной котловой воде. Например, замкнутый цикл подпиточной котловой воды может быть объединен с процессом извлечения диоксида серы из первичного газа, например, диоксида серы в остаточном газе колонны рекуперации тепла 133, в контуре абсорбции и десорбции в соответствии с процессом, описанным в совместно рассматриваемых и совместно переданных патентных заявках США на выдачу №США 2012/0107209 A1, предварительной патентной заявке США с серийным номером №61/641833, внесенной в реестр 2 мая 2012 года (Attorney Docket No. ENV 10308), и предварительная заявка на патент США с серийным номером 61/793571, внесенная в реестр 15 марта 2013 года (Attorney Docket No. ENV 10309).

[0100] Таким образом, как проиллюстрировано на Фиг. 5, подпиточная котловая вода, выходящая из охладителя продукционной кислоты 167 при температуре от 90° до 115°F, сперва проходит через теплообменник 175, в котором тепло передается к подпиточной котловой воде из потока регенерированного диоксида серы средней абсорбции, при этом нагревая подпиточную воду, как правило, на от 25 до 45 градусов по Фаренгейту, например, до температуры между около от 120° и около 140°F. Источник регенерированного диоксида серы средней абсорбции описан выше со ссылкой на Фиг. 2.

[0101] Также теплообменник 175 находится в последовательности теплообменников, в которых подпиточная котловая вода постепенно нагревается, это технически за пределами ряда последовательно соединенных теплообменников, в которых тепло передается от кислоты СРТ к подпиточной котловой воде. Это не нарушает расположение последовательности ряда, а просто вводит еще одну операцию в последовательность теплообменников в ветви подпиточной котловой воды. Как в варианте реализации изобретения по Фиг. 2, вариант реализации изобретения по Фиг. 5 включает еще одну постороннюю операцию вне ряда теплообменников, т.е. деаэратор для подпиточной котловой воды между еще двумя установленными в ряд теплообменниками последовательности.

[0102] Подпиточная вода, выходящая из теплообменника 175, протекает к теплообменнику 155, где она нагревается, как правило, на от 140 до 180 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне от 270° до 310°F.

[0103] Подпиточная вода, выходящая из теплообменника 155, смешивается с частью воды из деаэратора 191 при от 215° до 240°F из циркуляционного насоса подпиточной котловой воды 182, через который подпиточная вода циркулирует между теплообменником 155 и деаэратором 177, как дополнительно описано ниже. Смешанный поток, как правило, при температуре в диапазоне от 230° до 280°F, поступает во второй теплообменник, где он нагревается дальше, например, на от 25 до 45 градусов по Фаренгейту до температуры в диапазоне от 270° до 300°F, за счет передачи тепла от кислоты СРТ. В зависимости от профиля падения давления в контуре подпиточной котловой воды, в теплообменнике 145 может произойти небольшое мгновенное испарение, что потенциально ограничивает предел, при котором температура подпиточной воды увеличивается при прохождении через второй теплообменник.

[0104] Подпиточная котловая вода или двухфазный поток из воды и пара, выходящий из второго теплообменника 145, вводится в предпочтительно, по существу, адиабатическую камеру деаэрации 177, в которой вода мгновенно превращается в пар и охлаждается на от 15 до 80 градусов по Фаренгейту, по сравнению с температурой подпиточной котловой воды на выходе из теплообменника 155 третьей системы теплопередачи. Мгновенное парообразование подпиточной воды в камере деаэрации 177 удаляет неконденсируемые вещества в подпиточной котловой воде, которые выпускают из деаэратора через трубопровод 179, чтобы обеспечить источник введения пара для доставки в емкость закачивания пара 131. Из-за мгновенного парообразования в деаэраторе 177 образуется достаточное количество пара для подачи водяного пара в пропорции, представляющей высокую процентную долю реакционной воды для абсорбера 133, работа деаэратора 177 предотвращает повышение температуры в системе подпиточной котловой воды от достижения уровня, который может подавить Δt для передачи энергии от абсорбционной кислоты СРТ к подпиточной котловой воде далее ниже по течению по отношению к потоку подпиточной котловой воды, и, таким образом, позволяет извлечь, главным образом, всю энергию: образования кислотной паровой фазы, абсорбции и конденсации из абсорбера СРТ, в виде пара высокого давления. Как правило, от около 5% до около 10% подпиточной котловой воды, поступающей в деаэратор 177, мгновенно превращаться в пар в нем.

[0105] В вариантах реализации изобретения, проиллюстрированных на Фиг. 4 и 5, ни одна из этих энергий не теряется от высокотемпературного извлечения, так как пар низкого давления, выходящий из деаэратора, возвращается в емкость закачивания пара 131 в качестве источника пара для парофазной реакции с SO3. При отсутствии этого источника введения пара потребуется энергия от постороннего источника, чтобы произвести введение пара. В некоторых случаях, но обычно менее предпочтительно, пар, мгновенно образованный в деаэраторе, может быть использован в качестве отгоночного пара в координируемом процессе извлечения SO2 из остаточного газа абсорбера рекуперации тепла.

[0106] Подача пара, мгновенно образованного в деаэраторе, в абсорбер 133 также обеспечивает удобное выпускание неконденсирующихся веществ из подпиточной котловой воды с остаточным газом из абсорбера.

[0107] Деаэрированная вода 181 при температуре от незначительно до умеренно более высокой ее нормальной температуры кипения, например, от 215° до 240°F, циркулирует через насос большого объема 182 между теплообменником 145 и деаэратором. На выходе из циркуляционного насоса 182 подпиточная вода разделяется на поток рециркуляции, который течет обратно ко входу теплообменника подпиточной котловой воды 145 и подпиточную воду для котла-утилизатора, которая течет к всасывающей стороне насоса высокого давления подпиточной котловой воды 183. Из насоса высокого давления 183 подпиточная вода доставляется в котел-утилизатор, опять возвращаясь к давлению образующегося в нем пара. Таким образом, давление на выходе из насоса 183, как правило, в диапазоне от 40 до 70 бар, наиболее часто от 50 до 70 бар. Подпиточная вода передается насосом 183 в экономайзер (первый теплообменник) 143, где температура подпиточной воды повышается, как правило, на от 150 до 200 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне между около 375° и около 425°F, за счет передачи тепла от кислоты СРТ. Выходя из экономайзера 143, подпиточная котловая вода проходит через экономайзер 129, в котором она дальше нагревается, как правило, на от 100 до 140 градусов по Фаренгейту, например, до температуры между около 490° и около 550°F, за счет передачи тепла от конверсионного газа третьего слоя 127 (Фиг. 4).

[0108] Подпиточная котловая вода, выходящая из экономайзера 129, превращается в пар за счет передачи тепла от топочного газа SO2 в котле-утилизаторе 115. Насыщенный пар с давлением от 40 до 70 бар, наиболее часто от 50 до 70 бар, выходит из котла-утилизатора 115 через паровой барабан 185 и проходит сначала через перегреватель 125, где его температура увеличивается на от 10 до 20 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне от 490° до 560°F, за счет передачи тепла от конверсионного газа 123, выходящего из второго конверсионного слоя 117.2 реактора 17 (Фиг. 4). Перегретый пар, выходящий из перегревателя 125, проходит через перегреватель 121, где он дальше нагревается на от 225 до 325 градусов по Фаренгейту, например, до температуры от 750° до 850°F, за счет передачи тепла от потока конверсионного газа 119, выходящего из первого конверсионного слоя 117.1 (Фиг. 4).

[0109] Фиг. 5 также иллюстрирует продувку конденсата из парового барабана 185 выше котла-утилизатора 115 для удаления твердых частиц загрязнений через последовательно установленные испарительные резервуары, в том числе резервуар продувки высокого давления 187, где конденсат мгновенно превращается в пар с давлением от низкого до умеренного, как правило, от 2 до 5 бар избыточного давления, и резервуар продувки низкого давления 189, в котором конденсат из резервуара продувки 187 мгновенно испаряется с образованием дополнительного пара с атмосферным давлением, покидая поток остаточного конденсата, который выдувается из процесса для удаления твердых частиц.

[0110] Фиг. 6 иллюстрирует технологическую часть альтернативного варианта реализации изобретения технологического процесса промышленного производства серной кислоты, в котором доля энергии, образованной в зонах рекуперации тепла и вторичной абсорбции абсорбера СРТ, извлекается в виде пара среднего давления в котле СРТ, а остальная часть извлекается в виде пара высокого давления за счет передачи тепла от абсорбционной кислоты СРТ к подпиточной котловой воде для котла высокого давления, в данном случае котла-утилизатора, в котором тепло извлекается из SO2 топочного газа. В предпочтительном режиме работы процесса по Фиг. 6 по меньшей мере 60% теплоты является теплотой образования сернокислотной паровой фазы, теплота абсорбции и конденсации образуются в зоне рекуперации тепла и в конечном счете извлекаются в виде пара, имеющего давление в диапазоне от 40 до 70 бар. Более предпочтительно, по меньшей мере 75% энергии СРТ извлекается в виде пара с давлением в таком диапазоне. Еще более предпочтительно, по меньшей мере около 85%, 90%, 95% 97% или 99% всей теплоты: образования сернокислотной паровой фазы, теплоты абсорбции и теплоты конденсации, образованных в абсорбере рекуперации тепла, извлекается в виде пара высокого давления, т.е., пара, имеющего давление в диапазоне от 40 до 70 бар.

[0111] В способе по Фиг. 6, атмосферный воздух 201 протекает через впускное отверстие воздушного фильтра 203 во впускное отверстие для воздуха в нижней части воздушной сушильной колонны 205, где из воздуха удаляется влага при контакте с концентрированной серной кислотой в газожидкостной зоне контакта 205.1 внутри колонны. В технологическом способе по Фиг. 1, концентрированная кислота, циркулирующая через сушильную колонну, содержит абсорбционную кислоту из абсорбера СРТ, охлажденную за счет передачи тепла абсорбции к подпиточной котловой воде в последовательно соединенных теплообменниках, установленных в ряд таким образом, что абсорбционная кислота и подпиточная котловая вода проходят противотоком относительно последовательно соединенных теплообменников.

[0112] Сухой воздух 207 при температуре 130-150°F, выходящий из сушильной колонны 205, сжимается в компрессоре 208, нагреваясь таким образом до температуры от 220° до 260°F, и подается в подогреватель воздуха 209, где он нагревается до от 440° до 480°F за счет передачи тепла от SO3 конверсионного газа последнего слоя, как описано ниже. Расплавленная сера распыляется в печи для сожжения серы 213, в которой она контактирует с нагретым воздухом 211, протекающим с такой скоростью, что компонент кислорода воздуха находится в стехиометрическом избытке по отношению к потоку серы. Сера вступает в реакцию с кислородом воздуха с образованием топочного газа, содержащего диоксид серы, азот и непрореагировавший кислород. SO2 топочный газ выходит из печи для сожжения серы при от 2150 до 2300°F и после этого охлаждается до температуры 2000-2060°F за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде в первом котле-утилизаторе 215.

[0113] Топочный газ, выходящий из котла-утилизатора 215, проходит через перегреватель 225, в котором поток газа охлаждается, как правило, на от 1200 до 1400 градусов по Фаренгейту, например, от температуры между 2000° и 2060°F до температуры от 700° до 800°F, что целесообразно для создания подходящего равновесия для каталитического превращения SO2 в SO3. В перегревателе 225 газ охлаждается за счет передачи тепла к пару высокого давления, образованному в системе котла-утилизатора, таким образом нагревая поток с температуры в диапазоне между около 540 и около 550 градусов по Фаренгейту до температуры в диапазоне между около 650° и около 750°F.

[0114] Охлажденный топочный газ, выходящий из перегревателя 225, поступает в первый каталитический конверсионный слой 217.1 реактора 217, в котором он контактирует с катализатором для окисления диоксида серы до триоксида серы, вступая в реакцию с кислородным компонентом газа. Окисление диоксида серы до триоксида серы также сильно экзотермично, поэтому конверсионный газ 219 выходит из первого конверсионного слоя 217.1, как правило, с температурой от 1100° до 1150°F. Конверсионный газ первого слоя 219 проходит через перегреватель 221, в котором тепло передается от конверсионного газа к пару высокого давления из котла-утилизатора, как описано ниже, таким образом конверсионный газ охлаждается от около 775° до 825°F. В дополнение к извлечению тепла конверсии, охлаждение газа устанавливает более благоприятное равновесие для дальнейшего превращения SO2 в SO3 во втором каталитическом конверсионном слое 217.2, в который конверсионный газ попадает из перегревателя 221.

[0115] Конверсионный газ 222, выходящий из второго слоя конверсии 217.2 при температуре от 925° до 975°F, попадает в другой экономайзер 228, где от газового потока тепло передается подпиточной котловой воде, как также описано ниже. Конверсионный газ второго слоя выходит из экономайзера 228 при температуре, как правило, от 775°F до 825°F и направляется в третий каталитический конверсионный слой 217.3 реактора 217 для дальнейшего преобразования SO2 в SO3. Опять же, охлаждение газа перед слоем 217.3 обеспечивает более благоприятное равновесие в нем для дальнейшего превращения в SO3. Конверсионный газ третьего слоя 227 выходит из реактора при температуре от 820° до 860°F и проходит через экономайзер 229, где конверсионный газ охлаждается на от 70 до 100 градусов по Фаренгейту, например, до от 725° до 775°, за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде для котла-утилизатора, как будет описано ниже. Конверсионный газ после экономайзера 229 направляется в четвертый и последний конверсионный слой 217.4 для дальнейшего превращения SO2 в SO3. Поток газа нагревается только незначительно, например, от 5 до 20 градусов по Фаренгейту, например, до температуры от 735° до 785°F, от выделяемого при окислении тепла в четвертом конверсионном слое 217.4. Из слоя 217.4 конверсионный газ четвертого слоя протекает через второй котел-утилизатор 216, в котором он охлаждается на около от 200 до 250 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне от 525° до 575°F, при образовании пара с давлением, как правило, от 750 до 850 фунтов на квадратный дюйм. После прохождения через второй котел-утилизатор 216, конечный конверсионный газ протекает через подогреватель воздуха 209, где он охлаждается дальше, как правило, на от 195 до 225 градусов по Фаренгейту, например, до температуры между 325° и около 360°F, за счет передачи тепла к воздуху для сжигания. Как было описано выше со ссылкой на технологический процесс по Фиг. 1, охлаждение конверсионного газа до поступления в емкость закачивания пара предохраняет конверсионный газ от того, чтобы он стал слишком горячим, учитывая, что он входит в абсорбционную зону рекуперации тепла.

[0116] Конверсионный газ последнего слоя, выходящий из подогревателя воздуха 209, направляется в абсорбционную систему рекуперации тепла, содержащую колонну рекуперации тепла 233. Прежде чем попасть в колонну рекуперации тепла, конечный конверсионный газ проходит через емкость закачивания пара 231. Конверсионный газ поступает в инъекционный сосуд при температуре от 325° до 360°F и от 0,05 до 0,2 бар. В емкости 231 пар вводится в поток газа, чтобы установить эквивалентное содержание Н2О пара в газовом потоке при стехиометрическом соотношении к эквивалентному содержанию триоксида серы, предпочтительно больше чем около 0,55, 0,60 или 0,75, наиболее предпочтительно по меньшей мере около 0,85, 0,90 или 0,95, в некоторых вариантах около 0,98. Введение пара приводит в результате к парофазной реакции SO3 с водой с образованием пара серной кислоты. Предпочтительные минимальные относительные значения введения пара в емкость 231 для процесса по Фиг. 6, в основном такие же, как описаны выше для процесса по Фиг. 1. Введение паров воды и в результате этого образование паровой фазы серной кислоты реакцией SO3 и паров воды нагревает поток конверсионного газа, выходящего из емкости 231, до температуры как правило, в диапазоне от 550° до 600°F. Этот поток газа вводят во впускное отверстие для газа в или возле нижней части абсорбционной колонны рекуперации тепла 233 ниже абсорбционной зоны рекуперации тепла 233.1.

[0117] В абсорбционной зоне рекуперации тепла 233.1 поток газа контактирует с первичной абсорбционной кислотой 235, которая поступает в абсорбер рекуперации тепла, как правило, абсорбционную колонну, при температуре между около 125°F и 165°F и концентрации от 99,2% до 99,6%. Абсорбционная кислота поступает в верх зоны рекуперации тепла и стекает вниз через зону 233.1 противотоком к газовому потоку. Контакт абсорбционной кислоты с газом в зоне рекуперации тепла приводит в результате к абсорбции SO3 жидкой фазой, конденсации пара серной кислоты из газовой фазы в жидкую фазу, и конденсации водяного пара из газовой фазы в жидкую фазу. Тепло также передается в достаточной мере от газовой фазы к жидкой фазе.

[0118] Колонна рекуперации тепла 233 предпочтительно также содержит зону вторичной абсорбции 233.2, где газ, выходящий из зоны первичной (рекуперации тепла) абсорбции, контактирует с потоком кислоты вторичной абсорбции 237, который вводится в верх зоны вторичной абсорбции 233.2 и протекает вниз через нее в противотоке к потоку газа, текущему вверх. Зона вторичной абсорбции также содержит насадки или другие устройства, способствующие массопереносу между кислотной фазой и жидкой фазой. Вторичная абсорбционная кислота 237 поступает в зону вторичной абсорбции при температуре, как правило, в диапазоне от 90° до 120°F. Контакт потока газа, выходящего из зоны первичной абсорбции, с вторичной абсорбционной кислотой в зоне вторичной абсорбции приводит в результате к абсорбции остаточного SO3 из газа, выходящего из первичной зоны, и охлаждению потока газа, что в результате приводит к дальнейшей конденсации паров серной кислоты и водных паров в кислоте вторичной абсорбции. Вторичная абсорбционная кислота выходит из низа зоны вторичной абсорбции и объединяется с абсорбционной кислотой, поступающей в колонну рекуперации тепла между низом вторичной зоны и верхом первичной зоны, образовывая объединенный поток кислоты, который функционирует как первичная абсорбционная кислота для абсорбционной зоны рекуперации тепла.

[0119] Поток газа, выходящий из верха зоны вторичной абсорбции и охлаждения 233.2, проходит через туманоотделители серной кислоты 239 и выходит из технологического процесса как остаточный газ 290. В некоторых вариантах диоксид серы может быть извлечен из остаточного газа в процессе извлечения диоксида серы, и такой процесс извлечения диоксида серы может быть объединен с процессом рекуперации тепла абсорбции SO3, как описано ниже со ссылкой на Фиг. 1.

[0120] Обогащенная абсорбционная кислота, выходящая из абсорбционной зоны рекуперации тепла, нагрета до температуры между около 400°F и около 460°F теплотой абсорбции, теплотой конденсации и ощутимым теплообменом. Обогащенная абсорбционная кислота из абсорбционной зоны рекуперации тепла протекает последовательно через ряд теплообменников, в которых тепло передается к подпиточной котловой воде для котлов-утилизаторов 215 и 216. Подпиточная котловая вода, в основном, также протекает последовательно через ряд теплообменников, абсорбционная кислота и подпиточная котловая вода протекают, по существу, противотоком относительно последовательно соединенных теплообменников.

[0121] На ветви кислоты абсорбционная кислота, выходящая из зоны рекуперации тепла в полость колонны рекуперации тепла 233, течет к стороне всасывания насоса циркуляционной кислоты СРТ 241. На стороне нагнетания циркуляционного насоса абсорбционная кислота разделяется на котловой поток кислоты СРТ 240 и байпасный поток кислоты СРТ 242.

[0122] Поток котловой кислоты СРТ 240 протекает через котел СРТ 244, где он охлаждается на от 30 до 60 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне от 375° до 425°F, при передаче тепла к подпиточной котловой воде и при образовании пара среднего давления, например, при давлении от 120 до 150 фунтов на квадратный дюйм. Байпасный поток СРТ 242 направляется к первому теплообменнику 243 из ряда теплообменников, последовательно соединенных, через который кислота СРТ и подпиточная вода котла проходят противотоком относительно данного ряда. В теплообменнике 243 кислота СРТ охлаждается с температуры в диапазоне между около 400° и около 460°F, как правило, на между около 5 и около 20 градусов по Фаренгейту, например, до температуры между около 395° и около 440°F, за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде высокого давления, нагревая таким образом подпиточную котловую воду высокого давления до температуры в диапазоне между около 420 и около 438°F.

[0123] Байпасная кислота 242, выходящая из первого теплообменника 243, воссоединяется с котловой кислотой СРТ 240 ниже по течению от теплообменника 243 и ниже по течению котла СРТ 244 относительно потока кислоты СРТ. Объединенный поток 249 переразделяется на поток 248, содержащий главный компонент потока кислоты первичной абсорбции 235, который рециркулирует к абсорбционной зоне рекуперации тепла 233.1, и текущий вперед поток кислоты 251, из которого далее извлекается энергия за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде. В ходе повторного использования в абсорбере 233 поток 248 проходит через разбавитель 260, в котором разбавляющая вода (SO3 реакционная вода) 292 может быть добавлена в случае необходимости, чтобы поддерживать параметры концентрации целевой кислоты через абсорбционную зону рекуперации тепла. Как описано ниже, поток 249 можно смешивать в разбавителе с потоком, рециркулирующим от общего насосного резервуара 259, для образования потока первичной абсорбционной кислоты 235. В предпочтительных вариантах реализации изобретения технологического процесса по Фиг. 6, по существу, вся SO3 реакционная вода обеспечивается введением пара в конверсионный газ, поступающий в абсорбционную зону рекуперации тепла или за счет объединения введения пара и воды, удаленной из воздуха для сжигания в сушильной колонне 5, но корректировки скорости добавления воды могут осуществляться добавлением потока деминерализованной воды 292 в разбавитель 260.

[0124] Текущий вперед поток кислоты 251 проходит через второй теплообменник 245, в котором кислота охлаждается до температуры в диапазоне между около 220° и около 240°F, как правило, на около от 160 до около 190 градусов по Фаренгейту за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде среднего давления, нагревая таким образом подпиточную котловую воду до температуры в диапазоне между около 260° и около 290°F.

[0125] Поток кислоты вторичной абсорбции 251 течет затем в третью систему теплопередачи, систему 253, которая может, как правило, содержать множество теплообменников. На Фиг. 6 третья система теплопередачи содержит подогреватель подпиточной котловой воды 255 и общий охладитель кислоты 257. В подогревателе 255 кислота охлаждается с температуры между 210° и около 240°F, как правило, между 90 и 120 градусов по Фаренгейту, до температуры в диапазоне между около 120° и около 140°F, тем самым нагревая подпиточную котловую воду для котла СРТ, как правило, на от 50 до 70 градусов по Фаренгейту, например, с температуры между около 90° и около 110°F до температуры между около 140° и около 160°F.

[0126] Кислота, выходящая из теплообменника 255, течет в общий насосный резервуар 259, который функционирует как резервуар для кислоты СРТ, которая в итоге разделяется на четыре части, т.е.: (i) продукционный поток 263; (ii) поток кислоты сушильной колонны 261; (iii) рециркулирующий поток кислоты вторичной абсорбции 237 для повторного использования в зоне вторичной абсорбции 233.2 абсорбера рекуперации тепла 233; и (iv) поток 256, который объединяется с выходящим паром 249 из котла СРТ 244 с образованием потока кислоты первичной абсорбции 235, повторно используемого в абсорбционной зоне рекуперации тепла 233.1. Однако, учитывая, что первоначально поступает из насосного резервуара, поток кислоты предпочтительно разделяется только на два пути, один из которых поток 256, поток, который образует компонент первичной абсорбционной кислоты. В целях удобства поток 256 и поток рецикла кислоты 249 на выходе из котла СРТ могут быть смешаны в разбавителе 260 с образованием потока кислоты первичной абсорбции 235, который течет из разбавителя обратно в абсорбер в точке ниже зоны вторичной абсорбции 233.2 и выше абсорбционной зоны рекуперации тепла 233.1.

[0127] Другой поток формируется разделением потока кислоты, выходящего из насосного резервуара, т.е. поток 258 проходит через общий охладитель кислоты 257, где он охлаждается, как правило, на от 5 до 20 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне от 135° до 160°F, за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде. Вниз по течению от общего охладителя кислоты охлажденный поток кислоты разделяется на поток продукционной кислоты 263, поток кислоты сушильной колонны 261 и поток кислоты вторичной абсорбции 237. Пар 261 направляется в сушильную колонну 205 для поглощения влаги из поступающего воздуха для сжигания в печи для сожжения серы 213. При прохождении через сушильную колонну поток кислоты, как правило, нагревается на от 5 до 15 градусов по Фаренгейту, как правило, до температуры в диапазоне от 135° до 160°F. Использованная в сушильной колонне кислота 265 течет обратно в общий насосный резервуар 259.

[0128] Поток продукционной кислоты 263 проходит через охладитель продукционной кислоты 267, где он охлаждается, как правило, на от 50 до 100 градусов по Фаренгейту, например, до температуры между около 90° и около 160°F, за счет передачи тепла к подпиточной котловой воде, нагревая таким образом подпиточную котловую воду до температуры в диапазоне от 90° до около 120°F.

[0129] Поток кислоты вторичной абсорбции 237 течет из общего охладителя кислоты 257 в абсорбер рекуперации тепла 233 и поступает в верх зоны вторичной абсорбции 233.2. Кислота вторичной абсорбции течет вниз через зону 233.2, удаляя таким образом статочный SO3 из газа, выходящего с верха абсорбционной зоны рекуперации тепла 233.1, охлаждая поток газа и конденсируя пары серной кислоты из потока газа. Сверху первичной (рекуперации тепла) зоны абсорбции 233.1 абсорбера рекуперации тепла 233, кислота вторичной абсорбции, выходящая из зоны вторичной абсорбции, объединяется с рециркулирующим потоком кислоты 235 с образованием абсорбционной кислоты для первичной зоны абсорбции.

[0130] Газ, выходящий из зоны вторичной абсорбции 233.2 предпочтительно проходит через составные части туманоотделителя 239 для удаления остаточного тумана серной кислоты из производственного остаточного газа.

[0131] В некоторых случаях в общий насосный резервуар 259 может быть введен и дополнительный источник разбавляющей воды 294, например, путем введения в рециркулирующий поток 296.

[0132] Фиг. 7 иллюстрирует подпиточную ветвь технологической схемы для процесса, проиллюстрированного на Фиг. 6. Подпиточная котловая вода 271, как правило, при от 70° до 110°F доставляется к всасывающей стороне насоса подпиточной котловой воды низкого давления 273. На выходе из насоса 273 подпиточная котловая вода сперва протекает через охладитель продукционной кислоты 267, где она нагревается, как правило, на от 20 до 50 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне от 90° и около 120°, за счет передачи тепла от кислоты СРТ.

[0133] Подпиточная вода, выходящая из теплообменника 267, течет в третью систему теплопередачи 253, содержащую общий охладитель кислоты 257 и подогреватель СРТ 255, расположенные последовательно. В общем охладителе кислоты 257 подпиточная котловая вода нагревается, как правило, на от 60 до 90 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне от 150° и около 180°, за счет передачи тепла от кислоты СРТ. Подпиточная вода, выходящая из общего охладителя кислоты 257, течет в теплообменник 255, в котором она нагревается, как правило, на от 90 до 110 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне от 260° и около 290°, за счет передачи тепла от кислоты СРТ. Подпиточная вода, выходящая из общего охладителя кислоты 255, течет в деаэратор 277, в котором она мгновенно превращается в пар и охлаждается на от 10 до 15 градусов по Фаренгейту по сравнению с температурой подпиточной котловой воды, выходящей из теплообменника 255 третьей системы теплопередачи. Мгновенное парообразование подпиточной воды в камере деаэрации 277 удаляет неконденсируемые вещества, которые выпускают из деаэратора через трубопровод 279, чтобы обеспечить источник введения пара для доставки в емкость закачивания пара 231. Из-за мгновенного парообразования, в деаэраторе 277 образуется достаточное количество пара для подачи водяного пара в пропорции, представляющей высокую процентную долю реакционной воды для абсорбера 233, работа деаэратора 277 предотвращает повышение температуры в системе подпиточной котловой воды от достижения уровня, который может подавить Δt для передачи энергии от абсорбционной кислоты СРТ к подпиточной котловой воде, и, таким образом, позволяет извлечь большую долю энергии абсорбции и конденсации из абсорбера СРТ в виде пара высокого давления. Как правило, около 5% до около 10% подпиточной котловой воды, подаваемой в деаэратор 277, мгновенно превращается в пар в нем. В варианте реализации изобретения, проиллюстрированном на Фиг. 7, деаэрация облегчается за счет отвода доли пара из котла СРТ 244 к деаэратору.

[0134] Подача пара, мгновенно образованного в деаэраторе, в абсорбер триоксида серы также обеспечивает удобное выпускание неконденсирующихся в подпиточной котловой воде веществ с остаточным газом из абсорбера, тем самым удаляя их из процесса без потери пара. Кроме того, обеспечивается то, что скрытая энергия пара, мгновенно образованного при низком давлении в деаэраторе, в конечном счете извлекается в виде пара высокого давления.

[0135] Деаэрированная вода 281, выходящая из деаэратора при температуре слегка или умеренно выше ее нормальной точки кипения, например, от 215° до 240°F, течет к всасывающей стороне насоса подпиточной котловой воды среднего давления 282, который перекачивает подпиточную котловую воду к котлу СРТ, и параллельно к насосу подпиточной котловой воды высокого давления 283, который перекачивает подпиточную котловую воду к котлам-утилизаторам высокого давления.

[0136] Со стороны нагнетания насоса подпиточной котловой воды среднего давления 282 поток подпиточной воды может разделяться, при необходимости, чтобы получить поток разбавляющей воды 292 для разбавителя СРТ 260. Остаток потока подпиточной котловой воды со стороны нагнетания под давлением, как правило, от 7 до 15 бар проходит через подогреватель 245, в котором он нагревается, как правило, на от 120 до 150 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне между около от 345° до 375°F. Из подогревателя 245 подпиточная котловая вода среднего давления течет в котел СРТ 244, где она превращается в пар, как правило, при от 7 до 15 бар, но потенциально выше 25 бар или более за счет передачи тепла от кислоты СРТ, выходящей из абсорбционной зоны рекуперации тепла 233.1 абсорбера 233.

[0137] Подпиточная котловая вода высокого давления выпускается из насоса подпиточной воды 283, как правило, при температуре между около 240 и около 260°F и под давлением между около 700 и около 800 фунтов на квадратный дюйм, и проходит через первый теплообменник 243, в котором она дальше нагревается, как правило, на от 40 до 60 градусов по Фаренгейту, как правило, до температуры в диапазоне между около 470° до около 510°F. Подпиточная котловая вода, выходящая из первого теплообменника 243, проходит последовательно через экономайзер 229, где она, как правило, нагревается на от 120 до 160 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне от 380° до 420°F за счет передачи тепла от конверсионного газа, выходящего из третьего конверсионного слоя 217.3 реактора 217, а затем через экономайзер 228, где она, как правило, нагревается на от 110 до 140 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне между около 490° и около 520°F за счет передачи тепла от конверсионного газа, выходящего из первого конверсионного слоя 217.1 реактора 217.

[0138] Из экономайзера 228 подпиточная котловая вода течет в паровой барабан 218, который является общим для первого котла-утилизатора 215 и второго котла-утилизатора 216.

[0139] Пар, образованный за счет передачи тепла от SO2 топочного газа в первом котле-утилизаторе 215 и от конверсионного газа последнего слоя второго котла-утилизатора 216, выходит из парового барабана 218 и проходит последовательно через перегреватель 225, в котором он, как правило, нагревается на от 170 до 200 градусов по Фаренгейту например, до температуры в диапазоне между около 680° и около 700°F за счет передачи тепла от газа, протекающего между первым котлом-утилизатором 215 и первым конверсионным слоем 217.1, а затем через перегреватель 221, в котором он дополнительно нагревается, как правило, на от 90 до 110 градусов по Фаренгейту, например, до температуры в диапазоне между 870° и около 900° за счет передачи тепла из конверсионного газа, выходящего из первого конверсионного слоя 217.1 реактора 217.

[0140] Бак продувки высокого давления 287 и бак продувки низкого давления 289 работают также, как описано выше для баков продувки 87 и 89 по Фиг. 2 и баков продувки 187 и 189 по Фиг. 5.

[0141] Расположение по одной линии и связь ряда теплообменников для передачи энергии от кислоты СРТ к подпиточной котловой воде проиллюстрированы на Фиг. 8, которая объединяет в себе технологические схемы Фиг. 6 и 7 по относительно потока подпиточной котловой воды и кислоты СРТ. Кислота СРТ 236, образованная в абсорбционной зоне рекуперации тепла 217.1 абсорбера 217 протекает параллельно котлу СРТ 244 и первому теплообменнику 243 и последовательно между первым теплообменником 243, вторым теплообменником 245 и теплообменником третьей системы теплопередачи 255. Выходящая из теплообменника 255, кислота СРТ течет в общий насосный резервуар 259. Кислота, вытекающая из насосного резервуара 259, сразу же разделяется с образованием потока, направленного в общий охладитель кислоты 257, и потока рецикла 256, который объединяется с потоком 248 в разбавителе 260 (Фиг. 6; не проиллюстрировано на Фиг. 8) с образованием потока первичной абсорбционной кислоты 235. Поток 258 протекает последовательно через общий охладитель кислоты 257 и после этого параллельно между охладителем продукционной кислоты 267 и сушильной колонной 205. Часть кислоты циркулирует между общим охладителем кислоты и насосным резервуаром для поддержания контрольного значения концентрации кислоты в насосном резервуаре. Таким образом, теплообменники 243, 245, 255, 257 и 267 расположены последовательно в ряд относительно потока кислоты СРТ.

[0142] Подпиточная котловая вода 271 протекает последовательно между охладителем продукционной кислоты 267, общим охладителем кислоты 257, теплообменником третьей системы теплопередачи 255 и деаэратором 277, после которого она разделяется между потоком подпиточной котловой воды среднего давления, который проходит через второй теплообменник 245, и потоком подпиточной котловой воды высокого давления, который проходит через первый теплообменник 243. Таким образом, теплообменники 267, 257 и 255 выстроены в последовательный ряд относительно потока подпиточной котловой воды и это объединение теплообменников дополнительно выстроено в ряд с каждым из теплообменников 245 и 243, если два последних параллельны относительно друг друга на ветви подпиточной котловой воды. Кислота СРТ и подпиточная котловая вода текут противотоком относительно ряда теплообменников, содержащего теплообменники 243, 255, 257 и 267, а также текут противотоком относительно перекрывающего ряда теплообменников 245, 255, 257 и 267.

[0143] Сочетание этого противоточного расположения теплообменников для постепенного извлечения тепла СРТ, постепенно нагревающих подпиточную котловую воду, деаэратора 277, извлекающего энергию, обеспечивает максимальное извлечение тепла образования паровой фазы кислоты СРТ, абсорбции и конденсации в виде пара среднего давления и пара высокого давления. Кроме того, за счет регулирования распределения потока кислоты СРТ 236 между котлом СРТ 244 и первым теплообменником 245, технологический процесс по Фиг. 6-8 может управляться, чтобы контролировать относительные пропорции СРТ энергии, извлеченной в виде пара среднего давления по сравнению с паром высокого давления. Поскольку доля кислоты СРТ, направленная в теплообменник 243, увеличивается по сравнению с долей, направленной в СРТ котел 244, доля энергии абсорбции и конденсации, извлекаемая в виде пара высокого давления, соответственно увеличивается, и результат работы процесса по Фиг. 6-8 приближается к пределу результата, достигнутого в работе процесса, проиллюстрированного на Фиг. 1-5.

[0144] В контактном сернокислотном устройстве, в котором сера сжигается в кислородсодержащем газе, состоящем, главным образом, из воздуха, технологический процесс по изобретению способен образовывать существенно больше пара высокого давления на единицу произведенной серной кислоты. Например, где по меньшей мере 60% тепла СРТ извлекается при нагревании подпиточной котловой воды котла(ов)-утилизатора(ов), в котором(ых) пар образуется за счет охлаждения SO2 топочного газа, по меньшей мере около 1,45, более, как правило, по меньшей мере около 1,55 и вплоть до 1,7 тонны ≥40 бар пара на тонну серной кислоты производится с применением только технологического нагревания, возникшего внутри установки для нагревания подпиточной котловой воды и образования пара высокого давления. Для предназначения в данном отношении и в других отношениях, применяемое в контексте данного изобретения "технологическая теплота, возникшая внутри установки" включает: (1) теплоту сгорания серы в кислородсодержащем газе; (2) теплоту превращения SO2 в SO3; (3) теплоту абсорбции SO3 серной кислотой; и (4) в тех вариантах реализации изобретения, где водяной пар вводится в конверсионный газ в или выше по течению абсорбционной зоны рекуперации тепла: (а) теплоту образования паровой фазы серной кислоты за счет реакции водяного пара с триоксидом серы; (b) теплоту конденсации серной кислоты в абсорбционной зоне рекуперации тепла; и (с) теплоту конденсации водяного пара в абсорбционной зоне рекуперации тепла. Хотя воздействие относительно невелико, технологическая теплота, возникшая внутри установки может также включать (5) конденсацию влаги из воздуха для сжигания в сушильной колонне, при этом контур кислоты сушильной колонны интегрирован в контур абсорбционной кислоты, как в вариантах реализации изобретения, проиллюстрированных на Фиг. 1 и 4. "Теплота СРТ" содержит составные части (3), (4) и (5) произведенного технологическим процессом тепла.

[0145] Когда по меньшей мере 60% теплоты СРТ извлекается при нагревании подпиточной котловой воды котла(ов)-утилизатора(ов), по меньшей мере 1,45 тонны пара ≥40 бар производится на тонну серной кислоты от передачи только компонента технологической теплоты, возникшей внутри установки, состоящей из теплоты сгорания серы плюс теплоты СРТ (т.е. вся технологическая теплота, возникшая внутри установки, кроме теплоты превращения SO2 в SO3); и по меньшей мере 1,45 тонны пара ≥40 бар производится на тонну продукционной серной кислоты от передачи только компонента технологической теплоты, возникшей внутри установки, состоящей из теплоты сгорания серы в воздухе, теплоты рекуперации тепла абсорбции первичной абсорбционной кислотой, теплоты образования паровой фазы серной кислоты, конденсации воды в абсорбционной зоне рекуперации тепла, и конденсации серной кислоты в абсорбционной зоне рекуперации тепла (т.е. теплота сгорания серы плюс вся теплота СРТ, кроме теплоты сушильной колонны).

[0146] Даже без введения водяного пара в конверсионный газ в или выше по течению от абсорбционной зоны рекуперации тепла, по меньшей мере 1,45 тонны пара ≥40 бар производится на тонну продукционной серной кислоты от передачи только компонента технологической теплоты, возникшей внутри установки, состоящей из теплоты сгорания серы в воздухе и теплоты абсорбции в абсорбционной кислоте первичной рекуперации тепла.

[0147] Вариант реализации изобретения технологического процесса, который описан на основании Фиг. 1-3, приближается к оптимальному образованию пара из компонентов технологической теплоты, возникшей внутри установки, которая включает некоторое количество или всю теплоту окисления SO2 до SO3, сохраняя всю или часть этого энергетического компонента для дополнительного нагревания подпиточной котловой воды в экономайзере ниже по течению от описанного выше ряда теплообменников относительно к потоку подпиточной котловой воды, и/или для перегревания пара высокого давления. В варианте реализации изобретения, проиллюстрированном на данных схемах, где высокая процентная доля SO3 реакционной воды подводится в виде водяного пара, например, путем введения пара низкого давления в емкость закачивания пара 31 процесса по Фиг. 1, по меньшей мере 1,4 тонны, более, как правило, по меньшей мере около 1,5 тонны, или вплоть до 1,6 тонны пара ≥40 бар может образовываться на тонну продукционной серной кислоты из компонента технологической теплоты, возникшей внутри установки в результате только от сжигания серы в воздухе, теплоты абсорбции, теплоты образования паровой фазы серной кислоты, теплоты конденсации серной кислоты, теплоты конденсации воды, и конденсации влаги в сушильной колонне, с теплотой реакции SO2→SO3 будучи исключительно для перегревания пара высокого давления. Помимо устранения теплоты окисления SO2 до SO3, приращение между около 0,2 и около 0,4 тонны на тонну пара ≥40 бар объясняется в данном случае извлечением теплоты образования паровой фазы серной кислоты, SO3 энергией абсорбции и конденсации серной кислоты в виде пара ≥40 бар.

[0148] Оценки образования пара высокого давления, описанные в данном документе, не только исключительно для любого извлечения теплоты окисления SO2 до SO3, но также полезны для любой теплоты, получаемой из постороннего источника для создания пара низкого давления для введения в конверсионный газ выше по течению от абсорбционной зоны рекуперации тепла. Вместо того чтобы полагаться на такой посторонний источник, в процессе по изобретению предпочтительно образуется инжекционный пар в деаэраторе для подпиточной котловой воды, которая была первоначально нагрета за счет передачи тепла от абсорбционной кислоты.

[0149] Предпочтительно, по меньшей мере 1,45 тонны пара ≥40 бар, или между около 1,55 и около 1,65 тонны пара, имеющего давление между 40 и 70 бар, может быть произведено на тонну серной кислоты от сжигания, абсорбции, конденсации серной кислоты и конденсации воды в осуществлении парового введения в вариантах реализации изобретения. На самом деле, по меньшей мере 1,4 ≥50 бар пара, или между 1,4 и около 1,65 тонны ≥50 бар пара может быть получено на тонну продукционной серной кислоты в технологическом способе, проиллюстрированном на Фиг. 1-3 или 4 и 5. Сопоставимая производительность может быть достигнута в процессе, проиллюстрированном на Фиг. 6-8, путем сведения к минимуму доли кислоты СРТ, которая передается через котел СРТ 244 и увеличения до максимальной доли кислоты СРТ, которая содержит долю потока передней кислоты, проходящей через теплообменники 243, 244, 255, 257 и 267.

[0150] Технологический процесс в контексте данного изобретения может быть реализован в любом сернокислотном производственном объекте с влажным газом или сухим газом. Работа в режиме сухого газа предлагает значительные преимущества и является предпочтительной. Технологический процесс сухого газа, как правило, более надежный в эксплуатации и безопасный в работе, чем процесс влажного газа. В процессах влажного газа всегда существует риск того, что сильно коррозионная относительно разбавленная серная кислота может конденсироваться на металлических поверхностях по ходу газового потока, из-за, например, присутствия холодных зон на стенках каналов, стенках сосудов или трубках теплообменника, или в результате незапланированного отключения из-за перерыва в энергоснабжении, и т.д.

[0151] При работе с сухим газом тепло извлекают из нескольких источников, таким образом, минимизируя потребление мощности на линии электропитания или углеводородных топлив. Сухой воздух для сжигания собирает теплоту конденсации паров воды из окружающего воздуха, а также, теплоту компрессии, которая образуется, когда давление сухого воздуха поднимается до давления печи для сожжения серы. Из теплоты системы конверсии абсорбционной кислоты подпиточная котловая вода в достаточной мере собирает теплоту, полученную из образования паровой фазы серной кислоты в реакции SO3 с введенной водой, теплоту конденсации серной кислоты и теплоту абсорбции непрореагировавшего SO3 в конверсионном газе, подаваемом в абсорбционную зону рекуперации тепла. Часть теплоты превращения SO2 в SO3 извлекается в экономайзере за счет дальнейшего нагревания подпиточной котловой воды, вышедшей из ряда теплообменников, в которых она была нагрета за счет передачи тепла от рекуперации тепла абсорбционной кислоты. При передаче тепла от этих различных источников к подпиточной котловой воде высокого давления, например, при 900 фунтах на квадратный дюйм, энергия от всех этих источников извлекается в виде пара высокого давления. Теплота превращения SO2 в SO3 применяется для перегревания пара.

[0152] При тщательно выстроенном ряде теплообменников для постепенной передачи тепла от рекуперации тепла абсорбционной кислоты к подпиточной котловой воде, положительный Δt сохраняется на протяжении всей последовательности и подпиточная котловая вода доводится вплотную до ее точки кипения при давлении, приравненном к давлению пара высокого давления, например, 900 фунтов на квадратный дюйм.

[0153] Пар высокого давления, образованный в процессе, может быть использован для управления турбиной для производства электроэнергии, которая может применяться на объектах либо в местах, где находится установка серной кислоты, или экспортироваться на коммерческую электрическую сеть.

[0154] Еще одним важным преимуществом некоторых предпочтительных вариантов реализации процесса является использование только одной абсорбционной системы для абсорбции SO3 из конверсионного газа. Таким образом, газ, выходящий из абсорбционной системы рекуперации тепла, содержащей абсорбционную зону рекуперации тепла и, в некоторых случаях, зону вторичной абсорбции, как описано выше, удаляется из процесса без возврата газа в реактор для прохождения через другую каталитическую зону конверсии, т.е. отсутствует стадия промежуточной абсорбции в этом предпочтительном варианте реализации новых процессов, описанных в данном документе. Это позволяет избежать капитальных инвестиций в промежуточную абсорбционную колонну и дает уверенность, что максимальный объем обогащенной абсорбционной кислоты с высокой температурой соответствует техническим требованиям для передачи теплоты SO3 абсорбции и конденсации серной кислоты к подпиточной котловой воде высокого давления. Это гарантирует в целом благоприятный среднелогарифмический Δt через последовательно соединенные теплообменники ряда теплообменников, применяемых для передачи теплоты к подпиточной котловой воде высокого давления.

[0155] Устранение промежуточной абсорбции может незначительно увеличить содержание диоксида серы в остаточном газе технологического процесса. Однако, как описано выше, количество SO2 в остаточном газе может быть удалено и извлечено прохождением газа через SO2 абсорбер и отгонкой SO2 из полученного абсорбционного упаренного раствора, например, в соответствии с технологическими процессами абсорбции и отгонки, всевозможно описанными в находящихся в процессе одновременного рассмотрения и совместно переданных заявках на выдачу №США 2012/0107209 A1, основанных на предварительной заявке США с серийным №61/408420, внесенной в реестр 29 октября 2010 года, предварительной заявке США с серийным номером 61/641833, внесенной в реестр 2 мая 2012 года (Attorney Docket №ENV 10308) и предварительной заявке США с серийным номером 61/793571, внесенной в реестр 15 марта 2013 года (Attorney Docket №ENV 10309), описание каждой из которых включено в настоящий документ в качестве ссылки в полном объеме. Поскольку контактный процесс серной кислоты, имеющий только одну систему абсорбции триоксида серы, описанный в настоящем документе, в сочетании с процессом извлечения диоксида серы, описанным в любой из предварительных заявок США с серийными номерами 61/641833 или 61/793571 (Attorney Docket номера ENV 10308 или ENV 10309), оба достигли очень высокой энергоэффективности и низких выбросов SO2. Внешние энергетические потребности могут быть существенно устранены, и требования к охлаждению воды почти так же. Единственный объект для потери энергии из системы в окружающую среду находится в конденсаторе продуктов верха колонны, образующихся при отгонке конденсата, который конденсируется из SO2 потока, извлеченного в системе SO2 абсорбции и отгонки, которая объединена с контактным сернокислотным процессом.

[0156] В других предпочтительных вариантах реализации настоящего изобретения процесс, описанный в общих чертах выше, и, в частности, со ссылкой на Фиг. 1-8, может быть реализован в процессе, где система абсорбции СРТ работает под давлением, т.е. зона рекуперации тепла размещается в емкости рекуперации тепла, как правило, абсорбционной колонне, которая работает под давлением. Предпочтительно, рабочее давление производится в емкости рекуперации тепла, которая дополнительно содержит зону вторичной абсорбции, в которой газовый поток, выходящий из зоны первичной абсорбции, контактирует со вторичной абсорбционной кислотой для охлаждения и извлечения остаточного SO3 из потока отходящих газов. Предпочтительно, давление в емкости рекуперации тепла находится в диапазоне от 3 до 15 фунтов на квадратный дюйм, более предпочтительно около 5 до около 15 фунтов на квадратный дюйм, наибольшее, как правило, от около 10 до около 15 фунтов на квадратный дюйм. Это существенно снижает объем потока газа, позволяет размещение умеренно повышенного градиента давления через систему, все это работает на снижение необходимого размера абсорбционной колонны из дорогого сплава, содержащейся в зонах рекуперации тепла и вторичной абсорбции.

1. Технологический способ производства серной кислоты, включающий:

контактирование первичного газа, содержащего триоксид серы, в первичной абсорбционной зоне рекуперации тепла с потоком кислоты, абсорбирующей триоксид серы, содержащим жидкую серную кислоту, таким образом происходит передача триоксида серы из первичного газа в поток абсорбционной кислоты и нагревание указанного потока абсорбционной кислоты теплотой абсорбции;

передачу тепла от указанного потока абсорбционной кислоты к потоку подпиточной котловой воды через ряд теплообменников, которые последовательно установлены как по отношению к потоку подпиточной котловой воды, так и к потоку абсорбционной кислоты, и по отношению к которым указанный поток абсорбционной кислоты и поток подпиточной котловой воды протекают противотоком;

допускание мгновенного превращения в пар указанного потока подпиточной котловой воды в зоне пониженного давления по пути течения подпиточной котловой воды между двумя последовательными теплообменниками в указанном последовательном соединении, таким образом, образование пара и охлаждение потока подпиточной котловой воды в зоне пониженного давления;

отделение пара, образованного в указанной зоне пониженного давления, от охлажденного потока подпиточной котловой воды;

извлечение в полезной форме энергии из пара, образованного в указанной зоне пониженного давления;

повышение давления указанного охлажденного потока подпиточной котловой воды;

передачу указанного потока подпиточной котловой воды с повышенным давлением к другому теплообменнику в указанном последовательном соединении ниже по потоку от указанной зоны пониженного давления относительно потока подпиточной котловой воды;

нагревание указанного потока подпиточной котловой воды с повышенным давлением в указанном другом теплообменнике за счет передачи тепла от указанной абсорбционной кислоты;

получение пара от потока жидкой воды с повышенным по меньшей мере до 4000 кПа (40 бар) давлением в котле, который находится за пределами указанного ряда и ниже по потоку от указанного другого теплообменника, по отношению к потоку подпиточной котловой воды; и

циркуляцию указанного потока абсорбционной кислоты от указанных последовательно соединенных теплообменников назад в указанную абсорбционную зону рекуперации тепла.

2. Технологический способ по п. 1, отличающийся тем, что по меньшей мере 60% теплоты абсорбции, полученной в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла, передается от указанной абсорбирующей триоксид серы жидкости к указанному потоку подпиточной котловой воды в указанном ряде теплообменников и извлекается в виде пара, имеющего давление по меньшей мере 4000 кПа (40 бар), образованного в указанном котле.

3. Технологический способ по п. 2, отличающийся тем, что по меньшей мере 85% теплоты абсорбции, полученной в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла, передается от указанной абсорбирующей триоксид серы кислоты к указанному потоку подпиточной котловой воды в указанном ряде теплообменников и извлекается в виде пара, образованного в указанной зоне пониженного давления, плюс пара, имеющего давление по меньшей мере 4000 кПа (40 бар), образованного в указанном котле.

4. Технологический способ по п. 2, отличающийся тем, что указанный первичный газ дополнительно содержит водяной пар и/или пар серной кислоты, и указанную абсорбционную кислоту дополнительно нагревают в указанной зоне рекуперации тепла за счет теплоты конденсации водяного пара и/или серной кислоты, которая там переходит из газовой фазы в жидкую фазу.

5. Технологический способ по п. 1, отличающийся тем, что по меньшей мере 60% теплоты образования паровой фазы серной кислоты, теплоты абсорбции и теплоты конденсации, полученных в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла, передается от указанной абсорбционной кислоты триоксида серы к указанному потоку подпиточной котловой воды в указанном ряде теплообменников и извлекается в виде пара, имеющего давление по меньшей мере 4000 кПа (40 бар), образованного в указанном котле.

6. Технологический способ по п. 5, отличающийся тем, что по меньшей мере 85% теплоты образования паровой фазы серной кислоты, теплоты абсорбции и теплоты конденсации, полученных в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла, передается от указанной абсорбционной кислоты триоксида серы к указанному потоку подпиточной котловой воды в указанном ряде теплообменников и извлекается в виде пара, образованного в указанной зоне пониженного давления, плюс пара, имеющего давление по меньшей мере 4000 кПа (40 бар), образованного в указанном котле.

7. Технологический способ по п. 1, отличающийся тем, что пар, образованный в указанной зоне пониженного давления, извлекается при деаэрации указанной подпиточной котловой воды.

8. Технологический способ по п. 7, отличающийся тем, что указанная зона пониженного давления содержит деаэратор, при этом поток подпиточной котловой воды становится деаэрированным сразу после его мгновенного превращения в пар.

9. Технологический способ по п. 1, отличающийся тем, что пар, мгновенно образованный из указанного потока подпиточной котловой воды в указанной зоне пониженного давления, вводится в первичный газ триоксида серы выше по течению от указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла.

10. Технологический способ по п. 1, отличающийся тем, что указанное мгновенное парообразование подпиточной котловой воды в указанной зоне пониженного давления, по существу, адиабатное.

11. Технологический способ по п. 1, отличающийся тем, что указанный первичный газ триоксида серы представляет собой конверсионный газ, полученный в процессе, который включает контактирование сырьевого газа, содержащего диоксид серы, с кислородом в присутствии катализатора, окисляя таким образом диоксид серы до триоксида серы.

12. Технологический способ по п. 11, отличающийся тем, что водяной пар вводится в конверсионный газ выше по течению от указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла в пропорции, достаточной, чтобы увеличить эквивалентное содержание паров воды в газе до по меньшей мере около 0,60 моль на моль общего эквивалентного содержания газа триоксида серы в газе, поступающем в абсорбционную зону рекуперации тепла.

13. Технологический способ по п. 12, отличающийся тем, что водяной пар вводится в конверсионный газ в пропорции, достаточной, чтобы увеличить эквивалентное содержание водяного пара в газе, поступающем в абсорбционную зону рекуперации тепла до по меньшей мере около 0,80 моль на моль общего содержания эквивалентна триоксида серы из газа, поступающего в абсорбционную зону рекуперации тепла.

14. Технологический способ по п. 11, отличающийся тем, что перед введением водяного пара в указанный конверсионный газ, указанный конверсионный газ охлаждается за счет передачи тепла другой текучей среде.

15. Технологический способ по п. 14, отличающийся тем, что охлаждение указанного конверсионного газа содержит передачу тепла к подпиточной котловой воде в экономайзере, который установлен ниже по течению от указанного ряда теплообменников относительно потока подпиточной котловой воды.

16. Технологический способ по п. 14, отличающийся тем, что производство указанного конверсионного газа содержит каталитическое окисление диоксида серы, который был получен сжиганием серы в печи для сожжения серы.

17. Технологический способ по п. 16, отличающийся тем, что охлаждение указанного конверсионного газа содержит передачу тепла к воздуху для сжигания в указанной печи для сожжения серы.

18. Технологический способ по п. 16, отличающийся тем, что воздух для сжигания в указанной печи для сожжения серы нагревается за счет передачи тепла от указанной абсорбционной кислоты.

19. Технологический способ по любому из пп. 1-18, отличающийся тем, что пар, мгновенно образованный из указанного потока подпиточной котловой воды в указанной зоне пониженного давления, применяется для отгонки диоксида серы из абсорбционного упариваемого раствора диоксида серы, полученного абсорбцией диоксида серы из содержащего диоксид серы потока газа жидкой абсорбционной средой, содержащей сорбент для диоксида серы.

20. Технологический способ по п. 19, отличающийся тем, что указанный поток загрязненного газа содержит остаточный газ из абсорбера, при этом триоксид серы абсорбируется серной кислотой.

21. Технологический способ по п. 20, отличающийся тем, что указанный абсорбер триоксида серы образовывает указанную абсорбционную зону рекуперации тепла.

22. Технологический способ по п. 1, отличающийся тем, что поток газа, выходящий из указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла, контактирует с потоком вторичной абсорбционной жидкой кислоты в зоне вторичной абсорбции, при этом остаточный SO3, содержащийся в потоке газа, поступающем в указанную зону вторичной абсорбции, извлекается как серная кислота во вторичной абсорбционной кислоте.

23. Технологический способ по п. 1, отличающийся тем, что указанные последовательно соединенные теплообменники, относительно которых указанный поток абсорбционной кислоты триоксида серы и указанный поток подпиточной котловой воды проходят противотоком, содержат первый теплообменник, в котором указанный поток сжатой подпиточной котловой воды нагревается до температуры по меньшей мере около 204ºС (400°F), и второй теплообменник, работающий с подпиточной котловой водой меньшего давления, в котором указанный поток подпиточной котловой воды нагревается до температуры выше нормальной температуры кипения, при этом указанный второй теплообменник находится выше по течению, и указанный первый теплообменник находится ниже по течению от указанной зоны пониженного давления относительно течения потока указанной подпиточной котловой воды, и указанный первый теплообменник находится выше по течению от указанного второго теплообменника относительно течения указанной абсорбционной кислоты.

24. Технологический способ по п. 23, отличающийся тем, что указанный ряд теплообменников дополнительно содержит охладитель продукционной кислоты, через который проходит часть кислоты, выходящей из указанного второго теплообменника, при этом указанная часть охлаждается в указанном охладителе продукционной кислоты и после этого удаляется из процесса как продукционная кислота, а указанный охладитель продукционной кислоты расположен выше по течению от указанного второго теплообменника относительно направления течения подпиточной котловой воды и ниже по течению от указанного второго теплообменника относительно течения абсорбционной кислоты.

25. Технологический способ по п. 23, отличающийся тем, что абсорбционная кислота, выходящая из указанного второго теплообменника, разделяется на первичную абсорбционную кислоту, которая рециркулирует к указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла и текущему вперед потоку кислоты, при этом указанный текущий вперед поток кислоты передает тепло к потоку указанной подпиточной котловой воды в третьей системе теплообмена, при этом кислота продолжает охлаждаться и поток подпиточной котловой воды, выходящий из указанного охладителя продукционной кислоты, нагревается до температуры выше нормальной температуры кипения.

26. Технологический способ по п. 25, отличающийся тем, что указанная третья система теплопередачи содержит множество последовательно связанных теплообменников, относительно которых поток подпиточной котловой воды и текущий вперед поток кислоты проходят противотоком.

27. Технологический способ по п. 25, отличающийся тем, что указанный поток подпиточной котловой воды, протекающий через указанную третью систему теплопередачи, находится под давлением, достаточным для поддержания его, по существу, в жидком состоянии перед входом в указанную зону пониженного давления.

28. Технологический способ по любому из пп. 25-27, отличающийся тем, что указанная подпиточная котловая вода, текущая из указанной третьей системы теплопередачи к указанному второму теплообменнику, проходит через теплообменник, расположенный вне указанного ряда, при этом поток подпиточной котловой воды нагревается за счет передачи тепла от текучей среды, отличающейся от указанной абсорбционной кислоты триоксида серы.

29. Технологический способ по п. 28, отличающийся тем, что указанная другая текучая среда содержит абсорбционную среду регенерированного диоксида серы, полученную нагреванием абсорбционного упариваемого раствора диоксида серы для извлечения диоксида серы из него, при этом указанный упариваемый раствор диоксида серы был получен в процессе, состоящем из абсорбции диоксида серы из потока диоксид серы содержащего газа жидкой абсорбционной средой, содержащей сорбент для диоксида серы.

30. Технологический способ по п. 29, отличающийся тем, что указанный поток загрязненного газа содержит остаточный газ абсорбера, при этом триоксид серы абсорбируется серной кислотой.

31. Технологический способ по п. 30, отличающийся тем, что указанный абсорбер триоксида серы содержит указанную первичную абсорбционную зону рекуперации тепла.

32. Технологический способ по п. 22, отличающийся тем, что поток газа, выходящий из указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла, контактирует с вторичной абсорбционной кислотой в зоне вторичной абсорбции, и указанный текущий вперед поток кислоты, выходящий из указанной третьей системы теплопередачи, разделяется с образованием указанного потока продукционной кислоты и потока вторичной абсорбционной кислоты триоксида серы, который рециркулирует к указанной зоне вторичной абсорбции.

33. Технологический способ по п. 20, отличающийся тем, что приготовление указанного сырьевого потока диоксида серы состоит из сжигания источника серы в газе, содержащем воздух, и часть указанной вторичной кислоты циркулирует через сушильную колонну топочного газа.

34. Технологический способ по п. 33, отличающийся тем, что тепло передается от указанной вторичной абсорбционной кислоты к указанному потоку подпиточной котловой воды в четвертой системе теплопередачи, содержащей охладитель вторичной абсорбционной кислоты, при этом указанный охладитель вторичной абсорбционной кислоты расположен ниже по течению от указанного охладителя продукционной кислоты и выше по течению от указанной третьей системы теплопередачи относительно течения подпиточной котловой воды, и ниже по течению от указанной третьей системы теплопередачи, а также параллельно с указанным охладителем продукционной кислоты относительно течения указанной вторичной кислоты.

35. Технологический способ по п. 34, отличающийся тем, что кислота, выходящая из указанной третьей системы теплопередачи, направляется в общий резервуар, из которого указанная продукционная кислота, указанная вторичная абсорбционная кислота и кислота для указанной сушильной колонны отводятся и к которому кислота из сушильной колонны возвращается.

36. Технологический способ по п. 1, отличающийся тем, что указанный котёл является котлом-утилизатором, в котором указанный поток подпиточной котловой воды превращается в пар, имеющий давление более чем 4000 кПа (40 бар), за счет передачи тепла от топочного газа, полученного сжиганием источника серы в содержащем кислород газе.

37. Технологический способ по п. 36, отличающийся тем, что указанный топочный газ содержит кислород и после выхода из указанного котла-утилизатора контактирует с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы, образуя таким образом конверсионный газ, содержащий триоксид серы, который контактирует с указанной абсорбционной кислотой триоксида серы в указанной первичной зоне рекуперации тепла.

38. Технологический способ по п. 37, отличающийся тем, что указанный конверсионный газ, содержащий триоксид серы, образуется в каталитическом реакторе, содержащем несколько зон каталитической конверсии, конверсионный газ из указанного реактора и содержащий по меньшей мере около 3 объемных процентов триоксида серы, направляется в указанную абсорбционную зону рекуперации тепла, и газ, выходящий из указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла, не направляется в следующую каталитическую конверсионную зону для дальнейшего превращения остаточного диоксида серы в указанном отходящем газе в триоксид серы.

39. Технологический способ по п. 37, отличающийся тем, что указанный конверсионный газ, содержащий триоксид серы, образуется в каталитическом реакторе, содержащем несколько зон каталитической конверсии, конверсионный газ из указанного реактора поставляется, по существу, исключительно в указанную абсорбционную зону рекуперации тепла, и газ, выходящий из указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла, не направляется в следующую каталитическую конверсионную зону для дальнейшего превращения остаточного диоксида серы в указанном отходящем газе в триоксид серы.

40. Технологический способ по п. 37, отличающийся тем, что указанный конверсионный газ, содержащий триоксид серы, образуется в каталитическом реакторе, содержащем несколько последовательно соединенных зон каталитической конверсии, конверсионный газ только из последней зоны каталитической конверсии контактирует с серной кислотой для абсорбции триоксида серы из него, и газ, выходящий из указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла, не направляется в следующую каталитическую конверсионную зону для дальнейшего превращения остаточного диоксида серы в указанном отходящем газе в триоксид серы.

41. Технологический способ по любому из пп. 37-40, отличающийся тем, что остаточный газ, содержащий диоксид серы, содержащийся в газовом потоке, выходящем из указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла, контактирует в абсорбере диоксида серы с абсорбционной средой диоксида серы, содержащей сорбент для диоксид серы, образуя таким образом абсорбционный упариваемый раствор диоксида серы, и указанный упариваемый раствор диоксида серы нагревают для извлечения диоксида серы из него.

42. Технологический способ по п. 41, отличающийся тем, что при нагревании указанного упариваемого раствора диоксида серы для извлечения диоксида серы образуется регенерированная абсорбционная среда диоксида серы, которая рециркулирует к указанному абсорберу диоксида серы для абсорбции диоксида серы из следующего потока указанного остаточного газа.

43. Технологический способ по п. 41, отличающийся тем, что подпиточная котловая вода, протекающая через указанный ряд теплообменников, проходит через шестой теплообменник вне указанного ряда, при этом поток подпиточной котловой воды нагревается за счет передачи тепла от указанной регенерированной абсорбционной среды диоксида серы или за счет передачи тепла от потока газа, содержащего диоксид серы, отогнанный из указанного абсорбционного упариваемого раствора, и водяной пар, который сконденсировался в указанном шестом теплообменнике.

44. Технологический способ по п. 43, отличающийся тем, что указанный пятый теплообменник установлен между указанным вторым теплообменником и указанной третьей системой теплопередачи относительно течения указанного потока подпиточной котловой воды.

45. Технологический способ по п. 36, отличающийся тем, что сера сжигается в кислородсодержащем газе, состоящем в основном из воздуха, указанный способ способен производить по меньшей мере 1,45 кг пара с давлением ≥4000 кПа на кг (1,45 тонны пара с давлением ≥40 бар на тонну) серной кислоты от передачи только технологической теплоты, возникшей внутри установки.

46. Технологический способ по п. 45, который способен производить по меньшей мере 1,45 кг пара с давлением ≥4000 кПа на кг (1,45 тонны пара с давлением ≥40 бар на тонну) серной кислоты от передачи только компонента технологической теплоты, возникшей внутри установки, состоящей из теплоты горения от сжигания серы в кислородсодержащем газе, теплоты образования паровой фазы серной кислоты, рекуперации тепла абсорбции триоксида серы указанной первичной абсорбционной кислотой, конденсации воды в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла, конденсации серной кислоты в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла и конденсации влаги из воздуха в серной кислоте в сушильной колонне.

47. Технологический способ по п. 45, который способен производить по меньшей мере 1,45 кг пара на кг (1,45 тонны пара на тонну) серной кислоты от передачи только компонента технологической теплоты, возникшей внутри установки, состоящей из теплоты горения от сжигания серы в кислородсодержащем газе, теплоты образования паровой фазы серной кислоты, рекуперации тепла абсорбции триоксида серы в указанной первичной абсорбционной кислоте, конденсации воды в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла и конденсации серной кислоты в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла.

48. Технологический способ по п. 45, который способен производить по меньшей мере 1,45 кг пара на кг (1,45 тонны пара на тонну) серной кислоты от передачи только компонента технологической теплоты, возникшей внутри установки, состоящей из теплоты горения от сжигания серы в кислородсодержащем газе и рекуперации тепла абсорбции триоксида серы в указанной первичной абсорбционной кислоте.

49. Технологический способ по любому из пп. 45-48, отличающийся тем, что передача к подпиточной воде котла-утилизатора теплоты образования паровой фазы серной кислоты, теплоты абсорбции триоксида серы в указанной абсорбционной кислоте в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла, конденсация воды в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла и конденсация серной кислоты в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла приводит в результате к получению добавленного приращения по меньшей мере около 0,2 кг пара с давлением ≥4000 кПа от указанного котла-утилизатора на кг (0,2 тонны пара с давлением ≥40 бар от указанного котла-утилизатора на тонну) произведенной серной кислоты.

50. Технологический способ по любому из пп. 45-48, отличающийся тем, что передача к подпиточной воде котла-утилизатора теплоты абсорбции триоксида серы в указанной абсорбционной кислоте в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла приводит в результате к получению добавленного приращения до 0,2 кг пара с давлением ≥4000 кПа от указанного котла-утилизатора на кг (0,2 тонны пара с давлением ≥40 бар от указанного котла-утилизатора на тонну) произведенной серной кислоты.

51. Технологический способ по любому из пп. 45-48, отличающийся тем, что указанная абсорбционная зона рекуперации тепла заключается в емкости рекуперации тепла, которая работает при давлении газа между около 21 кПа (изб.) и около 103 кПа (изб.) (около 3 и около 15 фунтов на квадратный дюйм (изб.)).

52. Технологический способ по п. 51, отличающийся тем, что указанная емкость рекуперации тепла дополнительно содержит вторичную зону абсорбции, при этом поток газа, выходящий из абсорбционной зоны рекуперации тепла, контактирует с вторичной абсорбционной кислотой для охлаждения и извлечения остаточного SO3 из указанного потока отходящего газа.

53. Технологический способ по п. 45, отличающийся тем, что воздух для сжигания серы нагревается за счет передачи тепла от указанной абсорбционной кислоты.

54. Технологический способ по п. 53, отличающийся тем, что тепло передается к указанному воздуху для сжигания и от указанного конверсионного газа, и от указанной абсорбционной кислоты.

55. Технологический способ производства серной кислоты, включающий:

контактирование первичного газа, содержащего триоксид серы, в первичной абсорбционной зоне рекуперации тепла с потоком кислоты, абсорбирующей триоксид серы, содержащим жидкую серную кислоту, таким образом происходит передача триоксида серы из первичного газа в поток абсорбционной кислоты и нагревание указанного потока абсорбционной кислоты теплотой абсорбции;

передачу тепла от указанного потока абсорбционной кислоты к потоку подпиточной котловой воды, тем самым нагревая поток подпиточной котловой воды до температуры по меньшей мере около 190°С (375°F); и

последующую доставку нагретой подпиточной котловой воды в котел, в котором из нагретого потока подпиточной котловой воды образуется пар с давлением по меньшей мере 4000 кПа (40 бар);

при этом по меньшей мере около 75% теплоты абсорбции, полученной в абсорбционной зоне рекуперации тепла, извлекается в виде пара, имеющего давление по меньшей мере 4000кПа (40 бар), образованного в указанном котле.

56. Способ по п. 55, отличающийся тем, что указанный первичный газ дополнительно содержит водяной пар и/или пары серной кислоты, и указанную абсорбционную кислоту дополнительно нагревают в указанной зоне рекуперации за счет теплоты образования паровой фазы серной кислоты и теплоты конденсации водяного пара и/или серной кислоты, которая там переходит из газовой фазы в жидкую фазу.

57. Технологический способ по п. 56, отличающийся тем, что по меньшей мере 75% теплоты образования паровой фазы серной кислоты и теплоты абсорбции и конденсации, полученной в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла, передается от указанной абсорбционной кислоты триоксида серы к указанному потоку подпиточой котловой воды и извлекается в виде пара, имеющего давление по меньшей мере 4000 кПа (40 бар), который образуется в указанном котле.

58. Технологический способ по п. 55, отличающийся тем, что поток газа, выходящий из указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла, контактирует с вторичной абсорбционной кислотой в зоне вторичной абсорбции, при этом остаточный SO3, содержащийся в потоке газа, поступающем в указанную зону вторичной абсорбции, извлекается как серная кислота во вторичной абсорбционной кислоте.

59. Технологический способ по п. 55, отличающийся тем, что нагревание указанной подпиточной котловой воды дополнительно включает прохождение потока подпиточной котловой воды через теплообменник, в котором она нагревается за счет передачи тепла от текучей среды, отличающейся от указанной абсорбционной кислоты триоксида серы.

60. Технологический способ по п. 59, отличающийся тем, что указанная другая текуча среда содержит абсорбционную среду регенерированного диоксида серы, полученную нагреванием абсорбционного упариваемого раствора диоксида серы для извлечения диоксида серы из него, при этом указанный упариваемый раствор диоксида серы был получен в процессе, состоящем из абсорбции диоксида серы из потока диоксид серы содержащего газа жидкой абсорбционной средой, содержащей сорбент для диоксида серы.

61. Способ по п. 60, отличающийся тем, что указанный поток загрязняющего газа содержит остаточный газ из абсорбера, отличающийся тем, что триоксид серы абсорбируется серной кислотой.

62. Технологический способ по п. 61, отличающийся тем, что указанный абсорбер триоксида серы содержит указанную абсорбционную зону рекуперации тепла.

63. Технологический способ по п. 55, отличающийся тем, что указанный газ - источник триоксида серы представляет собой конверсионный газ, полученный в процессе, состоящем из контактирования сырьевого газа, содержащего диоксид серы, с кислородом в присутствии катализатора, окисляя таким образом диоксид серы до триоксида серы.

64. Технологический способ по п. 63, отличающийся тем, что приготовление указанного сырьевого газа диоксида серы включает сжигание источника серы в газе, содержащем воздух.

65. Технологический способ по п. 64, отличающийся тем, что указанный котёл является котлом-утилизатором, в котором указанный поток подпиточной котловой воды превращается в пар, имеющий давление более чем 4000кПа (40 бар), за счет передачи тепла от топочного воздуха, полученного сжиганием указанного источника серы.

66. Технологический способ по любому из пп. 55-65, отличающийся тем, что остаточный газ, содержащий диоксид серы, содержащийся в газовом потоке, выходящем из указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла, контактирует в абсорбере диоксида серы с абсорбционной средой диоксида серы, содержащей сорбент для диоксид серы, образуя таким образом абсорбционный упариваемый раствор диоксида серы, и указанный упариваемый раствор диоксида серы нагревают для извлечения диоксида серы из него.

67. Технологический способ по п. 66, отличающийся тем, что при нагревании указанного упариваемого раствора диоксида серы для извлечения диоксида серы образуется регенерированная абсорбционная среда диоксида серы, которая рециркулирует к указанному абсорберу диоксида серы для абсорбции диоксида серы из следующего потока указанного остаточного газа.

68. Технологический способ по п. 55, отличающийся тем, что по меньшей мере 75% теплоты абсорбции, образованной в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла, передается потоку подпиточной котловой воды в охладителе абсорбционной кислоты; и

давление указанной подпиточной котловой воды повышается по меньшей мере до 4000 кПа (40 бар) перед поступлением в охладитель абсорбционной кислоты.

69. Технологический способ по п. 55, отличающийся тем, что поток подпиточной котловой воды нагревается до температуры по меньшей мере 204ºС (400°F) за счет передачи теплоты от указанной абсорбционной кислоты в охладителе абсорбционной кислоты.

70. Технологический способ по п. 69, отличающийся тем, что по меньшей мере 85% теплоты абсорбции, полученной в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла, передается от указанной абсорбционной кислоты триоксида серы к указанному потоку подпиточной котловой воды и извлекается в виде пара, имеющего давление по меньшей мере 4000 кПа (40 бар), образованного в указанном котле.

71. Способ по п. 69, отличающийся тем, что указанный первичный газ дополнительно содержит водяной пар и/или пары серной кислоты и указанная абсорбционная кислота дополнительно нагревается в указанной зоне рекуперации тепла за счет теплоты образования паровой фазы серной кислоты и теплоты конденсации водяного пара и/или серной кислоты, которая там переходит из газовой фазы в жидкую фазу.

72. Технологический способ по п. 70, отличающийся тем, что по меньшей мере 85% теплоты абсорбции и конденсации, полученных в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла, передается от указанной абсорбционной кислоты триоксида серы к указанному потоку подпиточной котловой воды и извлекается в виде пара, имеющего давление по меньшей мере 4000 кПа (40 бар), образованного в указанном котле.

73. Технологический способ по любому из пп. 69-72, отличающийся тем, что указанный поток подпиточной котловой воды нагревается до температуры по меньшей мере 213ºС (415°F) за счет передачи тепла от указанной абсорбционной кислоты триоксида серы.

74. Технологический способ производства серной кислоты, включающий:

сжигание источника серы в газе, содержащем избыток кислорода, для получения топочного газа, состоящего из диоксида серы и кислорода;

прохождение указанного топочного газа через котёл-утилизатор, при этом теплота сжигания извлекается за счет передачи тепла к потоку подпиточной котловой воды для образования пара с давлением более чем 4000 кПа (40 бар);

контактирование указанного топочного газа с катализатором в последовательно соединенных каталитических зонах конверсии для превращения диоксида серы в триоксид серы, таким образом, получение конверсионного газа, содержащего триоксид серы;

контактирование указанного конверсионного газа с потоком абсорбционной кислоты триоксида серы, содержащим жидкую серную кислоту в абсорбционной зоне рекуперации тепла, таким образом происходит передача триоксида серы из первичного газа в поток абсорбционной кислоты и нагревание указанного потока абсорбционной кислоты теплотой абсорбции;

передачу тепла от указанного потока абсорбционной кислоты к потоку подпиточной котловой воды; и

последующую передачу указанного потока подпиточной котловой воды в указанный котёл-утилизатор для получения пара от нагретого потока подпиточной котловой воды с давлением по меньшей мере 4000 кПа (40 бар), при этом по меньшей мере около 75% теплоты абсорбции, образованной в указанной абсорбционной зоне рекуперации тепла, извлекается в виде пара, имеющего давление по меньшей мере 4000 кПа (40 бар), образованного в указанном котле; и

извлечение из процесса без дальнейшего контакта с катализатором, превращающим диоксид серы в триоксид серы, остаточного диоксида серы, содержащегося в газовом потоке, выходящем из указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла, причем

способ проводят в одной абсорбционной системе, в которой газовый поток, выходящий из зоны абсорбции триоксида серы, не возвращается в какую-либо каталитическую зону конверсии.

75. Технологический способ по п. 74, отличающийся тем, что указанный конверсионный газ, содержащий триоксид серы, образуется в каталитическом реакторе, содержащем несколько зон каталитической конверсии, конверсионный газ из указанного реактора и содержащий по меньшей мере около 3 объемных процентов или по меньшей мере около 4 объемных процентов триоксида серы, направляется в указанную абсорбционную зону рекуперации тепла, и газ, выходящий из указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла, не направляется в следующую каталитическую конверсионную зону для дальнейшего превращения остаточного диоксида серы в указанном отходящем газе в триоксид серы.

76. Технологический способ по п. 74, отличающийся тем, что указанный конверсионный газ, содержащий триоксид серы, образуется в каталитическом реакторе, содержащем несколько зон каталитической конверсии, конверсионный газ из указанного реактора поставляется, по существу, исключительно в указанную абсорбционную зону рекуперации тепла, и газ, выходящий из указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла, не направляется в следующую каталитическую конверсионную зону для дальнейшего превращения остаточного диоксида серы в указанном отходящем газе в триоксид серы.

77. Технологический способ по п. 74, отличающийся тем, что указанный конверсионный газ, содержащий триоксид серы, образуется в каталитическом реакторе, содержащем несколько зон каталитической конверсии, при этом конверсионный газ только из одной указанной зоны каталитической конверсии контактирует с серной кислотой для абсорбции триоксида серы из него и газ, выходящий из указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла, не направляется в следующую каталитическую конверсионную зону для дальнейшего превращения остаточного диоксида серы в указанном отходящем газе в триоксид серы.

78. Технологический способ по п. 74, отличающийся тем, что указанная одна абсорбционная система включает в себя зону первичной абсорбции, в которой указанный конверсионный газ контактирует с потоком жидкой серной кислоты, и зону вторичной абсорбции, в которой газ, выходящий из зоны первичной абсорбции, контактирует с жидкой серной кислотой, при этом газ, выходящий из зоны вторичной абсорбции, извлекается из процесса без дальнейшего контакта с катализатором, превращающим диоксид серы в триоксид серы.

79. Технологический способ по п. 78, отличающийся тем, что водяной пар вводится в конверсионный газ до контакта конверсионного газа с потоком абсорбционной кислоты в абсорбционной зоне рекуперации тепла.

80. Технологический способ по п. 55, отличающийся тем, что газ, выходящий из указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла, контактирует с жидкой серной кислотой в зоне вторичной абсорбции для абсорбции остаточного триоксида серы из газовой фазы.

81. Технологический способ по п. 55, отличающийся тем, что передача теплоты от указанного потока абсорбционной кислоты повышает температуру подпиточной котловой воды на от около 65°С до 104°С (от около 150°F до 220°F).

82. Технологический способ по п. 55, отличающийся тем, что первичный газ дополнительно содержит водяной пар и пар серной кислоты.

83. Технологический способ по п. 55, отличающийся тем, что водяной пар вводят в указанный первичный газ в пропорции, достаточной, чтобы увеличить эквивалентное содержание паров воды в газе до по меньшей мере 0,60 моль на моль общего эквивалентного содержания газа триоксида серы, до контактирования первичного газа с указанным потоком абсорбционной кислоты.

84. Способ по п. 83, отличающийся тем, что газ, выходящий из указанной абсорбционной зоны рекуперации тепла, контактирует с жидкой серной кислотой в зоне вторичной абсорбции для абсорбции остаточного триоксида серы из газовой фазы, при этом способ проводят в одной абсорбционной системе, в которой газовый поток, выходящий из зоны абсорбции триоксида серы, не возвращается в какую-либо каталитическую зону конверсии.



 

Похожие патенты:

Изобретение относится к обработке газов. Для восстановления серы из содержащего сероводород потока газа осуществляют следующие стадии.

Изобретение относится к конструкции контактных аппаратов, предназначенных для каталитического окисления SO2 в SO3. Целью изобретения является повышение надежности конструкции контактного аппарата.

Изобретение может быть использовано в нефтегазовой и химической промышленности. Устройство для гранулирования жидкой серы включает гранулятор 1, загрузочный трубопровод 15, технологический узел 4 для подачи жидкой серы и вывода гранулированной серы, трубопровод для подачи жидкого хладагента 16.

Изобретение может быть использовано в нефтегазовой и химической промышленности. Устройство для криогенного гранулирования жидкой серы включает гранулятор 1, загрузочный трубопровод 15, технологический узел 4 для подачи жидкой серы и вывода гранулированной серы, трубопровод для подачи жидкого азота 16.

Изобретение относится к цветной металлургии. Отработанный раствор серной кислоты выводят из системы циркуляции и подают в емкость.

Изобретение относится к очистке сероводородсодержащих углеводородных газов и может быть использовано в химической промышленности. Установка для процесса очистки сероводородсодержащих углеводородных газов от сероводорода с получением элементарной серы содержит реактор 1 прямого окисления сероводорода с катализатором, конденсатор серы 2, последовательный барботер 3, заполненный жидкой серой, промывную противоточную колонну 4.

Изобретение относится к способу утилизации кислых газов, содержащих сероводород и аммиак, по методу Клауса ниже точки росы, включающему термическую и каталитические стадии.

Изобретение относится к способу удаления SOx из топочных газов. Способ удаления SOx из топочных газов из парового котла содержит следующие стадии: (a) нагрев топочного газа перед каталитическим реактором по ходу потока; (b) окисление SO2 в топочном газе до SO3 в каталитическом реакторе по меньшей мере с одним пропусканием катализатора, действующего при температурах в диапазоне 350-450°C; (c) охлаждение окисленного, обогащенного SO3 топочного газа со стадии (b) до температуры выше точки росы H2SO4 топочного газа; (d) дальнейшее охлаждение обогащенного SO3 топочного газа со стадии (с) в охлаждаемом воздухом конденсаторе, посредством этого конденсируется SO3 в виде H2SO4 и производится горячий воздух и очищенный топочный газ; (e) извлечение конденсированной H2SO4 из конденсатора.

Изобретение относится к области производства композиций, содержащих модифицированную серу, которые могут быть использованы для производства строительных материалов - серных бетонов и сероасфальтобетонов, применяемых в различных отраслях строительства, в том числе транспортном, гидротехническом, гидромелиоративном и др.

Изобретение относится к восстановительно-окислительному способу обработки газа, не подвергшегося сероочистке, с применением окислительного аппарата высокого давления в сочетании с абсорбером.

Группа изобретений относится к химической промышленности, в частности к вариантам производства серной кислоты. Для получения серной кислоты осуществляют сжигание серы в сухом газе, содержащем избыток кислорода, с получением потока газа, содержащего оксид и диоксид серы, кислород и возможно водяной пар.

Изобретение относится к регенерации энергии при производстве серной кислоты. Способ включает сжигание источника серы в газе, содержащем избыток кислорода; контакт потока газа, содержащего газообразный продукт сгорания, с катализатором для превращения диоксида серы в триоксид серы; контакт полученного конверсионного газа с первичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту; циркуляцию указанной абсорбционной жидкости между первичной абсорбционной зоной и косвенным теплообменником, в котором тепло отбирается жидким теплоносителем; контакт потока газа, выходящего из первичной абсорбционной зоны, с вторичной абсорбционной жидкостью, содержащей серную кислоту.

Изобретение относится к химической промышленности и может быть использовано для получения серной кислоты. Установка содержит воздуходувку (1), печь (7) для сжигания серосодержащего сырья, котел-утилизатор (6) с испарительными элементами, контактный аппарат (3) с пятью слоями катализатора, два пароперегревателя (4), (5), газовоздушный теплообменник (2), экономайзер (8).

Изобретение относится к области химии. Способ производства серной кислоты или олеума содержит стадии: (a) производства сырьевого газа, (b) прохождения сырьевого газа через первую стадию превращения SO2 до SO3; (c) охлаждения содержащего SO3 газа; (d) прохождения газа на стадию промежуточной конденсации серной кислоты, где содержащий SO3 газ охлаждается и серная кислота конденсируется в охлаждаемых воздухом трубках, в которых газ SO3 движется вниз, тогда как охлаждающий воздух противотоком движется кверху промежуточного конденсатора, и в которых указанный воздух подается из контура рециркуляции воздуха, соединенного с указанным промежуточным конденсатором, и отвода от дна промежуточного конденсатора потока конденсированной серной кислоты или олеума, а также газового потока, содержащего непревращенный SO2 и неконденсированные SO3 и H2SO4; (e) подачи воды и кислорода в газовый поток из промежуточного конденсатора, содержащего непревращенный SO2 и неконденсированные SO3 и H2SO4 путем добавления к этому газовому потоку воздуха, отведенного от указанного контура рециркуляции воздуха, (f) повторный нагрев полученного газового потока из этапа (е) и подачу этого газа на вторую стадию превращения SO2 и последующую подачу газа на конечную стадию конденсации; g) подачу в газ перед или после его охлаждения в соответствии со стадией (f) твердых частиц.

Изобретение относится к устройству для непрерывного каталитического полного или частичного окисления исходного газа, содержащего диоксид серы и кислород. .

Изобретение относится к металлургии цветных металлов, в частности предназначено для утилизации газов цинкового производства в серную кислоту. .

Изобретение относится к способу переработки концентрированного сернистого газа, включающего окисление диоксида серы, и может быть использовано в химической промышленности для получения контактным способом жидкого триоксида серы, серной кислоты, олеума.
Изобретение относится к способам получения серной кислоты по методу двойного или тройного контактирования и может быть использовано в химической и других отраслях промышленности.

Изобретение относится к способам получения серной кислоты с помощью трехступенчатого окисления двуокиси серы при промежуточном устранении возникшей трехокиси серы.

Изобретение относится к химической промышленности. Способ включает сернокислотное разложение сырья.

Изобретение относится к технологическому способу промышленного производства серной кислоты, в котором теплота образования паровой фазы серной кислоты в конверсионном газе триоксида серы и теплота абсорбции SO3 серной кислотой извлекаются за счет передачи тепла от абсорбционной кислоты к подпиточной котловой воде высокого давления, которая подпитывает котел-утилизатор, где образуется пар за счет передачи тепла от топочного газа диоксида серы. Технический результат – максимизированное извлечение энергии. 3 н. и 81 з.п. ф-лы, 8 ил.

Наверх