生产硫酸的方法和装置的制作方法

专利名称：生产硫酸的方法和装置的制作方法
技术领域：
本发明涉及由含二氧化硫的气体生产硫酸的方法和装置，其中在转化器中将所述 二氧化硫催化氧化以获得三氧化硫，其中优选在中间吸收器中使由此生成的三氧化硫吸收 于浓硫酸中且剩余气体优选被再次供应到催化转化段，且其中随后在最后吸收器中使生成 的三氧化硫吸收于浓硫酸中。硫酸生产通常通过正如在Winnacker/Kiichler,ChemischeTechnik :Prozesse und Produkte,第 3 卷AnorganischeGrundstoffe, Zwischenprodukte 64-135 页中描述的所谓 的双吸收方法进行。在多段转化器中借助于固体催化剂(例如五氧化二钒作为活性组分) 使作为冶炼装置的废气或通过燃烧硫而获得的二氧化硫(SO2)转化为三氧化硫(SO3)。在 转化器的接触段之后，将得到的SO3取出并供应到中间吸收器中，或在经过转化器的最后接 触段之后供应到最后吸收器中，其中使含SO3的气体与浓硫酸逆流导引并吸收于浓硫酸中。当二氧化硫从冶炼装置废气中，例如从非铁金属的高温冶金生产中，例如从硫化 物矿石的煅烧、金属硫酸盐或碱金属硫酸盐的热分解或通过热分解处理污染的废硫酸中得 到时，首先将气体净化使其不含可能会损害硫酸质量或妨碍催化转化为三氧化硫的杂质。 随后将以这种方式净化的废气在干燥塔中用例如94-96% H2SO4(每一硫酸浓度都以重量％ 指出)的浓硫酸干燥，即从蒸汽中定量释放，该硫酸随后通过吸收水而相应稀释。在随后 转化器中由二氧化硫和氧气通过催化氧化生成的三氧化硫在吸收器中吸收到例如98. 5% H2SO4的浓硫酸中，其浓度在工艺中渐增。在三氧化硫的中间吸收之后，将剩余气体再次供 应到催化转化段，且在最后吸收器中，生成的三氧化硫从剩余SO3中释放。最后吸收器以与 中间吸收器相同的方式用浓硫酸操作，硫酸的浓度在此也逐渐增加。由S03*H20生成硫酸 并稀释到约98. 5% H2SO4所需的水部分得自于干燥塔中吸收的气体/空气中的湿气。其余 作为工艺用水供应到中间吸收器和/或最后吸收器中。借助于适当控制使硫酸浓度保持恒 定。类似配置用于基于元素硫生产硫酸的装置中。在此，将空气在干燥塔中干燥且将 其中所含的氧气用于将元素硫燃烧/氧化成含SO2的气体。在其它进程中，随后将该二氧化 硫如上所述催化转化为三氧化硫且随后吸收于中间吸收器和最后吸收器中并转化为硫酸。

图1展示干燥塔和吸收塔的典型常规配置的酸侧线路。没有展示气体侧线路。附 表指出管路1-14中的工艺参数。在这个范围内，表1指出如图1中所示的线路的工艺参数。在图1中，含SO2的气体经由未图示的管路供应到干燥塔TT中，该气体与经由管路 1供应的硫酸逆流导引，所述硫酸的浓度为96% H2S04。由此将所述含SO2的气体干燥且其 中所含的蒸汽导致硫酸稀释，所述硫酸经由管路2从干燥塔TT底部取出并供应到酸循环槽 Tl中。所述硫酸借助于泵Pl经由管路3从酸循环槽Tl供应到酸冷却器Cl，其中酸温度从 81°C降低到65°C。随后将此温度下的硫酸经由管路1再次供应到干燥塔TT中。由此限定 干燥塔TT的酸线路。将硫酸的部分物流作为所谓的交叉流动的酸(crossflow acid)经 由 管路4供应到中间吸收器线路的酸循环槽T2中。所述部分物流的量基于酸循环槽Tl的液 位测量经由控制阀V(LIC)控制。
硫酸经由管路5供应到中间吸收器ZA中，在中间吸收器ZA中硫酸与来自未图示 的转化器的含SO3的气体逆流导引，在所述转化器中二氧化硫被转化为三氧化硫。将三氧化 硫吸收于所述硫酸中并使硫酸浓度增加到约99%。所述硫酸经由管路6从中间吸收器底部 取出并供应到中间吸收器线路的酸循环槽T2中。将为了控制液位用从干燥塔线路中经由 管路4供应的部分物流稀释的硫酸经由泵P2经管路7传送穿过酸冷却器C2并进入管路5 中。所述酸的部分物流经由管路8分流到干燥塔线路的泵接收器中，以便调节干燥塔酸的 浓度。部分物流的量基于管路1中的浓度测量经由控制阀V(QIC)调节。将与含SO3的气体逆流导引并吸收SO3的浓度为98. 5%的硫酸经由管路9供应到 最后吸收器EA中。工艺用水经由管路14供应到中间吸收器ZA底部和最后吸收器EA底部， 以便将硫酸再次稀释到98. 5%的所要值。这基于管路5和9中的浓度测量来实现。98.5% 硫酸经由管路10从最后吸收器EA底部取出并供应到最后吸收器线路的酸循环槽T3中。硫 酸借助于泵P3经由管路11从酸循环槽T3中导引穿过酸冷却器C3，之后将其经由管路9再 次供应到最后吸收器EA中。产物硫酸经由管路13从装置中取出并供应到未图示的产物冷 却器中。酸可经由管路12在中间吸收器线路的酸循环槽T2与最后吸收器线路的酸循环槽 T3之间转移。在图1中所示的线路中，再循环泵P1-P3的性能和生产能力适合于相关的塔线路 的需求且通常相差悬殊。对于酸冷却器C1-C3，同样如此，它们必须适合于各自酸线路的不 同冷却需求。通过量和温度水平都不同，这导致尺寸不同。酸侧线路的简化可通过合并数个塔线路实现。在图2中展示了干燥塔和吸收塔的 这种常规配置和它们的酸侧线路。也没有展示气体侧线路。在该配置中，将所有三个线路合并，以使得干燥塔TT、中间吸收器塔ZA和最后吸 收器塔EA各自在98. 5% H2SO4W相同酸浓度下操作。由此使控制工作显著减少。相对于图 1中所示线路的另一优势在于再循环泵Pl和P2及酸冷却器Cl和C2 二者都可保持相同。 由此不仅降低了维修和仓储成本，而且降低了安装成本。图2的装置的必要结构元件与图1装置的必要结构元件相对应，以使得在这个范 围内使用相同附图标记且可参考上文描述。因此，下文将仅仅单独说明不同之处。表2指 出如图2中所示线路的工艺参数。在如图2中所示的装置中，浓度为约98. 5% H2SO4的硫酸经由管路1供应到干燥 塔TT中。所述硫酸经由管路2从干燥塔TT底部取出并供应到为所有塔线路共同提供的酸 循环槽Tl中。所述硫酸借助于泵Pl和P2经由管路3、4. 1和4. 2供应到酸冷却器Cl和C2 中，所述硫酸经由管路1、6和9从酸冷却器Cl和C2中供应到干燥塔TT、中间吸收器ZA和 最后吸收器EA中。从这些塔取出的硫酸，该硫酸可在中间吸收器ZA底部和最后吸收器EA 底部用经管路14的工艺用水稀释到98. 5%的所要浓度，经由管路2、6和10供应到共用的 酸循环槽Tl中。产物经由管路13排放并供应到未图示的产物冷却器中。这种线路特别适用于也可用于使元素硫燃烧的装置，因为此处的干燥塔用空气操 作。对于含有二氧化硫的来自冶金工艺的废气，不能使用该线路，因为二氧化硫在干燥塔的 循环硫酸中具有高溶解度。所溶解的SO2的浓度随后通过与来自中间吸收器和最后吸收器 的酸混合而降低，但一部分在最后吸收器处在其它进程中被排出(解吸)，使得SO2随后在烟囱废气中离开装置并因此导致不可接受的排放。因此，在实践中对于含SO2的废气提出多种供选线路，其降低所溶解SO2从酸中排 出和引起的排放增加。例如，将干燥塔和中间吸收器的酸线路合并，而最后吸收器仍具有类 似于图1中所示线路的单独线路。根据此解决方案，所溶解的二氧化硫仍被排出，但此仅仅 在中间吸收器中进行，以使得在第二催化段将它转化为三氧化硫且随后在最后吸收器中除 去。因此，解吸的二氧化硫不能进入烟囱。该线路的优势在于用于干燥塔和中间吸收器的共 用线路的泵和酸冷却器可相同。然而，最后吸收器的泵和冷却器仍然不同。另外，该线路损 害水平衡，因为尤其是在工艺气体具有低SO2含量时，引入干燥塔的水量与中间吸收器中所 吸收的SO3量相比过高。这可导致不再能够维持共用线路的98. 5% H2SO4的所要浓度。因 此，该线路在实践中几乎不使用。另一供选方案为中间吸收器和最后吸收器的酸线路的合并，如图3中所示。在此， 干燥塔TT形成单独线路。在先前的装置中，仅展示了酸侧线路。该装置的主要组件再次与图1和图2中的 组件相同，以使得在这个范围内使用相同附图标记。表3指出如图3中所示线路的工艺参
数。 在图3的装置中，干燥塔TT的线路与图1的装置中的相同，以使得在这个范围内 参考上文描述。在用经由管路14供应的工艺用水稀释之后，在中间吸收器ZA中生成的硫酸经由 管路6供应到吸收器塔ZA、EA的共用的酸循环槽T2中。所述硫酸借助于泵P2和P3经由 管路7、11供应到酸冷却器C2和C3中，且随后经由管路5、9分别供应到中间吸收器ZA和 最后吸收器EA中。产物硫酸经由管路13从装置中取出并供应到未图示的产物冷却器中。该线路的一个优势在于共用的吸收器线路的泵和酸冷却器可相同。然而，干燥塔 泵Pl和相关的冷却器Cl仍然不同。象图1中所示的线路一样，来自干燥塔TT的交叉流动 的酸作为94-96%的硫酸供应到吸收器ZA、EA的酸循环槽T2中。即使该交叉流动的量相对 较小，仍然存在二氧化硫溶解于其中的上述问题。该SO2在最后吸收器EA中部分排出，且因 此减少流通量并增加排放。随着原料气体的SO2含量增加，其溶解度增加并加剧所述效应。 由于对于使排放最少化的严格需求，因此不再能够使用该实际有利的线路。发明概述因此，本发明的目标在于在生产硫酸，尤其是在使用具有高SO2浓度的原料气体 时，简化装置线路和控制。该目标用本发明基本解决之处在于吸收器中酸的入口浓度为约97. 3-98. 4% H2SO4。在如全世界流行构造的通常使用的双吸收装置中，该第一吸收器为这种装置的中间 吸收器。然而，这里的中间吸收器还可能分成数个单独的吸收器，例如DE 59 701 328中就 是这样。在这种分开方案的情况下，中间吸收器各自被视为由数个单独的部分吸收器构成 的总体聚集体。本发明相对于图3中所示线路的基本差异在于中间吸收器的进料酸不再具有通 常98. 5% H2SO4的常规酸浓度，而是中间吸收器在特别是97. 5-98. 2% H2SO4的较低浓度下 操作。在常规SO3K收中，98. 5%酸通常在中间吸收器顶部装料。由于SO3吸收在填充在吸收器中的填料内部，浓度增加被限制为通常99. 3% H2SO4的酸出口浓度。两种上述浓度 都是由于硫酸的物理性质，换句话说，一方面由于98. 5% H2SO4下酸蒸气压的最小化(共沸 物)和定量吸收三氧化硫的需要。另一方面，酸出口浓度将不会大大高于99. 3% H2SO4,因 为SO3分压在此显著增加并将妨碍吸收。在这种情况下，也将随着热的含SO3气体进入塔而 生成酸雾，它在随后的填料中不能分离出来并将需要额外大量措施以便保护下游装置不受 腐蚀。通常99. 3-98. 5 = 0. 8% H2SO4的浓度差以及待吸收的三氧化硫的量决定了中间吸 收器处所需的循环酸的量。随着原料气体的SO2含量增加且因此还有中间吸收器处SO3含 量更高，循环酸的量必须几乎线性增加。这导致当使用常规陶瓷填料时将超过液泛点。在 此情形下，人们因此不得不出于液压原因而显著增加塔，即使物质转移并不需要这些塔。采用本发明，循环酸的所述浓度差现在从通常0. 8% H2SO4增加到优选99. 3-98. 0 = 1.3%H2S04。循环酸的量因此可通过保持所需出口浓度而显著减少。由于循环量降低， 中间吸收器可用明显减小的直径来构造，因为距液泛点的距离增加。同时，循环量降低可引 起泵生产能力显著降低。这又引起所有循环泵的生产能力可适合于干燥塔的生产能力。为了调节中间吸收器顶部的较低入口浓度，根据本发明的一个优选方面，使从干 燥塔取出的硫酸的部分物流分流并作为交叉流动的酸仅混合到中间吸收器的流入物中， 而与含有二氧化硫的原料气体或空气是否用浓硫酸在干燥塔中干燥无关。根据本发明，来 自干燥塔的交叉流动的酸的浓度为93-97% H2SO4,优选为95. 5-96. 5% H2SO4,且尤其为约 96% H2S04。根据本发明的开发，调节所述交叉流动的酸的浓度之处在于将工艺用水混合到 干燥塔底部或混合到从干燥塔中取出的硫酸中。由于所述交叉流动的酸的相对较低的浓度，根据干燥塔入口处气体的湿含量且由 此交叉流动的酸的量获得相应较低的混合浓度。为了保持供应到中间吸收器顶部的该混合 浓度基本恒定，根据本发明的一个优选方面，将工艺用水混合到中间吸收器的流入物中。根 据本发明，所述工艺用水的量通过浓度控制来调节。同时，由此将来自干燥塔的浓的含SO2的交叉流动的酸与循环酸一起导引到中间 吸收器顶部。因此防止该干燥塔酸与最后吸收器的循环酸混合且因此避免额外SO2排放，所 述额外SO2排放将发生在如图3中所示的线路中。溶解在干燥塔的交叉流动的酸中的SO2 在中间吸收器顶部排出并随气体供应到第二催化转化段并转化为S03。根据本发明的开发，将中间吸收器的酸线路与最后吸收器的酸线路合并。根据本 发明，将中间吸收器的酸流出物和最后吸收器的酸流出物相应供应到共用的酸循环槽中。 为了控制最后吸收器的流入物中的酸浓度，优选将工艺用水也混合到中间吸收器的底部。然而，或者，总是有可能使用例如来自相应于DE 10 2007 047 319,FI 2007 0054 或EP 177 839的装置的稀酸来代替工艺用水。该稀酸可来源于对于最后吸收器的备选工 艺步骤、来自于最后吸收器下游的另一气体净化段或来自于完全独立于所述硫酸装置的装 置。本发明的方法对于操作所述装置的更有利之处在于在原料气体中的SO2内含物的 浓度更高。根据本发明，在用于转化二氧化硫的转化器中的原料气体包含6. 5-30体积％的 SO2，优选> 12体积％的302。因此，所述方法 特别适合于与用于催化转化含高百分数SO2W 气体的方法有关的应用，正如在DE 102 49 782 Al中所述。
一般来说，在酸冷却器处耗散的热量保持恒定。用降低量的循环酸意味着温差必 须增加。在装入塔中的酸具有恒定温度的情况下，因此增加进入酸冷却器的酸的入口温度 且根据本发明高于90°C。所述酸冷却器可容易地处理恰好处于此温度范围的酸，只是对于 相关酸管路，它们的尺寸可减小，因为循环酸的量降低。本发明还涉及一种由含二氧化硫的气体生成硫酸的装置，所述装置可用于如上所 述的方法且包括干燥塔，用于干燥所述含SO2的气体或空气；转化器，用于将二氧化硫催 化转化成三氧化硫；吸收器且优选另一用于净化气体使其不含SO2的段，优选其它吸收器 (最后吸收器)，用于将三氧化硫吸收于浓硫酸中，其中所述酸在所述干燥塔中并在所述吸 收器中循环。根据本发明，所述吸收器(如果存在数个吸收器的话)包括共用的酸线路，而 所述干燥塔具有单独的酸线路，交叉流动管路从该单独的酸线路分支，该交叉流动管路与 一个吸收器的酸供应管路连接。为了调节供应到中间吸收器的硫酸的浓度，根据本发明的开发，将工艺用水供应 管路与中间吸收器的酸供应管路连接。根据本发明，混合在混合槽中进行，优选用静态混合 器，例如在管道管路的混合管线中进行。因为静态混合器在混合酸时特别可靠，而在混合酸与水时可能出现问题，因此根 据特别优选的方面提供将工艺用水供应管路与干燥塔底部连接。因此通过调节交叉流动的 酸的浓度及其混合到中间吸收器的循环酸中的量来间接调节中间吸收器入口 处的酸浓度。 或者，水量还可以稀酸的形式供应，因此稀酸供应管路作为工艺用水供应管路的补充或替 代工艺用水供应管路。根据本发明，对工艺用水原料物流的控制借助于控制设备基于中间吸收器的酸供 应管路中的酸浓度来实现。交叉流动的酸的流量控制基于干燥塔中的液位来实现。中间吸收器中的低酸入口浓度不再代表共沸浓度且因此不再具有最低的总蒸气 压。虽然H2SO4蒸气压和SO3分压二者随浓度低于共沸浓度而降低，但H2O分压增加。这并 不引起SO3吸收降低，但可能会引起烟雾形成的略微增加。根据本发明的开发，因此在中间 吸收器下游提供烟雾过滤器，其防止装置受酸冷凝液影响且因此腐蚀。干燥塔、中间吸收器和最后吸收器的酸线路借助于酸泵操作，由于本发明的线路， 该酸泵可各自具有相同生产能力(输送速度)，尽管所述塔的酸流量非常悬殊。同时，所述 塔的全部输送速度之和小于现有技术中塔的输送速度之和。因为硫酸装置的通常构造为双吸收装置，因此在本说明书中特别提及这类双吸收 装置。然而，在个别情形下，还已知省略第一吸收器之后的剩余气体的其它催化转化和最后 吸收，而是将废气直接排放到大气中或供应到另一SO2R化方法中，例如参看EP 0 177 839 或DE 37 44031，或送去进行碱性物质吸收，所述碱性物质例如固体CaCO3或氨溶液。此外， 有时必需在最后吸收之后提供其它气体净化段，其可生成例如稀酸或者用NaOH溶液生成 亚硫酸钠或硫酸钠。在这些情形下，本发明也适用且可能生成的稀酸可再循环到工艺之中。本发明的开发、优势和可能的应用还可以从实施方案的以下描述中和从图中得 至IJ。所描述和/或说明的所有特征本身或以任何组合形成本发明的主题，不管它们是否包 含于权利要求书中或其背景文献中。附图简述图1示意地展示具有酸线路说明的生产硫酸的常规装置(双吸收装置)。
图2示意地展示具有酸线路说明的生产硫酸的另一常规装置。图3示意地展示具有酸线路说明的生产硫酸的其它常规装置。图4示意地展示在双吸收装置中具有酸线路说明的生产硫酸的本发明装置的一 个优选实施方案，且图5示意地展示具有酸线路说明的根据本发明的另一优选实施方案的生产硫酸 的装置。优选实施方案的详细描述图4展示本发明的第一实施方案。在该实施方案，如在图1-3中所示的现有技术 的描述中所用的相同主要组件用相同附图标记标明。在这个范围内，也参考上文描述。如 已经提及的，然而，本发明并不仅仅涉及双吸收装置中的优选的实施方案，它仅仅作为所属 领域的技术人员通常已知的一个实例而提到。
在本发明的第一实施方案中，浓度为96衬％的硫酸经由管路1供应到干燥塔TT 中。所述硫酸与未图示的含SO2气体或空气逆流导引，以便通过吸收水而将含SO2气体或空 气干燥。以这种方式稀释的硫酸经由管路2供应到干燥塔线路的酸循环槽Tl中。所述硫 酸借助于泵Pl经由管路3导引穿过酸冷却器Cl并再次经由管路1供应到干燥塔TT的顶 部。部分硫酸从管路3分流并作为交叉流动的酸经由管路4供应到混合槽M，在其中将所述 硫酸与经由管路8供应的吸收器线路的硫酸混合，且与经由管路14. 1供应的工艺用水混合 或者与稀酸混合。从干燥塔TT中经由管路4供应到吸收器线路的循环酸中的交叉流动的 酸的流量以及工艺用水物流的流量或稀酸的流量基于中间吸收器ZA的酸供应管路5中的 浓度测量而控制，以使得在中间吸收器ZA的流入物中获得98士0. 2% H2SO4的酸浓度。原则上，还可能将工艺用水与所述酸预混合以获得较稀的酸且将该稀酸混合到吸 收器线路物流中，以便避免水与该物流中的酸混合的问题。在中间吸收器ZA中，将硫酸与含三氧化硫的气体逆流导引，所述含三氧化硫的气 体通过在未图示的转化器中使来自干燥塔TT的含SO2气体转化而生成。来自干燥塔TT的 交叉流动的酸可具有相对高含量的二氧化硫，随后其在中间吸收器ZA中排气并从中间吸 收器ZA供应到其它催化转化段并且在其被供应到最后吸收器EA中之前转化为三氧化硫。工艺用水可经由管路14. 2引入中间吸收器ZA的底部，以调节经由管路6从中间 吸收器ZA取出的酸至例如98. 4% H2SO4的所要值。所述酸经由管路6供应到两个吸收器 塔ZA和EA共用的酸循环槽T2中且借助于具有相同生产能力的两个泵P2和P3经由管路7 和11从酸循环槽T2供应到也具有相同生产能力的酸冷却器C2和C3中。当然，也可仅仅 使用一个具有相应更高生产能力的泵P2和一个具有相应更高生产能力的酸冷却器C2。以 这种方式冷却的酸经由管路9供应到最后吸收器EA的顶部且经由管路8供应到干燥塔TT 的泵接收器中。另一部分物流经由管路5供应到混合槽M中且随后供应到中间吸收器ZA 的顶部。不需要循环的酸经由产物管路13作为产物从装置中引出并供应到未图示的产物 冷却器中。在中间吸收器和最后吸收器之后，提供未图示的烟雾过滤器，其防止装置受酸冷 凝液影响。图5展示根据本发明的装置线路的变体，它在很大程度上对应于图4中所示的装 置。然而，在图5的实施方案中，工艺用水不经由管路14. 1直接引入混合槽M中，而是引入干燥塔TT的底部，以调节从干燥塔TT中取出的酸的浓度，且因此调节经由混合室M与吸收 器线路的酸混合的交叉流动的酸的浓度。该线路的优势在于在混合室M中可使用静态混合 器或可将所述混合室构造为管道管路中的混合管线，然而，其中只有酸适当地彼此混合，而 混合水会引起问题。在下列表中，指出图1-5中所示的管路中的质量流量、浓度和温度。表1涉及如图1中所示的装置线路，其中在用于生成SO3的转化器(它在图中没 有显示)中，供应预先在干燥塔TT中干燥的具有10体积％的SO2含量的冶金气体。表2涉及如图2中所示的装置线路，其中二氧化硫通过燃烧元素硫生成且将具有 11. 8体积％ WSO2浓度的原料气体供应到在图中没有图示的转化器中。在干燥塔TT中，空 气用硫酸干燥。表3涉及如图3中所示的装置线路，其中将预先在干燥塔TT中干燥的具有12体 积％的SO2浓度的冶金气体供应到在图中没有显示的转化器中。表4. 1至4. 3涉及如图4中所示的装置线路，其中在表4. 1中，将预先在干燥塔TT 中干 燥的具有8体积％的SO2浓度的冶金气体供应到在该图中没有显示的转化器中。在表 4. 2中，将具有12体积％的SO2浓度的冶金气体供应到所述转化器中，而在表4. 3中，将具 有18体积％的SO2浓度的冶金气体供应到所述转化器中。表5涉及如图5中所示的装置线路，其中将预先在干燥塔TT中干燥的具有18体 积％的SO2浓度的冶金气体供应到在该图中没有显示的转化器中。附图标记列表1干燥塔的酸供应管路2干燥塔的排放管路3 管路4交叉流动管路5中间吸收器的酸供应管路6中间吸收器的排放管路7 管路8 管路9最后吸收器的酸供应管路10最后吸收器的排放管路11 管路12 管路13产物管路14工艺用水供应管路C1-C3酸混合器EA最后吸收器M混合槽P1-P3 酸泵T1-T3酸循环槽TT干燥塔
V 阀ZA中间吸收器
LIC液位控制QIC浓度控制
权利要求
一种由含二氧化硫的气体生产硫酸的方法，其中在转化器中将二氧化硫催化氧化以获得三氧化硫，其中在吸收器(ZA)中使生成的三氧化硫吸收于浓硫酸中，所述方法的特征在于送到所述吸收器(ZA)的所述酸的入口浓度为约97.3-98.4％H2SO4。
2.权利要求1的方法，特征在于到所述吸收器(ZA)的所述酸的入口浓度为约 97. 5-98. 2% H2S04。
3.权利要求1或2的方法，特征在于在干燥塔(TT)中用浓硫酸干燥含二氧化硫的原料 气体或 空气，且使从所述干燥塔(TT)中取出的硫酸的部分物流分流并作为交叉流动的酸 混合到所述吸收器(ZA)的流入物中。
4.权利要求3的方法，特征在于来自所述干燥塔(TT)的交叉流动的酸的浓度为 93-97% H2S04，优选为 94-96. 5% H2S04，且尤其为约 96% H2S04。
5.前述权利要求中任一项的方法，特征在于将工艺用水或稀酸混合到所述干燥塔 (TT)底部或从所述干燥塔(TT)中取出的硫酸中。
6.前述权利要求中任一项的方法，特征在于将工艺用水或稀酸混合到所述吸收器 (ZA)的循环中。
7.前述权利要求中任一项的方法，特征在于将来自所述吸收器(ZA)的剩余气体再次 供应到催化转化段且随后在其它吸收器(最后吸收器EA)中使由此生成的三氧化硫吸收于 浓硫酸中。
8.前述权利要求中任一项的方法，特征在于将所述吸收器(ZA)的酸流出物和所述最 后吸收器(EA)的酸流出物供应到共用的酸循环槽(T2)中。
9.前述权利要求中任一项的方法，特征在于将工艺用水混合到所述中间吸收器(ZA) 的底部。
10.前述权利要求中任一项的方法，特征在于进入所述转化器的原料气体包含6.5-30 体积％的S02，优选> 12体积％的S02。
11.一种由含二氧化硫的气体生产硫酸的装置，其尤其用于实施前述权利要求中任一 项的方法，所述装置包括干燥塔(TT)，用于干燥所述含S02的气体或空气；转化器，用于将 二氧化硫催化转化为三氧化硫；吸收器(ZA)，用于将三氧化硫吸收于浓硫酸中，其中所述 酸在所述干燥塔(TT)和所述吸收器(ZA)中循环，所述装置的特征在于所述干燥塔(TT)包 括与所述吸收器(ZA)分隔开的酸线路，且特征在于交叉流动管路(4)从所述干燥塔(TT) 的酸线路中分支出来，其与所述吸收器(ZA)的酸供应管路(5)连接。
12.权利要求11的装置，特征在于与所述吸收器(ZA)的酸供应管路(5)连接的工艺用 水供应管路(14》。
13.权利要求11或12的装置，特征在于与所述干燥塔(TT)的底部连接的工艺用水供 应管路(14:)。
14.权利要求12或13的装置，特征在于基于所述吸收器(ZA)的酸供应管路(5)中的 酸浓度控制进入所述干燥塔(TT)底部和/或所述吸收器(ZA)的酸供应管路(5)的工艺用 水原料物流的控制设备。
15.权利要求11-14中任一项的装置，特征在于基于所述干燥塔(TT)的酸循环槽(T1) 中的液位控制所述交叉流动管路(4)中的酸物流的控制设备。
16.权利要求11-15中任一项的装置，特征在于在所述吸收器(ZA)下游提供烟雾过滤
17.权利要求11-16中任一项的装置，特征在于在所述吸收器(ZA)下游提供用于将三 氧化硫吸收于浓硫酸中的其它吸收器(最后吸收器EA)或另一气体净化装置。
18.权利要求11-17中任一项的装置，特征在于所述中间吸收器(ZA)和所述最后吸收 器(EA)具有共用的酸线路。
19.权利要求11-18中任一项的装置，特征在于所述干燥塔(TT)的酸线路、所述中间吸 收器(ZA)的酸线路和所述最后吸收器(EA)的酸线路借助于酸泵(P1、P2、P3)进行操作，且 所有这些酸泵(P1、P2、P3)都具有相同生产能力。
全文摘要
当由含二氧化硫的气体生产硫酸时，在转化器中将二氧化硫催化氧化以获得三氧化硫，在中间吸收器中使由此生成的三氧化硫吸收于浓硫酸中，且剩余气体可再次供应到催化转化段。随后可在最后吸收器中使生成的三氧化硫吸收于浓硫酸中。为了简化装置构造以及对于具有高SO2含量的原料气体的控制，根据本发明提供了使到中间吸收器的酸的入口浓度为约97.3-98.4％H2SO4。
文档编号C01B17/80GK101848857SQ200880114711
公开日2010年9月29日 申请日期2008年10月31日 优先权日2007年11月23日
发明者K-H·道姆, W·沙尔克, W·高茨 申请人:奥图泰有限公司