炉以高压蒸汽的形式回收汽提蒸汽中供应的能量，其中302回收工艺与余热锅炉相结合。因为在相对低的压力下供应SO2H提蒸汽，这代表回收的能量的品质的进一步的升级。
[0070]尽管热交换器75在串联的热交换器中，其中逐步地加热锅炉用水，但是，技术上，它在连续的热交换器的阵列的外部，其中将热从HRS酸转移给锅炉用水。这不会打扰阵列的连续安排，但是仅仅将另一个操作投入到锅炉用水侧的串联中。在图2的实施方案中，如目前将讨论的，在串联的另外的两个连续的热交换器之间引入和热交换器的阵列无关的还有的另外的操作，具有极大地有助于以高压蒸汽的形式，回收大部分的SO3K收能量，或SO3吸收能量加上形成的硫酸热和冷凝热，或所有这些加上SO2汽提蒸汽的效果。
[0071]无论如何，通常通过40至70华氏温度，在热交换器57中将锅炉用水加热到，例如，范围在150°至160 °F内的温度。通过从SO2回收工艺液流转移热，通过另外的40至70华氏温度，在交换器75中进一步将锅炉用水加热至范围在175°至215 °F内的温度。通常，在交换器55中，将离开交换器75，这个温度范围内的用水加热至稍微适度地超过环境沸点的温度，例如，在220°至260 °F的范围内。优选地，交换器55中的压力保持刚好足够维持用水处于液体状态高的压力。
[0072]将离开交换器55的用水转移给第二热交换器45，在那里，进一步将热从HRS酸转移给供水。交换器45中的锅炉用水的温度上升是适度的。取决于锅炉用水路径的压力下降概况，可能在热交换器45中发生适度的闪蒸，甚至可能导致通过第二热交换器的通道的用水温度的稍微下降。例如，在范围是3至15psig的压力下，离开第二热交换器45的锅炉用水，或两相水/蒸汽流动通常在220°至240 T的范围内。
[0073]将离开第二热交换器45的锅炉用水或两相水和蒸汽流动引入到脱气腔室77内，优选地大体上绝热地操作，其中与离开第三热转移系统的交换器55的锅炉用水的温度相比，用水闪蒸和通过10至15华氏温度冷却。脱气腔室77中的用水的闪蒸不可冷凝性地从从锅炉用水去除，通过线路79从除气器将其排放，以便提供用于送往蒸汽喷射容器31的喷射蒸汽的来源。通过在除气器77中闪蒸足够的蒸汽，以便提供代表用于吸收器33的很高百分比的反应水的比例的水蒸汽，除气器77的操作阻止锅炉用水系统中的温度上升到达这样的水平，即，将压制用于将能量从HRS吸收酸转移给相对于用水流动更远的下游的锅炉用水的At，和从而允许基本上以高压蒸汽的形式回收来自HRS吸收器的所有的蒸汽相酸形成、吸收和冷凝能量。通常，在其中闪蒸大约5%至大约10%进入除气器77的锅炉用水。
[0074]在图1和2所示的实施方案中，在高温下，没有从回收损失这个能量，因为随着用于蒸汽相蒸汽来源与SO3反应，使离开除气器的低压蒸汽再循环到蒸汽喷射容器31。缺少喷射蒸汽的这种来源，将需要来自外来来源的能量形成喷射蒸汽。可选地，但是通常较少优选地，可将除气器中闪蒸的蒸汽用作用于从热回收吸收器尾气回收SO2的协调工艺的汽提蒸汽。
[0075]将除气器中闪蒸的蒸汽送往吸收器33也提供来自具有来自吸收器的尾气锅炉用水的不可冷凝的便利排放，因而从工艺去除它们，而没有蒸汽的损失。此外，确保，最终以高压蒸汽的形式回收除气器中低压闪蒸的蒸汽的潜在能量。
[0076]在稍微适度高于它的环境沸点的温度下，例如，215°至240 °F，离开除气器的除气的水81流向高压锅炉用水栗83的进口侧，从那里，逆着其中形成的蒸汽的背压，将用水送往余热锅炉。因而，栗83的排气压力通常在40至70巴的范围内，更通常地50至70巴。通过栗83将用水转移给节热器(第一热交换器)43，在那里，通常通过从HRS酸转移热，通过175至225华氏温度，将用水的温度增加到范围在大约420°和大约460 °F之间的温度。从节热器43，锅炉用水经过节热器29，在29中，通过从第三阶段转化气体27转移热，通常通过70至100华氏温度进一步将锅炉用水加热至，例如，大约490°和大约550 °F2间的温度。
[0077]通过在余热锅炉15中，从302燃烧气体转移热，将离开节热器29的锅炉用水转化成蒸汽。在40至70巴的压力下，更通常地50至70巴的饱和的蒸汽离开余热锅炉15和首先经过过热器25，在那里，通过从离开转化器17第二转化器阶段17.2的转化气体23转移热，通过10至20华氏温度，将饱和的蒸汽的温度增加到，例如，范围是490°至560 °F的温度。离开过热器25的过热的蒸汽经过过热器21，在那里，进一步通过从离开第一转化器阶段17.1的转化气体流19转移热，通过200至300华氏温度，将过热的蒸汽加热至，例如，700°至900 °F的温度。
[0078]图2也图示来自在余热锅炉15之上的蒸汽锅筒85的冷凝物的排污，用于经由串联排污扩容槽去除颗粒固体污染物，包括高压排污槽87，在那里，将冷凝物急骤蒸发成低至通常在2至5巴量规的适度的压力蒸汽，和低压排污槽89，在89中，将来自排污槽87的冷凝物急骤蒸发，以便产生在大气压力下的另外的蒸汽，留下残留的冷凝物液流，从用于去除颗粒固体的工艺净化。
[0079]在图3中图示用于从HRS酸转移能量的热交换器阵列的排列和关系，其结合图1和2相对于锅炉用水和HRS酸的流动的流程图。图3也描述接触硫酸厂的集成，其包括用于503的HRS吸收器，具有用于从离开SO3吸收器的尾气回收302的工艺。吸收器17的热回收吸收区17.2中形成的酸连续地流经热交换器阵列的节热器43、第二热交换器45、和第三热转移系统交换器55和57，和，在经过栗槽59的通道之后，平行的流经最终的产物冷却器69和第二吸收酸冷却器67，每一个相对于HRS酸流动与交换器43、45、55和57串联。
[0080]锅炉用水进入产物酸冷却器67上的工艺和连续地流经产物酸冷却器、第二吸收酸冷却器69、第三热转移系统酸冷却器57和55、第二热交换器45和节热器(第一热交换器)43，其连续地组成热交换器的阵列，HRS酸和锅炉用水相对于阵列相反地流动。在交换器57和55之间，锅炉用水通过热交换器75绕路而行，在交换器75中，通过从SO2吸收和汽提系统的工艺液流转移热将其加热，也在图3中描述和下面进一步描述。可以将热交换器75认为是上面提及的第三热转移系统的部分，但是不是热交换器的定义的阵列的部分，锅炉用水和HRS酸相对于该阵列连续地相反流动。
[0081]在热交换器45和节热器43之间，锅炉用水经过除气器77，其中，闪蒸蒸汽，用于不可冷凝的去除。基本上绝热的除气器77中的蒸汽的闪蒸限制流过工艺的锅炉用水的温度上升，和因而保存用于将基本上所有的HRS系统的吸收和冷凝能量转移给用于余热锅炉的锅炉用水的A t，从而能够在余热锅炉中，以通过从SO2燃烧气体转移热形成的高压蒸汽的形式，回收基本上所有的蒸汽相酸形成、吸收和冷凝能量(加上从SO2汽提蒸汽回收的能量)O
[0082]将离开第二吸收区17.2的尾气供应给二氧化硫吸收柱101，其中气体流中的残留的SO2被吸附到溶剂液流103中。来自吸收器101的废气大体上包括氮气和少部分的未反应的氧气，且具有适于适当到大气中的品质。二氧化硫-富集的吸收液体105离开SO2K收器的底部且被转移到汽提塔107，其中通常通过与新鲜蒸汽接触，从加热的吸收液体汽提S02。使离开汽提柱107，含有蒸汽和二氧化硫的热的汽提塔气体109经过热交换器75，在热交换器75中，从汽提塔汽提109冷凝蒸汽和在热交换器57和55之间的锅炉用水的通过期间，将热从具有S02的热的蒸汽转移到锅炉用水，从而增加锅炉用水的温度和最终允许以供应给SO2汽提柱107的汽提蒸汽的潜伏热的高压蒸汽的形式回收。
[0083]图4所示的是用于以高压蒸汽的形式回收高温SO3(HRS)吸收系统的吸收热、硫酸的形成的蒸汽相热、和冷凝热的本发明的工艺的可替换的实施方案。
[0084]环境空气101通过进气口过滤器103流入空气干燥塔105的底部上的进气口，在那里，通过与塔内气体液体接触区105.1中的浓硫酸接触从空气去除湿气。如下面进一步描述的，通过干燥塔循环的浓酸包括来自HRS吸收器的吸收酸，在排列的热交换器串联中，通过将吸收热转移给锅炉用水冷却酸，所以吸收酸和锅炉用水相对于串联交换器对流。
[0085]通过压缩机108压缩离开干燥塔105，在150-170 0F的温度下的干燥的空气107，且被引入到空气预热器109内，在那里，如下面描述的，通过从转化气体流转移热，将其加热至425°至475 °F。将熔融硫喷洒到硫燃烧器113内，在燃烧器内，其与以这样的速度(即，相对于进入燃烧器的硫流量，空气的氧气组成是化学计量过量)流动的加热的压缩空气111接触。硫与空气的氧气反应，以便产生包括二氧化硫、氮气和未反应的氧气的燃烧气体。SO2燃烧气体以2100°至2200 °F离开硫燃烧器，和之后，通过将热转移给余热锅炉115中的锅炉用水，被冷却至700-800 °?的温度。
[0086]离开余热锅炉115的燃烧气体流向转化器117，进入第一转化器阶段117.1，和在其中，与用于通过与气体的氧气组分反应，将二氧化硫氧化成三氧化硫的催化剂接触。来自催化氧化反应的热，离开第一转化器阶段117.1的转化气体119通常在1100°至1150°F的温度。使第一阶段转化器气体119经过过热器121，在那里，将热从下面描述的余热锅炉转移给高压蒸汽，从而将转化气体冷却至大约775°至825 °F。除了转化热的回收之外，冷却气体为第二催化转化器阶段117.2中的502至SO3的进一步的转化建立更有利的平衡，其中转化气体从过热器121流向第二催化转化器阶段117.2。
[0087]在925°至975 °F的温度下，离开第二转化阶段117.2的转化气体123流向另一个过热器125，在那里，将热从气流123转移给来自如下面描述的余热锅炉的高压蒸汽。将在通常775 °?至825 °F的温度，离开过热器125的第二阶段转化气体送往转化器117的第三和最后的催化转化器阶段117.3，用于302至303的进一步转化。再次，在阶段117.3之前冷却气体为进一步转化为SO3提供更有利的平衡。第三阶段转化气体127在820°至860 0F的温度离开转化器，和经过节热器129，在那里，将热转移给用于余热锅炉的锅炉用水，如下面进一步描述的。离开节热器129的转化气体经过空气预热器109，在那里，将热从气体转移到燃烧空气。在离开空气预热器之后，将转化气体送往热回收吸收系统。通过节热器的转化气体的通道通过250至320华氏温度将气体温度从在大约820°和大约860 °F之间的范围减少至，也就是，范围在大约525°和大约575 °F之间的温度，和进一步通过另外的170至200华氏温度，空气预热器中的冷却将气体的温度减少至，也就是，通常范围在320°至400 °F的温度。
[0088]在图4的工艺中，通过温度的另外的增加，在空气预热器109中冷却气体，以便调节在如下面直接描述的吸收器的上游的蒸汽喷射上发生的温度的急剧上升。在余热锅炉115中，全部以高压蒸汽的形式回收节热器129和空气预热器109中转移的能量。
[0089]将320°至400 °?和0.6至0.8巴量规的最终阶段转化气体127引入到蒸汽喷射容器131内，在那里，以最优选地大约0.80至大约0.90的它的三氧化硫含量的化学计量比将低压蒸汽引入到气体流中。更广泛地，用于图4的工艺的蒸汽喷射的优选的比率基本与上述描述的用于如图1的工艺相同。
[0090]在用于图4所示的实施方案的典型的材料平衡中，如在图1的工艺中，喷射水蒸气，以便提供用于从三氧化硫形成硫酸的85%反应水，和干燥塔酸回路与吸收酸回路的结合通过干燥塔105中的燃烧气体的潮湿的吸收，提供所有的或基本上所有的剩余的反应水。因而，回收几乎100%的反应的水的冷凝热，加上来自硫酸的冷凝热的重要的另外的能量。无论如何，在图4的工艺中，水蒸汽的注入和通过SO3和水蒸汽的反应的硫酸的合成的蒸汽相形成通常将离开喷射容器131的转化气流加热至通常范围在525°至625 °F内的温度。将这种气流引入到靠近热回收吸收塔133的底部，在热回收吸收区133.1下面的气体进口。优选地，热回收区133.1包括用于促进气相和液相之间的质量转移的工具。在热回收吸收区中，在大约370 °F和大约450 °F2间的温度下和99.0%至99.4%的浓度，使气流与进入热回收吸收器的吸收酸135接触，通常吸收塔。吸收酸进入热回收区的顶部和与气体流相反，通过区域133.1向下流动。热回收区的操作基本上如相对于图1的工艺的区域33.1描述相同。
[0091]如图4所示，优选地，热回收塔133也包括第二吸收区133.2，在那里，使离开初级(热回收)吸收区的气体与第二吸收区133.2中的第二吸收酸液流137接触，其操作也基本上如相对于图1的区域33.2上述描述的相同。第二吸收酸离开第二吸收区的底部和与进入第二区的底部和初级区的顶部之间的热回收塔的吸收酸结合，以便形成组合的酸液流，其起用于热回收吸收区的初级吸收酸的作用。
[0092]离开第二吸收和冷却区133.2的顶部的气流经过硫酸除雾器139和作为尾气140从工艺离开。可选地，可以在二氧化硫回收工艺中，从尾气回收二氧化硫，可选地，可以将二氧化硫回收工艺与如上面进一步描述的SO3K收热回收工艺结合。
[0093]从硫酸的形成的蒸汽相热，吸收热，冷凝热，和显热转移，将离开热回收吸收区的富集的吸收酸136加热到在大约400 °F和大约480 °F之间的温度。来自热回收吸收区的热的吸收酸连续地流经热交换器的阵列，其中，将热转移给用于余热锅炉115的锅炉用水。锅炉用水通常也连续地流经交换器的阵列，吸收酸和锅炉用水基本上相对于串联交换器相反地流动。
[0094]在酸侧，离开热回收区133.1进入热回收塔133的井内的富集的吸收酸136流向HRS酸循环栗141的进口侧，首先，从那里，将其送往HRS节热器143，在那里，通过将热转移给热的锅炉用水，通常通过在大约10和大约40华氏温度之间，将酸从范围在400°至480 °F的温度冷却至范围在380°至430 °F的温度，从而通常通过150至225华氏温度，将热的锅炉用水从接近于环境的沸点或稍微高点加热到范围在375°至425 °?的温度。
[0095]离开第一热交换器(节热器)143，酸液流经过第二 HRS热交换器145，在那里，通过将热转移给锅炉用水，通常通过在15和大约30华氏温度之间，进一步将酸从范围在大约380°和大约430 T的温度冷却至在大约370°和大约400 °F之间的温度，和在那里，在接近于它的周围沸点的温度范围内加热锅炉用水。
[0096]在初级吸收酸再循环液流147和向前的酸流动液流151之间把离开第二热交换器145的酸分开。使初级再循环液流147与包括来自干燥塔105的酸的酸液流149混合，以便提供初级吸收酸液流135，然后，使其再循环到热回收吸收区133.1的顶部。向前的酸流动液流151接着流向第三热转移系统153，可选地，其可以包括多个热交换器，尽管并非所有的这些热交换器一定用来将热从吸收酸转移到锅炉用水，和因此，任何那样的不在定义的热交换器阵列的外部，即，为了稍后的目的串联安排热交换器。在图4的实施方案中，酸侧上的第三热转移系统仅包括锅炉用水预热器155。在预热器155中，通常通过在225和270华氏温度之间，将酸从在370°和大约400 °F之间的温度冷却至范围在大约130°和大约160°F之间的温度，从而将锅炉用水从在大约175°和大约250°F之间的温度加热到在大约220°和大约260 °F之间的温度。
[0097]在热交换器155的下游，将HRS酸液流分开，以便提供产物酸液流、用于再循环到第二吸收区133.2的第二吸收酸液流。优选地，以向前流动液流151送往到共同的容器开始HRS酸的分开，也就是，如图4所示的共同的酸栗槽159，其也接收从干燥塔105返回的干燥塔酸和可选地，在热回收吸收塔133中起用于与SO3反应的补充的稀释水的作用的软化水170。将通过共同的酸栗160从共同的酸栗槽提取的产生的混合物分开，以便产生返回到热回收吸收器133的第二吸收区133.2的第二吸收酸液流137，与相对热的再循环液流147混合，以便产生初级吸收酸液流135的冷却的初级再循环液流149、被送往干燥塔的干燥塔酸供给液流161和从工艺去除的产物酸液流163。
[0098]通常，共同的栗槽159中的酸的温度在140°至180 °F的范围内。通常，通过在干燥塔105中，来自燃烧空气的水蒸汽的吸收热，通过大约三华氏温度加热在栗槽的温度下的干燥塔酸液流161。在图4所示的实施方案中，使用过的干燥塔酸165，通过来自燃烧空气的水蒸气的吸收稀释，返回到栗槽。
[0099]在包括产物酸冷却器167的第四热转移系统中，通过将热转移给锅炉用水，通常通过大约40至70华氏温度将产物酸163从栗槽温度冷却至范围在80°至115 °?的温度，从而将锅炉用水从通常在环境下或适度升高到环境之上的温度加热到5至15华氏温度更高的温度。
[0100]可选地，在包括第二吸收酸冷却器(没有显示)的第五热转移系统中，进一步通过将热转移给锅炉用水冷却从栗槽返回到第二吸收区的第二吸收酸。热交换器167包括串联的交换器阵列的部分，阵列进一步包括交换器155、145和143。锅炉用水和吸收酸的流动相对于包括阵列的热交换器串联是相反的。
[0101]图5图示图4的工艺的实用侧。通过低压力锅炉用水栗173，将在环境下或稍微超过环境的锅炉用水171，通常在70°至100 °F送往通常在25至10psig的压力下的工艺的实用侧。然后，使锅炉用水经过第四热转移系统的产物酸冷却器167，在那里，通常通过从HRS酸转移热，通过5至20华氏温度，将其加热到范围是90°至115°F的温度。然后，离开产物酸冷却器167的锅炉用水进入第三热转移系统153。如上述讨论的，系统153通常可以包括多个热交换器。然而，在实用侧，并不是所有的这些热交换器一定用来将热从吸收酸转移给锅炉用水。例如，在根据工艺的吸收和气体回路中，如在悬而未决和共同授让的，2012年5月2日提交的美国专利申请出版物号US 2012/0107209 Al，美国临时专利申请连续号61/641,833(代理人案号ENV 10308)，和201