3年3月15日提交的美国临时专利申请连续号61/793,571 (代理人案号ENV 10309)中描述的，可以将锅炉用水回路与用于从源气回收二氧化硫的工艺结合，例如，来自热回收塔133的尾气中的二氧化硫。
[0102]因而，如图5所示，在90°至115 °F的温度，离开产物酸冷却器167的锅炉用水首先经过热交换器175，在热交换器175中，将热从再生的二氧化硫吸收媒介液流转移给锅炉用水，从而通常通过25至45华氏温度，将用水加热至，例如，在大约120°和大约140 °F之间的温度。再生的二氧化硫吸收媒介的来源如上述关于图2描述的相同。
[0103]尽管热交换器175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交换器中。如在图2的实施方案中，图5的实施方案包括在串联的另外的两个连续的热交换器之间，和热交换器的阵列无关的还有的另外的操作，也就是，用于锅炉用水的除气器。
[0104]离开热交换器175的用水流向热交换器155，在那里，通常，通过140至180华氏温度，将其加热至，例如，范围是270°至310 °?的温度。
[0105]如下面进一步描述的，使离开交换器155的用水与来自锅炉用水循环栗182，在215°至240 °?的部分除气的水191混合，循环栗182使用水在热交换器155和除气器177之间循环。混合的液流，通常在范围是230°至280 °F的温度，进入第二热交换器，在那里，通过从HRS酸转移热，例如，通过25至45华氏温度，将其进一步加热至范围是270°至300°F的温度。取决于锅炉用水路径的压力下降概况，在热交换器145中可能发生适度的闪蒸，可能限制通过第二热交换器期间增加用水温度的程度。
[0106]将离开第二热交换器145的锅炉用水或两相水和蒸汽流动引入到优选地大体上绝热地脱气腔室177内，其中与离开第三热转移系统的交换器155的锅炉用水的温度相比，用水闪蒸和通过15至80华氏温度冷却。脱气腔室177中的用水的闪蒸不可冷凝性地从锅炉用水去除，通过线路179从除气器将其排放，以便提供用于送往蒸汽喷射容器131的喷射蒸汽的来源。通过在除气器177中闪蒸足够的蒸汽，以便提供代表用于吸收器133的很高百分比的反应水的比例的水蒸汽，除气器177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177的锅炉用水。
[0107]在图4和5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的蒸汽来源与SO3反应，使离开除气器的低压蒸汽再循环到蒸汽喷射容器131。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302的协调工艺的汽提蒸汽。
[0108]将除气器中闪蒸的蒸汽送往吸收器133也为提供具有来自吸收器的尾气的锅炉用水的不可冷凝物提供便利的排放。
[0109]经由热交换器145和除气器之间的高容量栗182，使在稍微适度高于它的环境沸点的温度下，例如，215°至240 °F，除气的水181循环。在循环栗182的排放下，使用水在逆流到热交换器145的锅炉用水进口的再循环液流和流向高压锅炉用水栗183的进口侧，用于余热锅炉的用水之间分开。从高压栗183，逆着其中形成的蒸汽的背压，将用水送往余热锅炉。因而，栗183的排放压力通常在40至70巴的范围内，更通常地50至70巴。通过栗183将用水转移给节热器(第一热交换器)143，在那里，通常通过从HRS酸转移热，通过150至200华氏温度，将用水的温度增加到范围在大约375°和大约425 °F之间的温度。从节热器143，锅炉用水经过节热器129，在129中，通过从第三阶段转化气体127 (图4)转移热，通常通过100至140华氏温度进一步将锅炉用水加热至，例如，大约490°和大约550 0F之间的温度。
[0110]通过在余热锅炉115中，从302燃烧气体转移热，将离开节热器129的锅炉用水转化成蒸汽。经由蒸汽锅筒185，使在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115和首先经过过热器125，在那里，通过从离开转化器17第二转化器阶段117.2 (图4)的转化气体123转移热，通过10至20华氏温度，将饱和的蒸汽的温度增加至IJ，例如，范围是490°至560 °F的温度。离开过热器125的过热的蒸汽经过过热器121，在那里，进一步通过从离开第一转化器阶段117.1 (图4)的转化气体流119转移热，通过225至325华氏温度，将过热的蒸汽加热至，例如，750°至850 °?的温度。
[0111]图5也图示来自在余热锅炉115之上的蒸汽锅筒185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187，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189，在189中，将来自排污槽187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。
[0112]图6图示硫酸制造工艺的工艺侧的可替换的实施方案，其中在HRS锅炉中，以中压蒸汽的形式回收HRS吸收器的热回收和第二吸收区中形成的部分能量，和通过将热从HRS吸收酸转移给用于高压锅炉的锅炉用水，以高压蒸汽的形式回收剩余的能量，在这种情况下，在余热锅炉中，从SO2燃烧气体回收热。在图6的工艺的操作的优选的模式中，最终以具有范围是40至70巴的压力的蒸汽的形式回收热回收区中形成的硫酸形成的至少60%的蒸汽相热、吸收热和冷凝热。更优选地，以具有这样的范围内的压力的蒸汽的形式回收至少75%的HRS能量。甚至更优选地，以高压蒸汽的形式，也就是，具有在40至70巴范围内的压力的蒸汽，回收热回收吸收器中形成的酸形成的蒸汽相热、吸收热和冷凝热的总和的至少大约 85%、90%、95%、97%或 99%。
[0113]在图6的工艺中，环境空气201通过进气口过滤器203流入空气干燥塔205的底部上的进气口，其中通过与塔内气体液体接触区205.1中的浓硫酸接触从空气去除湿气。如图1的工艺中，通过干燥塔循环的浓酸包括来自HRS吸收器的吸收酸，其中通过将吸收热转移给锅炉用水冷却该吸收酸，锅炉用水经过排列的串联的热交换器，所以吸收酸和锅炉用水相对于串联交换器相反通过。
[0114]通过压缩机208压缩离开干燥塔205，在130-150 °?的温度下的干燥的空气207，从而将空气加热至220°至260 T的温度，且引入到空气预热器209，在那里，通过从如下面描述的最终阶段SOjf化气体转移热，将其加热至440-480 0F。将熔融硫喷洒到硫燃烧器213内，在燃烧器内，其与以这样的速度(即，相对于硫流量，空气的氧气组成是化学计量过量的)流动的加热的空气211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2150°至2250 °F离开硫燃烧器，和通过将热转移给第一余热锅炉215中的锅炉用水，被冷却至2000-2060° F的温度。
[0115]离开余热锅炉215的燃烧气体经过过热器225，其中，通常通过1200至1400华氏温度，将气流，例如，从在2000。和2060 T之间的温度冷却至700。F至800 0F的温度，即，适于建立302至SO3的催化转化的有利的平衡的温度。在过热器225中，通过将热转移给余热锅炉系统内形成的高压蒸汽冷却气体，从而将蒸汽从范围在大约540和大约550华氏温度之间的温度加热至范围在650°和大约750 °F之间的温度。
[0116]离开过热器225的冷却的燃烧气体进入转化器217的第一催化转化器阶段217.1，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。二氧化硫到三氧化硫的氧化是高度地放热的，所以，离开第一转化器阶段217.1的转化气体219通常在1100°至1150°F的温度。使第一阶段转化器气体219经过过热器221，在那里，将热从转化气体转移给来自如下面描述的余热锅炉的高压蒸汽，从而将转化气体冷却至大约775° F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217.2中的302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221流向第二催化转化器阶段217.2。
[0117]在925°至975 °F的温度下，离开第二转化阶段217.2的转化气体222流向另一个节热器228，在那里，将热从气流转移给如下面描述的锅炉用水。将通常在775 T至825 T的温度，离开节热器228的第二阶段转化气体送往转化器217的第三催化转化器阶段217.3，用于302至SO 3的进一步转化。再次，在阶段217.3之前冷却气体为进一步转化为SO 3提供更有利的平衡。第三阶段转化气体227以820°至860 °F的温度离开转化器，和经过节热器229，在那里，如下面进一步描述的，通过将热转移给用于余热锅炉的锅炉用水，通过70至100华氏温度，将转化气体冷却至，例如，725°至775 0F。将离开节热器229的转化气体送往第四和最终的转化器阶段217.4，用于502至SO3的进一步的转化。从第四转化器阶段217.4中形成的氧化放热，仅适度地将气流加热，例如，5至20华氏温度，例如，加热至735 °至785 °?的温度。从阶段217.4，第四阶段转化气体流过第二余热锅炉216，其中，通过通常在750至850psig的压力下的形成蒸汽，通过大约200至250华氏温度，将其冷却至，例如，范围是525°至575 °F的温度。在通过第二余热锅炉216之后，最终的转化气体流经空气预热器209，在那里，通过将热转移给燃烧空气，通常通过195至225华氏温度，将其进一步冷却至，例如，在325°和大约360 °F之间的温度。如参考上述讨论的图1的工艺，随着它进入热回收吸收区，在进入蒸汽喷射容器之前，转化气体的冷却阻止转化气体太热。
[0118]将离开空气预热器209的最终阶段转化气体送往包括热回收塔233的热回收吸收系统。在进入热回收塔之前，最终的转化器气体经过蒸汽喷射容器231。转化气体进入325°至360 °F的温度和0.05至0.2巴的喷射容器。在容器231中，将蒸汽引入到气流内，以便建立对它的当量三氧化硫含量的化学计量比优选地大于大约0.55,0.60或0.75，最优选地至少大约0.85、0.90或0.95，可选地大约0.98的气流中的当量H2O蒸汽含量。蒸汽的喷射导致SO3和水的蒸汽相反应，以便形成硫酸蒸汽。喷射到图6的工艺的容器231的蒸汽的优选的最小的速度基本上与上述相对于图1的工艺描述的相同。水蒸汽的喷射和通过SO3和水蒸汽的硫酸的生成的蒸汽相形成将离开喷射容器231的转化气流加热至通常范围是550°至600 °F的温度。将这种气流引入到在热回收吸收塔233的底部或靠近底部，在热回收吸收区233.1下面的气体进口。
[0119]在热回收吸收区233.1中，在大约125°和165 °F之间的温度下和99.2 %至99.6%的浓度，使气流与初级吸收酸235接触，其进入热回收吸收器，通常吸收塔。吸收酸进入热回收区的顶部和与气流相反，通过区域233.1向下流动。热回收区中吸收酸和气体的接触导致将SO3吸收到液相内，将硫酸蒸汽从气相冷凝到液相，和将水蒸气从气相冷凝到液相。也将显热从气相转移给液相。
[0120]优选地，热回收塔233也包括第二吸收区233.2，在那里，离开初级(热回收)吸收区的气体与引入第二吸收区233.2的顶部的第二吸收酸液流237接触且通过那里，与向上流动的气体流相反地向下流动。第二吸收区也包括用于促进酸相和液相之间的质量转移的填料盒或其他工具。第二吸收酸237进入范围通常是90°至120 °F的温度的第二吸收区。离开初级吸收区的气体流与第二吸收区中的第二吸收酸的接触导致从离开初级区域的气体吸收残留的S03，和冷却气体流，导致将硫酸蒸汽和水蒸气进一步冷凝成第二吸收酸。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。
[0121]离开第二吸收和冷却区233.2的顶部的气流经过硫酸除雾器239和作为尾气290从工艺离开。可选地，可以在二氧化硫回收工艺，从尾气回收二氧化硫，和可以将这样的二氧化硫回收工艺与SO3吸收热回收工艺结合，如上述相对于图1描述的。
[0122]从吸收热，冷凝热，和显热转移，将离开热回收吸收区的富集的吸收酸加热到大约400 °F和大约460 °F之间的温度。来自热回收吸收区的富集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215和216的锅炉用水。锅炉用水通常连续地流经交换器的阵列，吸收酸和锅炉用水大体上相对于串联交换器相反地流动。
[0123]在酸侧，离开热回收区进入热回收塔233的井内的吸收酸流向HRS酸循环栗241的进口侧，在循环栗的排放口，在HRS锅炉酸液流240和支路HRS酸液流242之间分开吸收酸。
[0124]HRS锅炉酸液流240流经HRS锅炉244，在那里，通过将热转移到锅炉用水和例如，在120至150psig的压力下，形成中压蒸汽，通过30至60华氏温度，将其冷却至，例如，范围是375°至425 °F的温度。将支路HRS液流242送往阵列中的串联的热交换器中的第一个热交换器243，HRS酸和锅炉用水相对于阵列相反地经过第一热交换器243。在热交换器243中，通过将热转移给高压锅炉用水，通常通过在大约5和大约20华氏温度之间，将HRS酸从范围在大约400°和大约460 °F之间的温度冷却至，例如，大约395和大约440 °F之间的温度，从而将高压锅炉用水加热至范围在大约420至大约438 °F之间的温度。
[0125]离开第一热交换器243的支路酸242在相对于HRS酸的流动的热交换器243的下游和HRS锅炉244的下游与HRS锅炉酸240重新结合。再次将组合的液流249分成液流248，其包括初级吸收酸液流235的主要的成分，将其再循环至热回收吸收区233.1，和向前的酸流动液流251，通过将热转移到锅炉用水从该液流回收进一步的能量。在再循环至吸收器233的过程中，液流248经过稀释器260，其中必要时可以添加稀释水(SO3反应水)292，以便维持热回收吸收区上的目标酸浓度概况。如下面描述的，在稀释器中，使液流249与来自共同栗槽259的再循环液流混合，以便形成初级吸收酸液流235。在图6的工艺的优选的实施方案中，基本上通过将蒸汽喷射到离开热回收吸收区的转化气体或通过蒸汽喷射和从干燥塔5中的燃烧空气去除的水的结合提供所有的SO3反应水，但是水补充的速度的调整可能受到稀释器260上软化水液流292的添加的影响。
[0126]使向前的酸流动液流251经过第二热交换器245，其中，通过将热转移给中压锅炉用水，通常通过大约160至大约190华氏温度，将酸冷却至范围在大约220°和大约240 0F之间的温度，从而将锅炉用水温度加热至范围在大约260°和大约290 °F之间的温度。
[0127]接着，第二吸收酸液流251流向第三热转移系统253，其通常可以包括多个热交换器。在图6中，第三热转移系统包括锅炉用水预热器255和共同的酸冷却器257。在预热器255中，通常通过在90和120华氏温度之间，将酸从在210°和大约240 °F之间的温度冷却至范围在大约120°和大约140°F之间的温度，从而通常通过50至70华氏温度，将用于HRS锅炉的锅炉用水从，例如，在大约90°和大约110 °F之间的温度加热到在大约140°和大约160 °F之间的温度。
[0128]离开热交换器255的酸流入共同的栗槽259，其起用于HRS酸的容器的作用，最终将其分成四个路径，也就是:(i)产物液流263 ;(ii)干燥塔酸液流261用于再循环到热回收吸收器233的第二吸收区233.2的再循环的第二吸收酸液流237 ;和(iv)与来自HRS锅炉244的离开液流249结合，以便形成再循环到热回收吸收区233.1的初级吸收酸液流235的液流256。然而，因为它最初流出栗槽，优选地，仅将酸液流分成两个路径，其中之一是液流256，形成初级吸收酸的成分的液流。便利地，可以在稀释器260中混合液流256和离开HRS锅炉的再循环酸液流249，以便形成初级吸收酸液流235，其从稀释器逆流向在第二吸收区233.2下面和在热回收吸收区233.1之上的点上的吸收器。
[0129]使由离开栗槽的酸液流的分开形成的其他液流，也就是液流258，经过共同的酸冷却器257，在那里，通过将热转移给锅炉用水，通常通过5至20华氏温度，将其冷却至，例如，范围是135°至160 °?的温度。在共同的酸冷却器的下游，将冷却的酸液流分成产物酸液流263，干燥塔酸液流261和第二吸收酸液流237。将液流261送往干燥塔205，用于从用于硫燃烧器213的进入的燃烧空气吸收潮湿。在通过干燥塔中，通常通过5至15华氏温度，将干燥塔酸液流加热至范围是135°至160°F的内的温度。用过的干燥塔酸265逆流入共同的栗槽259。
[0130]使产物酸液流263经过产物酸冷却器267，在那里，通过将热转移给锅炉用水，通常通过50至100华氏温度，将其冷却至，例如，在大约90°至160 °F之间的温度，从而将锅炉用水加热至范围是90°至大约120 °?的温度。
[0131]第二吸收酸液流237从共同的酸冷却器257流向热回收吸收器233和进入第二吸收区233.2的顶部。第二吸收酸向下流经区233.2，从而从离开热回收吸收区233.1的顶部的气体去除残留的SO3，冷却气流和从气流冷凝硫酸蒸汽。在热回收吸收器233的初级(热回收)吸收区233.1的顶部，离开第二吸收区的第二吸收酸与再循环的酸液流235结合，以便形成用于初级吸收区的吸收酸。
[0132]优选地，离开第二吸收区233.2的气体经过除雾器元件239，用于从工艺尾