气除去残留的硫酸酸雾。
[0133]可选地，和例如，可以通过喷射到再循环液流296，将另外的来源的稀释水294引入到共同的栗槽259内。
[0134]图7图示用于图6所示的工艺的实用侧流程图。将通常在70°至110°F的锅炉用水271送往低压锅炉用水栗273的进口侧。从栗273的排放，锅炉用水首先流经产物酸冷却器267，在那里，通过从HRS酸转移热，通常通过20至50华氏温度，将其加热至范围是大约90°至大约120° F的温度。
[0135]离开热交换器267的用水流向第三热转移系统253，其包括串联的共同的酸冷却器257和HRS预热器255。在共同的酸冷却器257中，通过从HRS酸转移热，通常通过60至90华氏温度，将锅炉用水加热至范围是150°至大约180 °F的温度。离开共同的酸冷却器257的用水流向热交换器255，在那里，通过从HRS酸转移热，通常通过90至110华氏温度，将其加热至范围是260°至大约290 °F之间的温度。离开共同的酸冷却器255的用水流向除气器277，其中与离开第三热转移系统的交换器255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277中的用水的闪蒸不可冷凝性地从锅炉用水去除，通过线路279从除气器将其排放，以便提供用于送往蒸汽喷射容器231的喷射蒸汽的来源。通过在除气器277中闪蒸足够的蒸汽，以便提供代表用于吸收器233的很高百分比的反应水的比例的水蒸汽，除气器277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吸收酸转移给锅炉用水的At，和从而允许以高压蒸汽的形式回收来自吸收器的很高百分比的吸收和冷凝能量。通常，在其中闪蒸大约5%至大约10%进入除气器277的锅炉用水。在图7所示的实施方案中，通过从HRS锅炉244到处气器使部分蒸汽改道辅助除气。
[0136]将除气器中闪蒸的蒸汽送往三氧化硫吸收器也为具有来自吸收器的尾气的锅炉用水中的不可冷凝物提供便利的排放，因而从工艺去除它们，而没有损失蒸汽。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。
[0137]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281流向中压锅炉用水栗282的进口侧，其将锅炉用水提供给HRS锅炉，和平行于高压锅炉用水栗283，其将锅炉用水提供给高压余热锅炉。
[0138]在中压锅炉用水栗282的排放侧，必要时，可以分开用水液流，以便提供用于HRS稀释器260的稀释水液流292。通常在7至15巴的压力下，剩余锅炉用水的排放侧流动经过HRS加热器245，其中，通常通过120至150华氏温度，将其加热至，例如，范围在大约345°至375 °F之间的温度。从HRS加热器245，中压锅炉用水流向HRS锅炉244，在那里，通过从离开吸收器233的热回收吸收区233.1的HRS酸转移热，通常在7至15巴下，但是可能高达25巴或更高，将其转变成蒸汽。
[0139]通常在大约240和大约260 °?之间的温度下和在大约700和大约800psig的压力下，将高压锅炉用水从用水栗283排放，且经过第一热交换器243，其中，通常通过40至60华氏温度，将其进一步加热至通常范围在大约470°至大约510 °F之间的温度。离开第一热交换器243的锅炉用水连续经过节热器229，其中，通过从离开转化器217的第三转化器阶段217.3的转化气体转移热，通常通过120至160华氏温度，将其加热至，例如，范围是380°至420 °F的温度，和然后通过节热器228，在那里，通过从离开转化器217的第三转化器阶段217.1的转化气体转移热，通常通过110至140华氏温度，将其加热至，例如，范围在大约490°至大约520 °F之间的温度。
[0140]锅炉用水从节热器228流入蒸汽锅筒218，其是第一余热锅炉215和第二余热锅炉216共有的。
[0141]通过从第一余热锅炉215中的SO2燃烧气体和从第二余热锅炉216的最终阶段转化气体转移热形成的蒸汽离开蒸汽锅筒218，和使其连续地经过过热器225，其中，通常，通过从在第一余热锅炉215和第一转化器阶段217.1之间流动的气体转移热，通过170至200华氏温度，将其加热至，例如，范围在大约680°和大约700 °F之间的温度，和然后，经过过热器221，其中，通过从离开转化器217的第一转化器阶段217.1的转化气体转移热，通常通过90至110华氏温度，进一步将其加热至，例如，范围在大约870°和大约900°之间的温度。
[0142]以关于图2的排污槽87和89和图5的排污槽187和189上述描述的方式操作高压排污槽287和低压排污槽289。
[0143]在图8图示用于将能量从HRS酸转移给锅炉用水的热交换器阵列的排列和关系，其结合图6和7相对于锅炉用水和HRS酸的流动的流程图。吸收器217的热回收吸收区217.1中形成的HRS酸236平行的流入HRS锅炉244和第一热交换器243和在第一热交换器243、第二热交换器245、和第三热转移系统热交换器255之间串联流过。离开热交换器255,HRS酸流向共同的栗槽259。立即将离开栗259的酸分开，以便提供送往共同的酸冷却器257的液流和与稀释器260中的液流248结合的再循环液流256 (图6 ;图8没有显示)，以便提供初级吸收酸液流235。液流258连续地流经共同的酸冷却器257和之后在产物酸冷却器267和干燥塔205之间平行流过。使一部分酸在共同的酸冷却器和栗槽之间循环，以便将栗槽酸浓度维持在控制的值上。因而，使热交换器243、245、255、257和267相对于HRS酸流动串联排列。
[0144]锅炉用水271在产物酸冷却器267、共同的酸冷却器257、第三热转移系统热交换器255、和除气器277之间串联流过，之后，在经过第二热交换器245的中压锅炉用水液流和经过第一热交换器243的高压锅炉用水液流之间分开。因而，使热交换器267、257和255相对于锅炉用水流动串联排列和使热交换器的这种组合进一步与交换器245和243中的每一个串联排列，尽管后面两个在锅炉用水侧是相对于彼此平行的。HRS酸和锅炉用水相对于包括交换器243、255、257和267的热交换器阵列相反地流动，和也相对于热交换器245、255、257和267的重叠阵列相反地流动。
[0145]结合用于逐步地提取用于逐步地加热锅炉用水的HRS热的热交换器的这种逆流安排，除气器277提取确保以中压和高压蒸汽的形式最大化回收HRS蒸汽相酸形成、吸收和冷凝热的能量。此外，通过控制HRS锅炉244和第一热交换器245之间的HRS酸液流236的分配，可以操作图6-8的工艺，以便控制以中压对高压蒸汽的形式回收的HRS能量的相对比例。随着相对于送往HRS锅炉244的比例，增加送往热交换器243的HRS酸的比例，相应地增加以高压蒸汽的形式回收的吸收和冷凝能量的比例，和作为限制，图6-8的工艺的效果接近如在图1-5中描述的工艺的操作中实现的效果。
[0146]在其中在基本上由空气组成的含氧气的气体中燃烧硫的接触硫酸设施中，本发明的工艺能够形成每单位硫酸的制造充分增强的高压蒸汽的量。例如，其中，在加热用于余热锅炉的锅炉用水中回收至少60%的HRS热，在余热锅炉中，通过冷却SO2燃烧气体形成蒸汽，仅利用用于加热锅炉用水和形成高压蒸汽的自发工艺用热产生每吨硫酸至少大约1.45，更优选地，至少大约1.55，和多达1.7吨大于等于40巴的蒸汽。为了这种关系的目的和作为本文另外使用的，“自发的工艺用热”包括:(1)含氧气体中的硫的燃烧的热；(2) SO2至SO3的转化热；(3)硫酸中SO3的吸收的热；和(4)在那些实施方案中，其中，将水蒸气引入到热回收吸收区中或上游的转化气体:(a)通过水蒸汽与三氧化硫的反应的硫酸的形成的蒸汽相热；(b)热回收吸收区中硫酸的冷凝的热；和(c)热回收吸收区中水蒸气的冷凝的热。尽管影响是相对适度的，但是自发的工艺用热也可以包括(5)来自干燥塔中燃烧空气的水分的冷凝，其中，如在图1和4描述的实施方案中，将干燥塔酸回路与吸收酸回路结合。“HRS热”包括自发工艺用热的元素(3)、(4)和(5)。
[0147]在加热用于余热锅炉的锅炉用水中回收至少60%的HRS热，仅从由硫的燃烧热加上HRS热组成的自发工艺用热的成分(也就是，除了 302至SO3的转化热之外，所有的自发的工艺用热)转移，每吨硫酸产生至少1.45吨大于等于40巴蒸汽；仅从由空气中的硫的燃烧热、初级热回收吸收酸中的吸收热、硫酸的形成的蒸汽相热、热回收吸收区中的水的冷凝、和热回收吸收区中硫酸的冷凝(也就是，硫燃烧热加上除了干燥塔热之外，所有的HRS热)的自发工艺用热的成分转移，每吨硫酸产生至少1.45吨大于等于40巴蒸汽。
[0148]甚至在没有将水蒸汽喷射到热回收吸收区中或上游的转化气体的情况下，仅从由空气中的硫的燃烧的热和初级热回收吸收酸的吸收热组成的自发的工艺用热的成分转移，每吨硫酸产生至少1.45吨大于等于40巴蒸汽。
[0149]关于图1至3描述的工艺的实施方案接近从自发的工艺用热的成分的蒸汽的最佳形成，排除302至303的某些或所有的氧化热，保留相对于锅炉用水的流动，前述热交换器的阵列的下游，节热器中锅炉用水的另外的加热，和/或用于将过热分给高压蒸汽的所有或部分的那个能量成分。在这些图中描述的实施方案中，其中，例如，通过将低压蒸汽引入到图1的工艺的蒸汽喷射容器31中，以水蒸汽的形式供应很大百分比的SO3反应水，可以从仅产生于空气中的硫燃烧、吸收热、硫酸的形成的蒸汽相热、硫酸冷凝的热、水冷凝的热、和干燥塔中水分的冷凝，专有地保存用于过度加热高压蒸汽的302至SO3K应热的自发的工艺用热的成分，每吨硫酸产物形成至少1.4吨，更通常地至少大约1.5吨，或多达1.6吨大于等于40巴蒸汽。除了 302至SO3的氧化热的处置之外，在这种情况下，在每吨大于等于40巴蒸汽大约0.2和大约0.4吨之间的增加可归因于以大于等于40巴蒸汽形式的蒸汽相硫酸形成的热、SO3K收和硫酸冷凝能量的回收。
[0150]本文描述的高压蒸汽形成速度不仅不排除302至SO3氧化热的任何回收，而且扣除从外来的来源的输入的任何热量，以便形成低压蒸汽，用于喷射到热回收吸收区的上游的转化气体。不是依赖于这样的外来来源，优选地，本发明的工艺在除气器中形成喷射蒸汽，用于最初通过从吸收热转移热加热的锅炉用水。
[0151 ] 优选地，在蒸汽喷射实施方案的实施中，可以从燃烧、吸收、硫酸冷凝和水冷凝，每吨硫酸产生至少1.45吨大于等于40巴蒸汽、或在大约1.55和大约1.65吨具有在40和70巴之间压力的蒸汽。事实上，如图1至3或4和5所示的，在工艺中，每吨硫酸产物可以产生至少1.4吨大于等于50巴蒸汽，或在1.4和大约1.65吨大于等于50巴蒸汽。可以通过最小化经过HRS锅炉244的HRS酸的部分和最大化包括经过热交换器243、244、255、257和267的向前的酸流动部分的HRS酸的部分，在图6-8的工艺中实现可比较的生产力。
[0152]可以在湿气或干气硫酸制造设施中实施本文描述的工艺。干气模式中的操作提供显著的优势且优选该模式。干气工艺比湿气工艺通常更加健康和可靠。在湿气工艺中，总是存在危险，即，例如，由于导管壁、容器壁或热交换管上冷点的存在，或产生于由于电源的中断的意外的关机等等，沿着气流列队，可以在金属表面上凝结高度地腐蚀，相对稀释的硫酸。
[0153]在干气操作中，从多种来源回收热，因而最小化线路功率或化石燃料的消耗。干燥的燃烧空气从环境空气，收集水蒸气的冷凝热，以及当将干燥的空气升高到硫燃烧器的压力时形成的压缩热。从热回收系统吸收酸，锅炉用水收集来源于由SO3与喷射的水的反应的硫酸的蒸汽相形成的显热，硫酸的冷凝热，和进入热回收吸收区的转化气体中的未反应的SO3的吸收的热。通过进一步加热已经离开加热器阵列的锅炉用水，其中通过从热回收吸收酸转移热将其加热，在节热器中回收302至SO3的转化的部分热。通过将热从这些多个来源转移给高压锅炉用水，例如，在900psig，以高压蒸汽的形式回收来自所有来源的能量。SO2至303的转化的热用于使蒸汽过热。
[0154]通过仔细地安排用于渐进式将热从热回收吸收酸转移到锅炉用水的串联的热交换器，遍及串联保存正的At和在相当于高压蒸汽的压力下，例如，900psig，使锅炉用水接近于它的沸点。
[0155]工艺中形成的高压蒸汽可用于驱动涡轮机发电，可以在硫酸厂位于的设施内使用，或输出到商业输电电网上。
[0156]工艺的某些优选的实施方案的另一个主要的优势是仅使用用于从转化气体吸收SO3的单一吸收系统。因而，从工艺去除离开热回收吸收系统的气体，系统包括上面描述的热回收吸收区和可选地第二吸收区，而不需要将气体返回到转化器，用于通过另一个催化转化区，也就是，在本文描述的新工艺的这个优选的实施方案中，没有层间吸收步骤。这避免层间吸收塔中的资本投资和确保，最大体积的高温富集的吸收酸可用于将SO3K收和硫酸冷凝的热转移给高压锅炉用水。这保证用于将热转移给高压锅炉用水的交换器阵列的串联的热交换器上的通常有利的对数平均At。
[0157]排除层间吸收可能最低限度地增加来自工艺的尾气的二氧化硫含量。然而，如上述描述的，例如，根据在共同悬而未决和共同授让的2010年10月29日提交，以美国临时专利申请连续号61/408，420为基础的申请出版物号US 2012/0107209 Al，2012年5月2日提交的美国临时申请连续号61/641，833 (代理人案号ENV 10308)和2013年3月15日提交的美国临时申请连续号61/793，571，(代理人案号ENV 10309)中多方面描述的吸收和汽提工艺，明显地每一个以参考方式并入本文，可以通过使气体经过SO2K收器和从生成的吸收液体汽提SO2去除和回收尾气的SO2含量。将仅具有如本文描述的单一三氧化硫吸收系统的接触硫酸工艺与美国临时申请连续号61/641，833或61/793，571 (代理人案号ENV 10308或ENV 10309)中描述的二氧化硫回收工艺耦合，都可以实现非常高的能量效率和低的SO2排放。基本上可以消除外部能量需要，和冷却水需要也几乎如此。只有从系统到周围的重要的能量损失在用于汽提冷凝物形成的头部的冷凝器中，即，从与接触硫酸工艺结合的SO2吸收和气体系统中回收的302液流冷凝汽提冷凝物。
[0158]在本发明的进一步优选的实施方案中，可以在其中HRS吸收系统在压力之下运行，也就是，在热回收容器内含有热回收区，通常吸收塔，即，在压力下操作的工艺中实施通常如上述描述的，和更具体地，参考图1至8的工艺。优选地，在进一步含有第二吸收区的热回收容器中进行压力操作，其中，使离开初级吸收区的气流与第二吸收酸接触，用于冷却和回收来自出口气体液流的残留的S03。优选地，热回收容器内的压力的范围是从3至15psig，更优选地从大约5至大约15psig，更通常地从大约10至大约15psig。这充分地降低气流体积，允许通过系统的适度增加压力梯度的调节，两者都起减少含有热回收第二吸收区的昂贵的合金吸收柱的需要的大小的作用。
【主权项】
1.一种用于硫酸制造的工艺，包括: 使初级热回收吸收区中包括三氧化硫的源气与包括液体硫酸的三氧化硫吸收酸液流接触，从而将三氧化硫从所述源气转移给所述吸收酸液流和通过吸收热加热所述吸收酸液流； 在相对于锅炉用水液流和所述吸收酸液流串联的热交换器的阵列中，将热从所述吸收酸液流转移给锅炉用水液流，和相对于所述阵列，所述吸收酸液流和所述锅炉用水液流相反地流动； 允许在所述串联中两个连续的热交换器之间的锅炉用水流道中的减压区中闪蒸所述锅炉用水液流，从而在所述减压区中形成蒸汽和冷却锅炉用水液流； 使所述减压区中形成的蒸汽与所述冷却的锅炉用水液流分离； 以有用的形式从所述减压区中形成的蒸汽回收能量； 给所述冷却的锅炉用水液流加压； 将所述加热的锅炉用水液流转移给所述串联的另一个热交换器，所述另一个热交换器相对于锅炉用水的流动，在所述减压区的下游； 通过从所述吸收酸转移热，加热所述另一个热交换器中的所述加压的锅炉用水液流； 在所述阵列的外部和相对于锅炉用水的流动的所述另一个热交换器的下游的锅炉中，从加压的液态水流形成在至少40巴的压力的蒸汽；和 使来自所述串联的热交换器的所述吸收酸液流向后循环到所述热回收吸收区。2.根据权利要求1的任一项所述的工艺，其中将所述热回收吸收区中形成的至少60%、75 %、85 %、90 %、95 %或97 %的吸收热从所述三氧化硫吸收液转移给所述热交换器阵列中的所述锅炉用水液流和以在所述锅炉中形成的、具有至少40巴的压力的蒸汽的形式回收。3.根据权利要求2所述的工艺，其中将所述热回收吸收区中形成的至少60%、75%、85 %、90 %、95 %、97 %或99 %的吸收热从所述三氧化硫吸收酸转移给所述热交换器阵列中的所述锅炉用水和以所述减压区中形成的蒸汽加上所述锅炉中形成的、具有至少40巴的压力的蒸汽的形式回收。4.根据权利要求1至3中任一项所述的工艺，其中所述源气进一步包括水蒸气和/或硫酸蒸汽和通过其中从气相冷凝为液相的水蒸气和/或硫酸的冷凝热，在所述热回收区中进一步加热所述吸收酸。5.根据权利要求1或4中任一项所述的工艺，其中将所述热回收吸收区中形成的硫酸的形成的至少60 %、75%、85%、90 %或95%蒸汽相热、吸收热和冷凝热从所述三氧化硫吸收酸转移给所述热交换器阵列中的所述锅炉用水液流和以所述锅炉中形成的、具有至少40巴的压力的蒸汽的形式回收。6.根据权利要求5所述的工艺，其中将所述热回收吸收区中形成的至少60%、75%、85%、90 %、95 %、97 %或99 %硫酸的形成的蒸汽相热、吸收热和冷凝热从所述三氧化硫吸收酸转移给所述热交换器阵列中的所述锅炉用水和以所述减压区中形成的蒸汽加上所述锅炉中形成的、具有至少40巴的压力的蒸汽的形式回收。7.根据权利要求1至6中任一项所述的工艺，其中，通过所述锅炉用水的脱气回收所述减压区中形成的蒸汽。8.根据权利要求1至7中任一项所述的工艺，其中，所述减压区包括除气器，其中蒸汽在那里闪蒸，锅炉用水液流成为脱气的。9.根据权利要求1至8中任一项所述的工艺，其中将所述减压区中所述锅炉用水液流闪蒸的蒸汽喷射到所述热回收区上游的三氧化硫源气中。10.根据权利