用于改进的能量有效生产硫酸的方法和设备

摘要

本发明描述了一种通过将SO2催化氧化成SO3和随后将SO3吸收在硫酸中来生产硫酸的方法，其中将SO3引入第一吸收级(主吸收器)中，并且在那里至少部分地吸收在浓硫酸中，其中将未在第一吸收级中吸收的SO3供给到第二吸收级(次吸收器)，用于在浓硫酸中进一步吸收，和其中在经过两个吸收级之后将硫酸冷却。硫酸的冷却在并联的至少两个热交换器中进行，其中该至少两个热交换器之一作为部分蒸发器来运行，并且用锅炉给水/蒸汽冷却，和另一个用冷却水冷却，并且作为纯酸冷却器来运行。

权利要求

1.通过将SO2催化氧化成SO3和随后将SO3吸收在硫酸中来生产硫酸的方法，其中将SO3引入第一吸收级(主吸收器)中，并且在那里至少部分地吸收在浓硫酸中，其中将未在第一吸收级中吸收的SO3供给到第二吸收级(次吸收器)，用于在浓硫酸中进一步吸收，和其中在经过两个吸收级之后将硫酸冷却，

其中硫酸的冷却在并联连接的至少两个热交换器中进行，

其中该至少两个热交换器之一作为部分蒸发器来运行并且用锅炉给水/蒸汽冷却，和另一个用冷却水冷却并且作为纯酸冷却器来运行，其中流出的硫酸从第一吸收级引导至第二吸收级的贮槽，或者流出的硫酸从第二吸收级引导至第一吸收级的贮槽，或者硫酸进入两个吸收器的共用贮槽和/或共用泵槽，特征在于在主吸收器中，将硫酸引导为与含SO3的气体并流流动，和在次吸收器中，将硫酸引导为与含SO3的气体逆流流动。

2.根据权利要求1所述的方法，特征在于在用锅炉给水/蒸汽冷却的热交换器中冷却占整个热量的0-100％的第一部分(A)，和在用冷却水冷却的热交换器中冷却100-0％的第二剩余部分(B)。

3.根据权利要求1或2所述的方法，特征在于在两个并联布置的热交换器中冷却后，通过混合工艺水来将硫酸的浓度调节到98.0-99.4wt％的值。

4.根据权利要求3所述的方法，特征在于在两个并联布置的热交换器中冷却后，通过混合工艺水来将硫酸的浓度调节到98.5-99.2wt％的值。

5.根据权利要求1或2所述的方法，特征在于进料到主吸收器的硫酸的浓度高于进料到次吸收器的硫酸的浓度。

6.根据权利要求1或2所述的方法，特征在于用冷却水冷却的热交换器下游的硫酸出口温度是60-90℃。

7.根据权利要求6所述的方法，特征在于用冷却水冷却的热交换器下游的硫酸出口温度是70-80℃。

8.根据权利要求1或2所述的方法，特征在于用锅炉给水/蒸汽冷却的热交换器下游的硫酸出口温度是150-230℃。

9.根据权利要求8所述的方法，特征在于用锅炉给水/蒸汽冷却的热交换器下游的硫酸出口温度是180-210℃。

10.通过将SO2催化氧化成SO3和随后将SO3吸收在硫酸中来生产硫酸的设备，其包含：主吸收器(42)，气态SO3和浓硫酸供给到主吸收器来将SO3吸收在硫酸中，次吸收器(41)，将未在主吸收器(42)中吸收的SO3供给到次吸收器来用于在硫酸中进一步吸收，和至少一个再循环管道(10，9，3)，用于将硫酸从两个吸收器(41，42)的贮槽(62，63)再循环到主吸收器(42)的头部中，至少两个热交换器(43，44)，其并联连接在该至少一个再循环管道(10，9，3)，其之一设计来用锅炉给水/蒸汽(43)冷却，和另一个设计来用冷却水(44)冷却，并且通过连接件(61)将主和次吸收器(42，41)的贮槽(62，63)或者主吸收器(42)和次吸收器(41)的共用贮槽(62)和/或共用泵槽(46)进行连接，特征在于主吸收器设计用于将硫酸引导为与含SO3的气体并流流动，和次吸收器设计用于将硫酸引导为与含SO3的气体逆流流动。

11.根据权利要求10所述的设备，特征在于主吸收器(42)和/或次吸收器(41)设计为固定床吸收器。

12.根据权利要求10所述的设备，特征在于主吸收器(42)和/或次吸收器(41)设计为文丘里管吸收器。

13.根据权利要求10-12中任一项所述的设备，特征在于至少一个工艺水混合装置(49，

50)布置在至少一个再循环管道(10，9，5或10，9，14)中用于添加水。

14.根据权利要求13所述的设备，特征在于该至少一个工艺水混合装置(49，50)布置在两个热交换器(43，44)下游的流动方向上。

15.根据权利要求13所述的设备，特征在于至少一个管道(11a)在该至少一个工艺水混合装置(49，50)之后分支，借此将硫酸直接在次吸收器(41)中输送。

说明书

用于改进的能量有效生产硫酸的方法和设备

[0001] 本发明涉及一种通过将SO2催化氧化成SO3和随后将SO3吸收在硫酸中，来生产硫酸的方法和设备，其中将SO3引入到由第一吸收级(主吸收器)组成的吸收系统，并且在那里吸收在浓硫酸中，其中将未吸收的SO3供给到第二吸收级(次吸收器)来进一步吸收在硫酸中，和其中在经过两个吸收级之后将硫酸冷却。

[0002] 硫酸是一种硫的化学化合物，化学式是H2SO4。它是一种在室温下无色的、油状的、非常粘的和吸湿性的液体，其是最强的酸之一，并且是高度腐蚀性的。

[0003] 用于硫酸生产的起始物质最主要的是单质硫，其在天然气和原油的脱硫或软化过程中大量获得，并且例如通过克劳斯方法(Claus process)生产。因此获得的硫用空气中存在的硫来燃烧，从而获得二氧化硫(SO2)：

[0004] S+O2→SO2

[0005] 通过用钒催化剂通常地非均相催化，三氧化硫(SO3)因此由二氧化硫来生产：

[0006]

[0007] 因此获得的三氧化硫随后通过添加水(H2O)转化成硫酸(H2SO4)，中间地形成焦硫酸(H2S2O7)：

[0008] SO3+H2SO4→H2S2O7

[0009] H2S2O7+H2O→2H2SO4

[0010] 这种方法未使用100％的硫酸，而是取决于工艺参数和共沸物的位置，使用98-99.6％的H2SO4。其余的是水。

[0011] 用于生产硫酸的另外的起始物质是来自于由硫化物矿火法冶金生产非铁金属(例如铜、锌、镍、铅、钼)的废气。获得的废气含有SO2，其然后如上所述被催化成SO3，最终转化成硫酸。

[0012] CH498647描述了一种吸收例如SO3的设备，其同样包括两个不同的吸收级，其中一个设计为文丘里管吸收器和另一个设计为具有沸腾液体但没有固定床填料的吸收器。在这个构造中，有利的是可以实现它以使得文丘里管出口端处的硫酸贮槽与固定床吸收器底部的硫酸贮槽相同，因此存在共用贮槽。酸然后在与待吸收的SO3气体相同的流动方向流动。

[0013] 类似方法也从CH547231已知，其描述了一种用于吸收SO3的中间吸收器。这种中间吸收器由文丘里管吸收器和用于仍包含在气体中的硫酸的下游沉降空间和分离装置组成。

[0014] CH57886描述了一种依靠硫酸来从气态介质中吸收SO3或湿气的方法，其中绝大部分吸收发生在竖直布置的文丘里管吸收器中的第一吸收级中注入的硫酸和气态介质之间的并流流动中。在文丘里管吸收器的硫酸贮槽上面布置着到第二吸收级的连接。第二吸收级是竖直布置的具有填料床的塔，其中吸收在逆流流动中进行，其中气态介质从底部导向顶部，并且硫酸从上面喷洒到填料上和由那里滴流而下。

[0015] 在硫酸的工业生产中，在经济上相当重要的是全部的单个步骤显著放热，即硫氧化(燃烧)成SO2，SO2氧化成SO3(催化转化)，SO3用水(H2O)水合成硫酸(H2SO4)，和将它稀释到工业浓度例如98.5％的H2SO4。这些化学反应释放的能量可以用于生产高压蒸汽和/或低压蒸汽，其然后可以用于发电，用于其他工艺应用或者用于加热目的。

[0016] 这样的能量回收(也是热回收)必须设计为尽可能有效和全面，目的是将可利用的热量最佳地转化为蒸汽，因此使硫酸设备的经济效益最大化。大部分的能量(约60-70％)在足够高的温度水平可利用，并且可以依靠合适的热交换器(废热锅炉、节能器、过热器)以已知的方式直接转化成高压蒸汽。小部分的能量(约30-40％)在较低的温度水平可利用，所以可以仅是+++++低压蒸汽，并且这仅是不完全的。但是，后者的热回收和所回收的能量在设备内的互连导致了大量增加的控制和调控工作。另外，用于从可能用于吸收的硫酸中回收热的热交换器暴露于硫酸生产中的强腐蚀，即当硫酸的浓度没有最佳地保持(到98.5-99.8％的H2SO4)和由于过量水的存在而跌至低于这个最佳浓度。这种腐蚀日益使得浓度进一步低于最佳值。

[0017] DE102010006541A1同样描述了一种生产硫酸的方法，并且特别关注该酸的冷却。当酸从硫酸设备的吸收设备抽出时，将该酸从酸泵槽泵入到热交换器中冷却和随后再次供给到吸收设备，其中在热交换器中该酸作为传热介质将水加热，并且至少部分地将它转化成蒸汽。条件是该酸在热交换器的管侧中引导，水在壳侧引导，并且这种水至少部分地转化成蒸汽。

[0018] US4,996,038描述了在硫酸生产过程中回收热的方法和设备。将三氧化硫吸收在浓度是98-101％和温度大于120℃的热的浓硫酸。吸收是在两级：主和次吸收中进行，其中两种设备均设计为填料床塔，并且含SO3的气体每个在逆流向上流动中引导至从上面进料到每个填料床的硫酸。在底部流出的从两个吸收级收集的热酸然后供给到热交换器，在其中产生低压蒸汽。

[0019] 全部方法的共同点在于，在热回收系统中的热交换器泄漏的情况中，该设备通常必须完全停机。另外，作为冷却剂的水与作为待冷却的介质的硫酸混合的风险包括相当大的风险，因此需要特别快的中断各泄漏。

[0020] 在这样的具有热回收系统的设备的启动和停机过程中，会发生不稳定或过渡状态，其使得可推荐以常规方式初始启动该设备，并且仅在运行稳定后启动热回收。

[0021] 当硫酸设备是包括生产硫酸的更大的设备复合体例如煅烧矿石或炼铜的一部分时，不可能灵活地响应设备复合体中的其他使用者的能量需求，因为各热交换器的构造限定了是否仅加热水例如冷却水，或者是否也可以产生蒸汽。

[0022] 所以，本发明的目标是提供一种方法，使用该方法能够使热灵活地传递到冷却水(例如启动过程中)和/或要产生的低压蒸汽，并且这处于不同的量比率。此外，由此增加了设备的安全性，同时有助于设备的启动和停机。

[0023] 这个目标通过具有权利要求1的特征的方法来解决。

[0024] 硫酸通过SO2催化氧化成SO3和随后将SO3吸收在硫酸中来生产。SO3在第一吸收级(所谓的主吸收器)中吸收在浓硫酸中，优选为并流流动。由于SO3的分压高于热浓硫酸，相应量的SO3保持为气态。为了在较冷的硫酸中进一步吸收，将由于这个原因没有吸收的SO3供给到第二吸收级，优选设计为逆流流动，所谓的次吸收器。

[0025] 含SO3的气体经过主吸收器，然后经过次吸收器。

[0026] 在经过两个吸收级之后，收集和冷却硫酸。优选地，将硫酸从上面进料到主和/或次吸收器上。优选地，硫酸在中心收集。

[0027] 更优选地，中心收集发生在两个吸收器之一的贮槽中或者两个吸收器具有共用贮槽。在这样的实施方案中，两个并联热交换器的创造性使用特别重要，因为不存在其他的调控温度的方式，这不同于具有两个单独的酸回路的方法或者其中来自于一个贮槽的酸引导至另一吸收器的酸进料的方法，不存在其他温控方式。仅两个并联热交换器可以可靠地避免加热整个系统和在具有两个热交换器之一的问题的情况中与所述扰动相关的风险。

[0028] 冷却本发明的循环的热硫酸在并联的两个热交换器中进行，其中至少两个热交换器之一设计为蒸发器，并且用锅炉给水冷却，和另一并联热交换器用冷却水冷却，即作为纯酸冷却器。因此，部分的硫酸可以依靠生产低压蒸汽来冷却，而另一部分用冷却水冷却，因此仅加热水。

[0029] 当该设备以计划的热回收模式运行时，收集的全部浓硫酸经过蒸发器，因此使产生的蒸汽最大化。在设备启动和停机过程中，即在冷却模式中，这种待冷却的硫酸将优选完全进料到酸冷却器，因此热将传递到冷却水。

[0030] 取决于运行要求，浓硫酸也可以在两个热交换器之间以0-100％的任意比例分配，因此例如可以调整蒸汽生产，来满足可能的临时较低的取消(take-off)要求。

[0031] 优选进行硫酸的分离来使得经过至少两个热交换器，基于整个硫酸料流为0-100wt％，优选1-100wt％的较高浓硫酸的第一部分A引入蒸汽/水运行的热交换器(蒸发器)，和第二部分B引入用冷却水冷却的热交换器中。优选地，部分A是50-100wt％和部分B相应的是0-50％，基于通过至少两个热交换器引导的整个硫酸料流。

[0032] 在本发明的一个优选的实施方案中，添加到次吸收器头部的硫酸从最后吸收器的回路中抽出。这个98.5％的H2SO4的量优选总是保持恒定，独立于设备负载和运行模式，即热回收模式或酸冷却模式。

[0033] 在本发明的另一优选的实施方案中，添加的硫酸从第一吸收级引导至第二吸收级。这样的优点是整个中间吸收系统变得更独立于最后吸收器的运行。

[0034] 根据本发明，硫酸可以在两个吸收器的至少一个中，优选在主吸收器中引导为并流流动，其具有这种设备可以设计为文丘里管类型或空管，因此可以非常经济地制造的优点。但是，此外吸收也可以在两个吸收器的至少一个中，优选在次吸收器中以逆流流动来进行。这样的优点是在第二吸收器末端时几乎不会发生SO3的漏过。

[0035] 更优选地，第一吸收器引导为并流流动。这样的优点是可以实现更紧凑的设计，由此显著降低投资成本。但是，缺点是在第二吸收器中必须吸收更大量的SO3，但是这通过较低的投资成本来补偿。

[0036] 此外，第二吸收器贮槽的掺合物进入第一吸收器的硫酸进料中已经是原则上不利的，因为第二吸收器的运行故障被转移到第一吸收器，因此该吸收例如不再是在最佳的温度范围内运行。此外，作为由并流模式导致的第一吸收器较低的吸收率的后果，第二吸收器必须设计得更大。另外，从第二吸收器贮槽再循环的硫酸掺合物不再可能进入第一吸收器的硫酸进料，而是需要共用贮槽或者从一个贮槽引导至另一个，因为否则第二吸收器的较大料流非常明显地影响第一吸收器中的吸收。但是，出于安全原因，这仅对两个并联热交换器才是可能的。甚至设备的启动和停机仅用两个并联热交换器才是可能的，这是由于涉及到两个热交换器的总容量的更大灵活性。

[0037] 在SO3吸收过程中，从两个吸收器流出的硫酸的浓度增加到>99.0wt％，优选99.2-99.8wt％的H2SO4。通过将足量的工艺水添加到循环的酸中，浓度再次改变，以使得其再次位于进料到吸收塔顶的最佳范围内。

[0038] 在本发明的一个特别优选的实施方案中，通过仅在经过并联的两个热交换器之后掺合水，来将硫酸调节到98.0-99.4wt％，优选≥98.5wt％的硫酸浓度。这样的优点是热交换器本身都以非常高的硫酸浓度，优选大于98.5wt％，特别优选大于99.0wt％运行，此时硫酸的腐蚀性明显降低。

[0039] 在本发明的一个特别优选的实施方案中，硫酸在经过热回收模式的蒸发器热交换器之后，出口温度是150-210℃。在这个入口温度和当保持返回主吸收器的最佳酸浓度时，管线管道、泵和蒸发器热交换器可以无腐蚀风险地运行。这同样适用于冷却模式，其中硫酸离开冷却器的出口温度是60-90℃。

[0040] 根据本发明，流出两个吸收器(＝进入热交换器)的硫酸的温度为180-230℃。在这些温度和当保持最佳酸浓度时，蒸发冷却器可以用低级不锈钢来制造，而无需通常用于这样的工业应用中的阳极腐蚀保护。

[0041] 此外，本发明还包括用于进行本发明方法的设备，其具有权利要求9的特征。

[0042] 这样的设备包含主吸收器，其中气态SO3和浓硫酸引导为并流流动，以将SO3吸收在硫酸中。此外，这样的设备还包含次吸收器，优选引导为逆流流动，将未在主吸收器中吸收的SO3供给到次吸收器来进一步吸收在硫酸中。这种供给可以以管道形式进行，或者通过两个吸收器通过连接段，特别是还具有共用贮槽来直接连接而进行。另外，这样的设备包含用于再循环硫酸的再循环管道，其中将已经经过两个吸收器的硫酸再循环到两个吸收器之一的入口。

[0043] 在这样的再循环管道中，根据本发明，提供两个并联的热交换器，其中一个用蒸发水冷却，另一个用冷却水冷却。这在待冷却的一部分硫酸在两个热交换器之间分配时提供了灵活性，因此该操作可以对蒸汽和热水的需求做出反应。在两个热交换器之一泄漏的情况中，可以将待冷却的全部料流立即重新导入各自的另一热交换器，因此不再需要关闭整个设备。

[0044] 根据本发明，将主和/或次吸收器设计为固定床吸收器。次吸收器被设计为固定床吸收器的构造的优点是在次吸收器出口处在80℃的未吸收的三氧化硫的分压小于3.8*10-7巴(在220℃：＝2.3*10-3巴)。与进入主吸收器的气体典型地在约200℃为约0.1-0.2巴的入口分压相比，因此在此用相对少量的酸更有效地吸收SO3。使用主和次吸收器二者的优化设计，进料到次吸收器的酸的量可以限制为1.5-10m3/m2/h，优选2-6m3/m2/h。

[0045] 使用固定床吸收器作为主吸收器是值得推荐的，特别是当必须吸收非常大量的气体和因此三氧化硫时，因为当超过一定处理量时其他类型的吸收器例如文丘里管吸收器失效。为了仍然确保足够的吸收能力，气体速度或作为吸收剂的液体硫酸的处理量因此必须增加，或者几个这样的吸收器必须并联布置，其又导致了更高的压力损失和作为结果增加的投资和运行成本。

[0046] 当使用固定床吸收器特别是作为主吸收器时，使用大的IntaloxTM或结构化陶瓷材料填料是值得推荐的，其中后者使更高的气体速度和因此更高的特定吸收速率成为可能。

[0047] 根据本发明，也可以将主和/或次吸收器设计为文丘里管吸收器。特别是在典型地3000吨/天的H2SO4生产的中等尺寸设备运行的情况中，这里可以吸收主吸收器中已经存在的大部分SO3，仅有小的压力损失。

[0048] 总之最优选的是作为主吸收器的文丘里管吸收器和设计为固定床吸收器的次吸收器的组合。

[0049] 在本发明的一个优选的方面，主和次吸收器具有共用贮槽和/或共用泵槽，其意味着用作吸收剂的硫酸聚集在存在于两个吸收器底部的区域中，并且取决于设计而存在于连接两个吸收器的底部的管中。

[0050] 特别有利地，共用贮槽还形成了随后转移到并联的热交换器中的硫酸的泵槽。这提供的优点是显著减少了再循环泵、泵槽和管道的使用数量，其不仅降低了投资和运行成本，而且降低了设备中容易泄露的零件的数目，由此增加了安全性。另外，共用贮槽提供的优点是在此发生的热损失更低，这是热回收更有效的原因。特别是依靠两个并联热交换器与本发明的热回收相组合，共用贮槽是值得推荐的，因为它能够因此确保通过在设备启动过程中或在部分负载运行过程中还充分分配到两个热交换器，可以在该方法的任何点调节优化条件。

[0051] 但是，不仅可以使用典型的酸泵如浸没型泵，而且特别是在具有较小容量的设备中可以使用直接连接的磁力运行的循环泵，在这种情况中还可以省略单独的泵槽。

[0052] 此外，特别是在使用共用贮槽时，本发明的构造是值得推荐的，其中全部的管道、热交换器和其他设备部件布置在贮槽以上，以使得当关闭该设备时，所包含的硫酸完全流回到贮槽或泵槽中，因此该设备可能泄漏的零件是独立排出的。这也显著增加了设备的安全性。

[0053] 此外，已经发现优选的是布置至少一个混合装置来用于增加再循环管线中的工艺水，这时通过吸收SO3而增加的硫酸的浓度可以再次调节到98.5-99.4wt％H2SO4的最佳进料浓度范围，其特别适于吸收。

[0054] 特别优选地，将至少一个混合装置布置在两个热交换器下游流动方向上，以使得硫酸仍然在它高于99.2-99.8wt％H2SO4的增加的浓度送到热交换器。这样的优点是由于使用水作为冷却剂而容易泄露和特别在安全方面有风险的热交换器仅通过硫酸进料，硫酸由于它非常高的浓度而具有明显低于0.1mm/年的低腐蚀性。

[0055] 本发明另外的特征、优点和可能的应用可以从下面的附图和示例性实施方案的说明来获得。全部所述和/或所示的特征形成了本发明本身或任何组合的主题，独立于它们在权利要求书或它们的反向参考中所包括的内容。

[0056] 在附图中：

[0057] 图1显示了本发明的设备，其具有用于添加工艺水的两个工艺水混合装置，[0058] 图2显示了本发明的设备，其将酸从第一吸收器直接添加到第二吸收器，[0059] 图3显示了本发明的设备，其具有单个工艺水混合装置，

[0060] 图4显示了本发明的设备，其具有设计为填料床吸收器的主吸收器，和[0061] 图5显示了在整个硫酸设备中的本发明的设备，即显示了干燥塔和最终吸收器和它们的酸回路。

[0062] 图1显示了本发明的构造。经由管道1，将气态三氧化硫进料到设计为文丘里管吸收器的主吸收器42中。经由管道3，吸收剂硫酸同样在主吸收器42的头部添加，以使得SO3和硫酸并流经过主吸收器42。经由连接件61，通过吸收而浓缩的硫酸与气体一起流入次吸收器41的贮槽62。

[0063] 有利地，次吸收器41设计为固定床吸收器。经由连接件61引入的气态SO3向上逸出，几乎完全吸收在次吸收器41中。剩余的SO2经由管道2与惰性气体一起抽出。经由管道11，硫酸另外引入次吸收器41的头部。其滴流而下进入优选设计为固定床反应器的次吸收器41，以使得这里SO3和H2SO4引导为逆流流动。

[0064] 经由管道10，来自贮槽62的酸(其包含主吸收器42中排出的酸和次吸收器41中排出的酸)可以排入共用泵槽46。从这个泵槽46，硫酸依靠泵45经由管道9供给到并联的两个热交换器43和44。

[0065] 供给到热交换器43的锅炉给水从蒸汽鼓57经由循环泵58和管道30进入用水/蒸汽冷却的蒸发器热交换器43中，并且通过用于蒸汽/水混合物31的出口管道返回蒸汽鼓57，在其中蒸汽与水分离。由此产生的蒸汽经由管道32从该设备排出。

[0066] 新鲜的锅炉给水经由管道29供给到蒸汽鼓57。经由管道7，冷却的硫酸然后可以从热交换器43中抽出。

[0067] 从管道7，冷却的酸经由管道5送到混合装置49中，在其中经由管道12和其中所含的流动控制阀52，工艺水掺入该酸中，以将酸的浓度调节到98.0-99.4wt％。经由管道3，以此方式稀释的酸然后返回主吸收器42。

[0068] 经由管道6和控制阀59，部分的冷却的酸可以经由管道19供给到另外的热交换器47，或者经由管道20到热交换器48。离开热交换器47的冷却的酸经由管道21排出。离开热交换器48的冷却的酸经由管道22排出。将来自于管道21和22的酸合并，和经由管道23作为产物排出。

[0069] 对于循环酸在热交换器43中的冷却替代地或并联地，待冷却的循环酸可以经由管道17供入用冷却水来冷却的第二热交换器44，并且关闭其中具有的流动控制阀56。这个热交换器44包括用于用作冷却剂的水的相应的进料管道101和出口管道102。经由管道16，抽出冷却的酸。

[0070] 经由管道15，部分的热酸进入混合装置50中。在这个混合装置50中，将工艺水经由管道13和其中具有的流动控制阀51添加到该酸中，以将该酸的浓度调节到98.0-99.4％的值。以此方式稀释的酸然后经由管道14抽出。

[0071] 管道9、8、7、5、4和3因此形成热回收模式的再循环管线，并且管道9、17、16、15、14和3形成冷却模式的再循环管线。

[0072] 经由管道27，热交换器47用来自管道26的水冷却，水经由管道28抽出。该水优选是软化水，其最后用于产生蒸汽。经由管道28，将该水优选供给到未示出的热水脱气器。在热回收模式中，最后接收在热交换器47中传递的能量，作为用于高压和低压蒸汽的增加的蒸汽生产。

[0073] 作为热交换介质，将来自于干燥塔回路的硫酸用于热交换器48中。将其经由管道24引入和经由管道25供入泵接收器46，由此在热回收模式中，使由于经由管道6流出的热酸而造成热损失最小化，因此实现了低压蒸汽量的增加。

[0074] 用于主吸收的循环硫酸可以在热交换器43或44每个中完全地或部分地冷却。对于在两个热交换器上分配酸来说，在这些热交换器之前和之后分别提供关闭或控制阀54和53或56和55。适于各自的需求，例如减少的低压蒸汽输出，可以在运行过程中进行。

[0075] 在纯酸冷却模式中，部分的循环酸经由管道18依靠控制阀60抽出，并且作为产物排出。

[0076] 图2同样显示了本发明的一种构造。但是，这里管道11a从管道3分支，其同样将作为吸收剂的硫酸供入次吸收器41中，以使得可以减少新鲜的硫酸料流11或完全设为零。

[0077] 这提供的优点是在这样的构造中，可以避免从最终吸收器供给硫酸，因此进行了中间和最终吸收的脱离。

[0078] 图3另外显示了本发明设备的一种构造，其中使用单个工艺水混合装置49。从二者，第一热交换器43作为蒸发器运行，相应地经由管道7和包含在其中的流动控制阀53供给冷却的硫酸，以及来自于用冷却水运行的第二热交换器44的硫酸经由管道14供给到单个混合装置49，相应地稀释的硫酸从这里经由管道3直接引入主吸收器42。所需工艺水经由管道12和控制阀52供给到工艺水混合装置49。

[0079] 图4显示了作为填料床吸收器的主吸收器42的设计，其中功能模式基本上等同于图3所示。从主和次吸收器出口收集的酸可以收集在主吸收器的贮槽63以及次吸收器的贮槽62二者中。经由管道10流出进入泵槽46可以从贮槽63和以这里未示出的方式进行，或者从贮槽62进行。通道61充当了水平平衡器。这允许优化调节泵槽46来适应可能存在的对于空间条件的限制。

[0080] 图5最后显示了在与整个酸设备方法相连的具体构造中的本发明的方法，其中进入干燥塔72的气体必须不超过特定的水含量/含湿量。经由管道1，将待吸收的SO3引入主吸收器42中，在这里它被经由管道3供给的硫酸吸收。经由气体管道61，将气体和硫酸的混合物引导至次吸收器41的贮槽62。经由管道11，从最终吸收器71的回路向该次吸收器供给硫酸。

[0081] 经由管道81，将在第二催化级中转化成SO3的残留SO2供给到设计为填料床吸收器的最终吸收器71，并且在那里吸收在硫酸中。包含的惰性气体经由管道82从最终吸收器71逸出到烟囱。

[0082] 经由管道79，环境空气或含SO2的工艺气体引导至设计为填料床吸收器的干燥塔72中，并且经由管道80离开干燥塔72到鼓风机100，其将气体传送过整个设备。管道79的该气体料流所含的湿气吸收在循环硫酸中。

[0083] 经由管道21，来自于中间吸收器系统(由主吸收器42和次吸收器41组成)的产物进入共用酸回路的泵槽76，用于最终吸收器71和干燥塔72。经由管道98，从最终吸收器71流出的浓酸和经由管道99的从干燥塔72流出的稀酸也进料到泵槽76。在管道97中这两种酸料流的混合物仍然具有高于98.5wt％的浓度，所以必须再次依靠添加工艺水来调节到所需浓度。

[0084] 为此目的，来自于泵槽76的酸依靠泵77经由管道97供给到酸冷却器73，冷却后经由管道93进入工艺水混合装置75，在该混合装置中将酸浓度调节到98.5wt％的H2SO4。为此目的，将工艺水经由管道66和控制阀78供给到工艺水混合装置75。

[0085] 这里同样地，酸冷却器73向其暴露的增加的酸浓度具有对于冷却器73以及泵77和相连的酸管道93、26、27和12的腐蚀行为有利的效果。

[0086] 优选将用于产生蒸汽的软化水经由管道64引入该设备中，并且分成管道65和管道66的料流。经由管道65，该冷水流到酸冷却器73，在这里它从酸冷却吸收能量。经由管道26，以此方式加热的水然后引入热交换器47中用于进一步加热。

[0087] 来自于管道92的酸(其从工艺水混合装置75离开)分成三个分料流90、91和94。一个分料流经由管道90引导至末尾吸收器71的头部，另一分料流经由管道91引导至干燥塔72的头部，并且经由管道94第三分料流引导为用管道95产生和作为交叉流到具有管道11的次吸收器。

[0088] 在主和次吸收器中产生的酸经由管道21供给到末尾吸收器和干燥塔的回路，与在末尾吸收器和干燥塔的系统中形成的酸合并，并且最终经由管道95一起引入产物冷却器74，作为该设备的输出产物酸。在依靠冷却水冷却后，产物酸经由管道96从该设备排出。冷却水经由管道103进入产物冷却器74，和经由管道104离开冷却器。

[0089] 附图标记列表

[0090] 1-2     管道

[0091] 3-32    管道

[0092] 41      次吸收器

[0093] 42      主吸收器

[0094] 43      用蒸汽/水运行的热交换器

[0095] 44      用冷却水运行的热交换器

[0096] 45      泵

[0097] 46      泵槽

[0098] 47      热交换器

[0099] 48      热交换器

[0100] 49      工艺水混合装置

[0101] 50      工艺水混合装置

[0102] 51-52   流动控制阀

[0103] 53-56   流动控制阀

[0104] 57      蒸汽鼓

[0105] 58      泵

[0106] 61      连接件

[0107] 62      贮槽

[0108] 64-66   管道

[0109] 71      最终吸收器

[0110] 72      干燥塔

[0111] 73-74   热交换器

[0112] 75      工艺水混合装置

[0113] 78      流动控制阀

[0114] 76      泵槽

[0115] 77      泵

[0116] 79-82   管道

[0117] 90-99   管道

[0118] 100     鼓风机

[0119] 101-104 管道