JP2016517389A - 三酸化硫黄吸収熱の回収 - Google Patents

Abstract

三酸化硫黄変換ガス中での硫酸の形成による蒸気相熱及びＳＯ３の硫酸への吸収熱が、熱を吸収酸から、蒸気が二酸化硫黄燃焼ガスからの熱の移動により発生する廃熱ボイラに供給される高圧ボイラ給水に移動させることにより回収される、硫酸を製造するための接触プロセス。

Description

本発明は、三酸化硫黄を硫酸に吸収させる熱の回収、より具体的には、熱を後に高圧蒸気に変換されるボイラ給水に移動させることにより、高画分の吸収熱が回収されるプロセスに関する。

硫酸を製造するための接触プロセスは、いくつかのその動作において高度に発熱性である。大量の反応熱は、二酸化硫黄及び酸素を含むガスを生成するために、硫黄源、例えば、元素硫黄、硫化水素、または金属硫化物を過剰な酸素と燃焼させることにより発生する。さらなる実質エネルギー量は、硫酸の純生産量を得るために、触媒により二酸化硫黄を三酸化硫黄に変換し、硫酸を含む水性吸収液体に三酸化硫黄を吸収させることにより発生する。

硫酸の製造において、燃焼ガスを廃熱ボイラに通過させることにより硫黄源の燃焼熱を回収することが長い間慣習となっている。燃焼ガスの温度は、典型的には、非常に高いため、例えば、４０〜７０バールの高圧蒸気が廃熱ボイラ内で発生する。

二酸化硫黄の三酸化硫黄への酸化熱を回収することも慣習となっている。典型的には、廃熱ボイラを出る燃焼ガスは、二酸化硫黄及び酸素を含むガス流が変換反応のための触媒を通過するいくつかの連続変換段階を備える変換器を通過する。二酸化硫黄から三酸化硫黄への酸化熱の回収に関して、触媒変換器を出る変換ガスは、典型的には、廃熱ボイラ用のボイラ給水を加熱するために別の廃熱ボイラ、蒸気過熱器、及び／またはエコノマイザーを通過する。通常、多段変換器の最後から２番目の段階を出る変換ガスは、ガス中に含まれるＳＯ_３が硫酸に吸収される層間吸収塔に方向付けられ、それによりガス流が層間吸収装置から戻される変換器段階内でＳＯ_２をＳＯ_３に変換するための駆動力を強化する。ガスは、層間吸収装置に入る前に冷却されなければならず、これは、上述のエコノマイザーにおいて、及び／またはガス間熱交換器を通過させることにより達成され得、層間吸収装置から戻る流れは、同じまたは別の変換器段階を出るガス流からの熱の移動により再加熱される。戻されるガスは、さらなる変換が、ガスが戻される変換器段階で生じ得る温度に再加熱される。

硫黄の燃焼及び二酸化硫黄の三酸化硫黄への酸化によって発生した熱に加え、エネルギーの実質的な増分は、ＳＯ_３から硫酸を生成するために三酸化硫黄を変換ガスから硫酸流に吸収させることにより発生する。１９８０年代まで、接触硫酸プロセスにおいて発生した全熱量の２５％近くを表すこの熱の増分は、大気に放出されるか、または地域暖房などの低レベルの用途にのみ使用された。ステンレススチールで構成される吸収酸冷却器は、典型的には、１１０℃付近、より典型的には約８０℃の最大入口温度で動作された。

米国特許第４，５７６，８１３号及び同第４，６７０，２４２号は、ＳＯ_３吸収装置及び吸収酸冷却器が、９８．５％以上、好ましくは９９％以上の濃度で吸収装置を出る硫酸流の強度を維持し、酸により湿潤された熱移動表面が適切に選択されたＦｅ／Ｃｒ合金で構成された熱交換器において吸収熱を回収することにより、冷却流体を１２０℃以上の温度に加熱するように動作され得るプロセスを説明する。

米国特許第４，５７６，８１３号及び同第４，６７０，２４２号に記載されるプロセスにおいて、硫黄は、過剰な酸素を含む乾燥ＳＯ_２保有ガス流を生成するために乾燥空気中で燃焼され、ＳＯ_２流は、変換器を通過し、ＳＯ_３の高温吸収のために硫酸と接触する吸収塔に方向付けされる乾燥ＳＯ_３保有ガス流を生成する。高温塔からの吸収酸は、通常、「熱回収塔」と称され、適切なＦｅ／Ｃｒ合金で構成される管を備える外部シェル及び管熱交換器を通して循環される。熱交換器において、熱は、熱移動流体に移動され、有用な形態で回収される。米国特許第４，５７６，８１３号及び同第４，６７０，２４２号に記載されるプロセスの商業的実施において、吸収酸から移動する熱は、動力発生及び／調和プロセス動作に有用である中圧蒸気を発生する。

典型的には、高温の吸収装置は、ＳＯ_３枯渇ＳＯ_２流がさらなる変換器段階に戻され、後に最終吸収塔に方向付けられるさらなるＳＯ_３変換ガス流を生成する層間塔として機能する。ＳＯ_３の回収を最大にし、硫酸ミストを最小にするために、最終吸収塔は、通常、比較的適度の温度、例えば、約８０℃で動作される。

米国特許第５，１１８，４９０号は、「湿性ガス」からのＳＯ_３吸収熱の回収を説明する。参考文献は、熱回収吸収系（ＨＲＳ）酸からの熱の移動によってボイラ給水を加熱するための選択肢を開示する。熱回収系ボイラ１５のボイラ給水は、中間圧力ボイラ１５を出るＨＲＳ酸によって熱交換器１９内で予熱され得る。二酸化硫黄燃焼ガス廃熱ボイラ用のボイラ給水は、高圧ボイラ給水を予熱するために、ＨＲＳボイラ１５と別の熱交換器２１との間で高温吸収装置を出る酸流を分割することにより、高温ＨＲＳ酸で加熱され得る。ＨＲＳ酸は、好ましくは、２００℃（３９２°Ｆ）を超える温度で吸収装置を離れ、蒸気は、好ましくは、ＨＲＳボイラ１５内で４５０ｋＰａ以上で発生する。他の実施形態では、’４９０特許は、熱交換器１５及び２１が直列で動作され得、この場合、酸は、典型的には、最初に交換器２１を通って流れることを開示する。

米国特許第５，１３０，１１２号は、ＳＯ_３吸収動作から回収されたエネルギーが吸収前に蒸気をＳＯ_３変換ガス流に注入することによって強化されるプロセスを説明する。蒸気注入後、変換ガスは、吸収装置に入る前に、好ましくはエコノマイザー、より好ましくは凝結エコノマイザーを通過する。ＨＲＳボイラ１０７を出るＨＲＳ酸の大部分は、ＨＲＳ吸収ゾーン１３３の吸収酸として再利用されるが、画分１３７は、最終吸収回路から引き出された生成物酸を補うために、補充として最終吸収装置１５７に移動される。後者の画分は、熱交換器１３９及び１４１を直列に通過し、順方向に流れる酸の画分は、熱をボイラ給水に移動させることよりさらに冷却される。熱交換器１４１において、ＨＲＳボイラ及びＳＯ_２燃焼ガス廃熱ボイラの両方のボイラ給水は、１３１℃（２６８°Ｆ）に余熱される。交換器１４１を出るボイラ給水は、脱気装置１６５を通過し、その後、ＨＲＳボイラと廃熱ボイラとに分割される。ＨＲＳボイラに流れる画分は、順方向に流れるＨＲＳ酸画分からの熱の移動によって１８４℃（３６３°Ｆ）に加熱される熱交換器１３９を通過する。他の画分（１３８℃；２８０°Ｆ）は、最終段階の変換ガスからの熱の移動により加熱される熱交換器１５５を通り、次に、第３段階の変換ガスからの熱の移動によってさらに加熱される凝結エコノマイザー１３１を通って流れる。

米国特許第４，９９６，０３８号は、希釈水が蒸気として循環酸に、任意に、塔内に添加され得るプロセスを説明する。米国特許第４，９９６，０３８号及び米国特許第５，５３８，７０７号の両方は、ＳＯ_３ガス流が最初に導入される一次吸収ゾーンと、ガス流が冷却され、残留ＳＯ_３が回収される、一次ゾーンの上の二次吸収ゾーンと、を備える吸収塔における熱回収を説明する。ボイラ給水は、層間プロセスの最終吸収塔を通って循環する酸からの熱の移動、及び乾燥塔を通って循環する酸からの熱の移動によって、比較的低温で余熱される。

ＰＣＴ出願ＷＯ２０１１／１３９３９０号は、水蒸気の増加画分が高温吸収装置に入るＳＯ_３変換ガス内に導入され、それにより水蒸気と三酸化硫黄のモル比が０．４０以上に増加する硫酸製造プロセスを説明する。水蒸気の導入は、熱回収系ボイラを出る吸収酸からの熱に移動によって生成された硫酸１トン当たりに発生し得る中間圧力蒸気の量を増加させる。本願は、ボイラ給水を加熱し、かつ／または脱気するための１つ以上の補助熱交換器（複数可）に吸収酸を方向付けることによって熱回収系ボイラを出る吸収酸からエネルギーをさらに抽出する選択肢も論じる。ボイラ給水は、典型的には１８０℃（３５６°Ｆ）の範囲の温度に加熱されるが、吸収熱の主な画分は、熱回収系ボイラにおいて抽出され、よって、ボイラ給水がボイラの下流の吸収酸からの熱移動により加熱され得る規模は制限される。

本発明のある特定の、及び様々な好ましい実施形態の目的は、特に、比較的高温で三酸化硫黄を硫酸に吸収させる高画分の熱を回収すること、より具体的には、高圧蒸気の形態で高画分の吸収熱を回収すること、及び単一吸収系のみを備える接触硫酸製造施設において高温で吸収熱を回収することである。

三酸化硫黄を含む原料ガスを、一次熱回収吸収ゾーン内で、液体硫酸を含む三酸化硫黄吸収酸流と接触させ、それにより三酸化硫黄を原料ガスから吸収酸流に移動させ、吸収熱によって吸収酸流を加熱する硫酸の製造プロセスが、本明細書において開示される。熱は、ボイラ給水流及び吸収酸流の両方の流れに対して直列であり、かつ吸収酸流及びボイラ給水流が向流的に流れる熱交換器において、吸収酸流からボイラ給水流に移動する。ボイラ給水流は、直列の２つの連続する熱交換器の間のボイラ給水流路内の減圧ゾーン内に流れることを可能にし、それにより蒸気を発生させ、減圧ゾーン内でボイラ給水流を冷却する。減圧ゾーン内で発生した蒸気は、冷却ボイラ給水流から分離され、エネルギーは、減圧ゾーン内で発生した蒸気から有用な形態で回収される。冷却ボイラ給水流は、加圧され、ボイラ給水の流れに対して減圧ゾーンの下流にある直列の別の熱交換器に移動される。加圧ボイラ給水は、吸収酸からの熱の移動により、別の熱交換器内で加熱される。蒸気は、前述の熱交換器のアレイの外側にあり、ボイラ給水の流れに対して別の熱交換器の下流にあるボイラ内で、少なくとも４０バールの圧力で加圧液体流から発生し、吸収酸流は、一連の熱交換器から熱回収吸収ゾーンに戻って循環する。

二酸化硫黄を含む原料ガスを、一次熱回収吸収ゾーン内で、液体硫酸を含む三酸化硫黄吸収酸流と接触させ、それにより三酸化硫黄を原料ガスから吸収酸流に移動させ、吸収熱によって吸収酸流を加熱する硫酸の製造プロセスが、本明細書においてさらに開示される。熱は、吸収酸流からボイラ給水流に移動し、その後、蒸気は、少なくとも４０バールの圧力で加熱されたボイラ給水流から発生する。熱回収吸収ゾーン内で発生した吸収熱の少なくとも約６０％、７５％、８５％、９０％、９５％、または９７％は、ボイラ内で発生する少なくとも４０バールの圧力を有する蒸気の形態で回収される。

三酸化硫黄を含む原料ガスを、一次熱回収吸収ゾーン内で、液体硫酸を含む三酸化硫黄吸収酸流と接触させ、それにより三酸化硫黄を原料ガスから吸収酸流に移動させ、吸収熱によって吸収酸流を加熱する硫酸の製造プロセスも、本明細書において開示される。熱回収吸収ゾーン内で発生した吸収熱の少なくとも約６０％、７５％、８５％、９０％、９５％、または９７％は、ボイラ給水流に移動し、ボイラ給水は、少なくとも４０バールに加圧される。

三酸化硫黄を含む原料ガスを、一次熱回収吸収ゾーン内で、液体硫酸を含む三酸化硫黄吸収酸流と接触させ、それにより三酸化硫黄を原料ガスから吸収酸流に移動させ、吸収熱によって吸収酸流を加熱する硫酸の製造プロセスが、本明細書において尚もさらに開示される。熱は、吸収液からボイラ給水流に移動し、それにより該ボイラ給水流を少なくとも４００°Ｆの温度に加熱する。

本開示は、二酸化硫黄及び酸素を含む燃焼ガスを生成するために、硫黄が過剰の酸素を含むガス中で燃焼される硫酸の製造プロセスをさらに対象とする。燃焼ガスは、廃熱ボイラを通過し、燃焼熱は、４０バールを超える圧力で蒸気を発生させるために、熱をボイラ給水流に移動させることにより回収される。二酸化硫黄を三酸化硫黄に変換するために燃焼ガスを一連の触媒変換ゾーン内の触媒と接触させ、それにより三酸化硫黄を含む燃焼ガスを生成する。変換ガスを、熱回収吸収ゾーン内で液体硫酸を含む三酸化硫黄吸収酸流と接触させ、それにより三酸化硫黄を原料ガスから吸収酸流に移動させ、吸収熱によって吸収酸流を加熱する。熱は、吸収酸流からボイラ給水流に移動する。その後、ボイラ給水流は、少なくとも４０バールの圧力で、加熱されたボイラ給水流から蒸気を発生させるために、廃熱ボイラに移動する。熱回収吸収ゾーン内で発生した吸収熱の少なくとも約６０％、７５％、８５％、９０％、９５％、または９７％は、ボイラ内で発生する少なくとも４０バールの圧力を有する蒸気の形態で回収される。熱回収吸収ゾーンを出るガス流に含まれる残留二酸化硫黄は、二酸化硫黄を三酸化硫黄に変換するための触媒とさらに接触させることなく、プロセスから吐出される。

他の目的及び特徴は、一部明らかであり、一部以下に記載される。

本発明の好ましい実施形態を実施する接触硫酸プロセスのプロセス側の概略流れ図であり、実質的に全てのＳＯ_３吸収熱は、高圧蒸気の形態で回収され、流れ図は、熱回収系（ＨＲＳ）吸収装置、燃焼空気乾燥塔、及び吸収熱を二酸化硫黄燃焼ガス廃熱ボイラ用のボイラ給水に移動させるための熱交換器のアレイの間の吸収酸の循環を示す。 図１の好ましい実施形態のボイラ給水及び蒸気側の概略流れ図である。 図１及び２の流れ図を統合する概略流れ図である。 図１及び２のプロセスの変形態のプロセス側の概略流れ図である。 図５の好ましい実施形態のボイラ給水及び蒸気側の概略流れ図である。 本発明の代替えの実施形態について図１に相当するプロセス側の概略図であり、ＨＲＳ吸収系内で発生した熱は、ＨＲＳボイラ内の中間圧力蒸気の発生と、ＳＯ_２燃焼ガス廃熱ボイラ用のボイラ給水の加熱との間で分割される。 図６のプロセスのボイラ給水及び蒸気側の略図である。 図６及び７の流れ図を統合する概略流れ図である。

本発明によると、三酸化硫黄を硫酸に吸収させる高画分の熱が、高温で、好ましくは、例えば、４０〜７０バールの高圧蒸気形態で回収されるプロセスが提供される。

好ましくは、本プロセスは、接触硫酸施設における硫酸の製造を含む。先行技術の硫酸プロセスは、高圧蒸気の形態のＳＯ_３吸収エネルギーのある程度の画分または残留物を回収してきたが、当該分野の焦点は、ＨＲＳボイラ内での中間圧力蒸気の発生による吸収熱の回収に対してであった。

本発明のプロセスの好ましい実施形態では、大部分の吸収熱は、ＨＲＳボイラ内での蒸気の発生により可能であるよりも大幅に高温で回収される。高温ＳＯ_３吸収装置において達成される最大吸収酸温度は、典型的には、４５０°Ｆ〜５００°Ｆの範囲であるため、ＨＲＳボイラにおいて達成される最大蒸気圧は、典型的には、９〜１５バールの範囲である。吸収酸の温度、よってＨＲＳボイラ内で発生する蒸気の圧力は、吸収熱、蒸気注入の場合においては、吸収熱、硫酸の蒸気相形成熱、及び酸の流れに対する凝結熱の合計、吸収効率、ならびに潜在的に、ボイラ管の強度、耐腐食性、及びコストＨＲＳにより制限される。

対照的に、硫黄を燃焼することにより達成される温度は、典型的には、２０００°Ｆを超える範囲であり、燃焼ガスを廃熱ボイラに通過させることにより、４０〜７０バールの範囲の圧力を有する蒸気が容易に発生する。熱をＨＲＳ酸からこのまたは別の高圧ボイラ用のボイラ給水に移動させることにより、吸収熱、硫酸の蒸気相形成熱、及び凝結熱は、高圧蒸気の形態で回収され得る。ボイラ給水は、通常、吸収酸からの熱の移動により、４００°Ｆ〜４４０°Ｆをかなり上回る温度に加熱することができないが、このように移動された熱は、それにもかかわらず、加熱されたボイラ給水が最終的に送達されるボイラ内で発生する、典型的には４０〜７０バールの高圧蒸気の形態で回収される。吸収酸からの熱の移動により提供されるボイラ給水温度の上昇の結果として、廃熱ボイラに対する顕熱負荷は減少し、所与の高圧ボイラ熱移動表面にわたって発生する蒸気の量は増加し、かつ／または蒸気が所与のボイラ水供給速度で、工業規模で発生する圧力は増加し得る。結果として、吸収エネルギー、ならびに蒸気注入の場合には、硫酸の蒸気相形成熱、及び凝結熱は、中間圧力蒸気を発生させるためにＨＲＳ酸を直接使用することによって達成され得る圧力をはるかに上回る圧力で、有用な形態で回収され得る。

本発明によると、ＳＯ_３吸収熱は、好ましくは、ボイラ給水を少なくとも約４００°Ｆの温度に余熱するために使用され、加熱されたボイラ給水は、典型的には、１つ以上のＳＯ_３変換ガス流からの熱の移動によりさらに加熱され、加熱された給水は、最終的には、蒸気が好ましくは少なくとも約４０バールの圧力で発生する高圧ボイラ内に導入される。より好ましくは、ＨＲＳ酸からの熱の移動により、ボイラ給水は、少なくとも約３７５°Ｆ、３９０°Ｆ、４００°Ｆ、４１０°Ｆ、４２０°Ｆ、または４２５°Ｆ、４００の温度に加熱される。

任意に、ボイラ給水は、ＳＯ_２燃焼ガス用の廃熱ボイラなどの高圧ボイラと蒸気が最大約１０バールの圧力で発生する従来のＨＲＳボイラとの間で分割され得る。有利に、全てのボイラ給水は、高温ボイラに移動される。いずれの場合においても、好ましくは、少なくとも６０％、７５％、または８５％の吸収熱が、少なくとも約４０バールの圧力を有する蒸気の形態で回収される。より好ましくは、少なくとも約９０％、少なくとも約９５％、または少なくとも約９７％の吸収熱が、少なくとも約４０バールの圧力を有する蒸気の形態で回収される。さらにより好ましくは少なくとも６０％、７５％、８５％、９０％、９５％、または９７％の吸収熱が、５０バール以上、例えば、５０〜７０バールの圧力を有する蒸気の形態で回収される。

湿性ガス硫酸施設または水蒸気が熱回収吸収ゾーンの上流のＳＯ_３変換ガスに注入される任意の施設において、吸収酸において回収されたエネルギー量は、硫酸の蒸気相形成熱、ならびに熱回収吸収ゾーンにおけるガス相から酸相への水及び硫酸の凝結熱により増加する。そのような動作において、本発明のプロセスは、硫酸の形成による蒸気相熱、ＳＯ_３吸収エネルギー、及び４０バール以上の蒸気または５０バール以上の蒸気の形成における凝結熱の合計の少なくとも約６０％、７５％、または８５％、より好ましくは、少なくとも約９０％、または少なくとも約９５％の回収が可能である。さらに高パーセンテージ、例えば、９７％超、または９９％超のこのエネルギーは、以下に記載される熱回収吸収ゾーン内の、またはその上流の変換ガス内に注入するために蒸気源を提供するなどの有用な目的に適用される低圧蒸気の成分を加えた４０バール以上または５０バール以上の蒸気の組み合わせで回収され得る。

４０バール以上の蒸気の形態での吸収エネルギー、または凝結エネルギーを加えた吸収エネルギーの最大回収の妨げの１つは、ＨＲＳ酸と高圧のボイラ給水との間の不適切な温度差（Δｔ）である可能性がある。熱回収吸収ゾーンで吸収酸を上昇させることができる最大温度は一般に、約５００°Ｆを超えない、より典型的には、約４５０°Ｆを超えないため、吸収酸からの熱の移動によりボイラ給水を約４２０°Ｆまたは４３０°Ｆより高い温度に加熱することは不可能である。

よって、吸収熱がボイラ給水への移動によって回収され得る規模は、熱回収吸収ゾーン内で吸収酸を上昇させることができる最大温度に対する廃熱ボイラの容量ボイラ必要水流により制限され得る。吸収エネルギー、または硫酸凝結エネルギーを加えた吸収エネルギーの発生速度は、理論上、必要容量のボイラ給水を比較的高温に加熱するのに十分であり得るが、吸収効率、必要な酸流、構成物質等を考慮すると、吸収酸自体を、さもなければ理論上達成可能な温度で熱をボイラ給水に移動させるための満足なΔｔを提供するのに十分に高い温度に加熱することが妨げられる場合がある。この問題は、特に、ＳＯ_３吸収系内でのエネルギー発生が水蒸気の形態で希釈水（ＳＯ_３反応水）を提供することにより強化される本発明の好ましい実施形態において深刻である。例えば、ほぼ１００％の希釈水が注入蒸気、または入口燃焼空気からの湿度に加えて（吸収酸回路内に統合された乾燥塔内で凝結される）、注入蒸気の形態で供給される図１に図示されるプロセスにおいて、硫黄燃焼炉の発熱速度は、ＨＲＳ吸収装置内の発熱速度のほぼ２倍である。この関係に基づき、全ての吸収熱が廃熱ボイラ用のボイラ給水の顕熱を増加させるために方向付けられる場合、給水の理論上の温度上昇は、華氏３９５度近くである。典型的には、ボイラ給水は、７０°Ｆ〜１００°Ｆで利用可能である。８５°Ｆと仮定すると、全てのＨＲＳ熱（吸収＋凝結）が廃熱ボイラ用の給水の顕熱量を増加させるために移動される場合、これは、ボイラ給水温度が４８０°Ｆに上昇する必要があるだろうことを意味し、これは、熱移動がもたらされる熱交換器（複数可）のボイラ給水出口付近で負のΔｔ、またはよくても無駄に大きい熱移動表面積と等しいであろう非常に小さい正のΔｔのいずれかを必要とするだろう。

これらの制約に直面しても、ボイラ給水の加熱が熱回収スキームにおいて中間圧力蒸気を発生させることより優位である場合、本発明のプロセスにより好ましい、非常に高い割合の吸収熱、または蒸気相硫酸形成熱及び凝結熱を加えた吸収熱が、高圧ボイラ給水において回収され得る。

しかしながら、本発明のさらなる好ましい実施形態では、本質的に全ての吸収熱及び凝結熱が独自に設計された熱移動スキームにおいて回収することができ、熱は、ボイラ給水流及び酸流の両方の流れに対して直列であり、かつ酸流及びボイラ給水流が向流的に流れる熱交換器のアレイにおいて、吸収酸流からボイラ給水流に移動する。単独で、この直列の熱交換器は、熱移動の過程全体にわたって実質的に正のΔｔを維持することができるが、必ずしも吸収熱の８５％、９０％、９５％、または９７％、または特に吸収熱＋凝結熱の移動を確実にしないか、または必ずしも商業的に実現可能な熱移動表面積にわたってそのような定量的な移動を確実にしない。

本発明のまたさらなる好ましい実施形態では、高圧蒸気の形態で吸収エネルギーを回収するための適切なΔｔは、ボイラ給水流が熱交換器系列の２つの連続する熱交換器の間のボイラ給水位流路内の、好ましくは実質的に断熱の減圧ゾーン内、典型的にはフラッシュタンクもしくは脱気装置内に流れることを可能にすることにより達成され得ることが発見された。ボイラ給水を流すことにより、有用な目的に適用することができる適度の画分の蒸気が発生し、フラッシュタンクまたは他の減圧ゾーン内のボイラ給水流を冷却する。脱気装置、フラッシュタンク、または他の低圧ゾーン内で維持される圧力を適切に選択することにより、ボイラ給水流は、吸収または（吸収＋凝結）熱が１００％に近い高レベルの熱回収でＨＲＳ吸収酸からボイラ給水に移動する変換器のアレイの残りの部分を通して正及び商業的に実現可能なΔｔを維持するレベルに冷却され得る。

減圧ゾーン内に流された蒸気は、冷却したボイラ給水流から分離され、後者は、高圧ボイラ、典型的かつ好ましくは、蒸気が接触硫酸施設のＳＯ_２燃焼ガスからの熱の移動によって発生する廃熱ボイラ内に導入される前にさらに加熱されるように加圧される。

これらの実施形態では、ボイラ給水及び吸収酸が熱交換器のアレイに対して向流的に流れることが好ましい、すなわち、アレイによって構成される一連の熱交換器に対して向流であることが好ましいことを理解する。向流は、各熱交換器内でも望ましい場合があるが、これは二次的な問題である。典型的な多重通過シェル及び管熱交換器において、流れパターンは複雑であり、多くの場合、向流または並流のいずれかに容易に分類されない。

変換ガスは、典型的には、直列の複数の触媒変換段階を備える変換器内で生成される。本発明の特に好ましい実施形態では、最終段階の変換ガスのみが吸収装置に方向付けられる。そのような実施形態では、吸収ガス流は１つのみであり、熱回収吸収ゾーンを出るガスは、熱回収吸収ゾーンを出るガスに含まれる残留二酸化硫黄を三酸化硫黄にさらに変換するための任意のさらなる触媒変換ゾーンに方向付けられない。代わりに、この流は、硫酸製造プロセスから直接または最終的に除去されるＳＯ_２保持排ガスとなる。

一般に、熱回収吸収ゾーンに方向付けられる変換ガス流は、少なくとも３容量パーセント、より典型的には少なくとも４容量パーセント、より典型的には約５〜約１２容量パーセントの三酸化硫黄を含む。熱回収吸収ゾーンの高温状態下で、一部の残留二酸化硫黄は、熱回収ゾーンを出るガス中に留まり、ガスは、硫酸蒸気で本質的に飽和される。よって、最終変換器段階のガスのみが吸収を受けるか、またはプロセスが単一吸収系もしくは層間及び最終吸収装置の両方を備えるかに関わらず、熱回収吸収ゾーンを出るガスは、好ましくは、ガス流を冷却し、硫酸蒸気を凝結し、吸収により残留三酸化硫黄を回収するためにガスが二次吸収酸流と接触する二次吸収ゾーンを通過する。二次吸収ゾーンの適切な動作は、プロセスからの排ガス中の酸ミスト形成の抑制にさらに貢献する。

硫酸製造プロセスからの排ガスは、一般的に規制仕様書により制限されるある程度の許容放出量の残留未反応二酸化硫黄をやむを得ず含む。単一吸収系のみが使用される場合、その系が熱回収吸収ゾーンのみ、または直列の熱回収吸収ゾーン及び二次吸収ゾーンの両方を含むかに関わらず、プロセスからの排ガスは、ガスが最終変換器段階に入る前に、平衡酸化反応が硫酸への吸収によって三酸化硫黄を除去することによりさらに完了に向けて行われる層間プロセスの排ガスよりもわずかに高い二酸化硫黄含有量を含み得る。しかしながら、プロセスが層間吸収装置、または単一吸収系のみを備えるかに関わらず、排ガス中の二酸化硫黄含有量をますます制限される規制制約内に制御することは困難であり得る。さらに、放出基準を満たす場合でも、排ガス中の二酸化硫黄の存在は、硫黄収率を犠牲にすることを表す。

よって、本発明の様々な好ましい実施形態では、未反応二酸化硫黄で汚染された排ガスは、ＳＯ_２吸収及び除去回路内の二酸化硫黄を回収するためのプロセスに方向付けられる。さらに本発明によると、二酸化硫黄回収系は、高画分の三酸化硫黄吸収エネルギーが、高温で、及びより具体的には、高圧蒸気の形態で回収される接触硫酸製造施設と統合することができる。例えば、熱は、ＳＯ_２をＳＯ_２吸収液から除去するための熱源を提供するために吸収酸から移動することができ、熱は、得られた再生二酸化硫黄吸収媒体からボイラ給水に移動することができる。しかし、高圧蒸気の形態またはさもなければ高温でのエネルギー回収を最大にするために、吸収酸からＳＯ_２回収系に熱を移動させることを行わないことが好ましいが、熱をボイラ給水に移動させる、例えば、ＳＯ_２除去カラムを出る再生吸収媒体を冷却することにより、ＳＯ_２回収系からエネルギーを取り込むことが有利であり得る。そのような使用のための熱交換器は、熱が、吸収酸から、二酸化硫黄燃焼ガスからエネルギーを回収するための廃熱ボイラなどの高圧ボイラ用のボイラ給水に移動する熱交換器のアレイ内に統合することができる。しかしながら、本明細書における定義目的のため、ＳＯ_２回収プロセス流からボイラ給水に熱を移動させるための熱交換器は、ＳＯ_２プロセス流から熱を移動させるための熱交換器（複数可）がＨＲＳ酸からボイラ給水に熱を移動させるための一連の熱交換器内に完全に統合される場合でも、本明細書において用語「アレイ」が使用されるが、ＨＲＳ酸からボイラ給水に熱を移動させるための熱交換器のアレイの構成員と見なされないことに留意するべきである。

高温ＳＯ_３（ＨＲＳ）吸収系において、高圧蒸気の形態で、吸収熱及び凝結熱を回収するための本発明の好ましいプロセスが図１に図示される。

周囲空気１は、入口空気フィルタ３を通って、塔内のガス液体接触ゾーン５．１内の濃硫酸と接触させることによって湿気が空気から除去される空気乾燥塔５の底部の空気入口内に流れる。図１のプロセスでは、本明細書において以下にさらに説明されるように、乾燥塔を通って循環される濃酸は、ＨＲＳ吸収装置からの吸収酸を含み、酸は、吸収酸及びボイラ給水が一連の交換器に対して向流的に通過するように配置された一連の熱交換器内のボイラ給水に吸収熱を移動させることにより冷却される。

乾燥塔５を出る１５０〜１７０°Ｆの温度の乾燥空気７は、圧縮器８によって圧縮され、硫黄燃焼炉１３に方向付けられる。空気の圧縮は、空気を大幅に、すなわち、２５０°Ｆ〜３５０°Ｆの温度に加熱する。溶融硫黄は、硫黄燃焼炉内に吹き付けられ、空気の酸素成分が燃焼炉に入る硫黄流に対して化学量論的に過剰であるような速度で流れる圧縮空気１１と接触する。硫黄は空気の酸素と反応して、二酸化硫黄、窒素、及び未反応酸素を含む燃焼ガスを生成する。ＳＯ_２燃焼ガスは、２１５０〜２２５０°Ｆで硫黄燃焼炉を出て、その後、廃熱ボイラ１５内のボイラ給水に熱を移動させることにより、７００〜８２０°Ｆの温度に冷却される。

廃熱ボイラ１５を出る燃焼ガスは、変換器１７に流れ、第１の変換器段階１７．１に入り、そこで、ガスの酸素成分と反応させることによって二酸化硫黄を三酸化硫黄に酸化させるための触媒と接触する。二酸化硫黄を三酸化硫黄に酸化させることは、高度に発熱性でもあり、そのため、第１の変換器段階１７．１を出る変換ガス１９は、典型的には、１１１００°Ｆ〜１１５０°Ｆの温度である。第１段階変換器ガス１９は、本明細書において以下に説明されるように、熱が変換ガスから廃熱ボイラからの高圧蒸気に移動する過熱器２１を通過し、それにより変換ガスを約７７５°Ｆ〜８２５°Ｆに冷却する。変換熱の回収に加え、ガスの冷却は、変換ガスが過熱器２１から流れる第２の触媒変換器段階１７．２でＳＯ_２をＳＯ_３にさらに変換するためのより好ましい平衡を確立する。

９２５°Ｆ〜９７５°Ｆの温度で第２の変換段階１７．２を出る変換ガス２３は、同様に以下に説明されるように、熱がガス流２３から廃熱ボイラからの高圧蒸気に移動する別の過熱器２５に流れる。典型的には７７５°Ｆ〜８２５°Ｆの温度で過熱器２５を出る第２段階の変換ガスは、ＳＯ_２をＳＯ_３にさらに変換するために変換器１７の第３及び最終触媒変換器段階１７．３に方向付けられる。同様に、段階１７．３前にガスを冷却することにより、ＳＯ_３にさらに変換するためのより好ましい平衡がその中で提供される。第３段階の変換ガス２７は、以下にさらに説明されるように、典型的には８２０°Ｆ〜８６０°Ｆの温度で変換器を出て、熱が変換ガスから廃熱ボイラ用のボイラ給水に移動するエコノマイザー２９を通過する。エコノマイザー２９を出る変換ガスは、熱回収吸収系に方向付けられる。変換ガスのエコノマイザー通過は、ガスの温度を約８２０°Ｆ〜約８６０°Ｆの範囲から華氏３５０〜４２０度低下させる、すなわち、約４３０°Ｆ〜約４９０°Ｆの範囲の温度に低下させる。

満足のいく熱回収吸収ゾーンの動作は、ゾーンに入る過度に高温の変換ガスで達成することが困難であるため、最終変換段階を離れるガスを冷却することが好ましい。ガスが過度に高温で入る場合、硫酸の吸収及び蒸発の不良が吸収ゾーンのガス入口端部で生じ、続いて吸収ゾーンの酸入口端部に向かって衝撃冷却及び大量の硫黄ミスト形成が生じる可能性がある。エコノマイザー２９に移動したエネルギーは、廃熱ボイラ１５内で高圧蒸気の形態で回収される。

４３０°Ｆ〜４９０°Ｆ及び０．６〜０．８バールゲージの最終段階の変換ガス３０は、蒸気注入槽３１内に導入され、ここで、低圧蒸気は、その三酸化硫黄含有量に対して、最も好ましくは約０．８０〜約０．９０の化学量論的割合でガス流内に導入される。蒸気の注入は、ＳＯ_３及び水の蒸気相反応をもたらし、硫酸蒸気を発生させる。他の実施形態では、変換ガスは、乾燥したままであるか、より小さい画分の水蒸気のみがガス中に注入され得る。しかしながら、水蒸気の注入は、ＳＯ_３吸収系において回収され得るエネルギー量、より具体的には、最終的に高圧蒸気の形態で、またはさもなければ高温で回収され得るエネルギー量を大幅に増加させる。硫酸の形成におけるＳＯ_３及び水の反応熱に加えて、水蒸気を変換ガスに注入することにより、蒸気相硫酸の凝結熱及び未反応水蒸気の凝結熱の回収がもたらされる。一般的に、水蒸気が、ガスの等価水蒸気含有量を、熱回収吸収ゾーンに入るガス中のモル総等価三酸化硫黄ガス含有量当たり少なくとも約０．４０モルに増加させるのに十分な比率で、熱回収吸収ゾーンの上流の変換ガス内に注入されることが好ましい。より好ましくは、水蒸気は、ガス流の等価水蒸気含有量を、熱回収吸収ゾーンに入るガス中のモル総等価三酸化硫黄含有量当たり少なくとも約０．５５モル、またより好ましくは０．６０モル、さらにより好ましくは少なくとも約０．７０モル、最も好ましくは少なくとも約０．８０モルに増加させるのに十分な比率で導入される。

本明細書で使用される、「等価三酸化硫黄」は、三酸化硫黄及び水の蒸気相反応により生成された硫酸を加えた遊離三酸化硫黄含有量の合計であり、「等価水蒸気」は、遊離水蒸気ならびに三酸化硫黄及び水の蒸気相反応により生成された硫酸の合計である。

図１に図示される実施形態の典型的な物質収支において、水蒸気は、三酸化硫黄から硫酸を形成するために８５％の反応水を提供するように注入され、乾燥塔酸回路を吸収酸回路と統合することにより、全てまたは実質的に全ての残りの反応水が乾燥塔５内の燃焼空気から水分を吸収することによって提供される。よって、反応水の凝結熱のほぼ１００％が、硫酸の凝結熱からの多大な追加エネルギーに加えて回収される。任意の事象において、図１のプロセスでは、水蒸気の注入ならびにＳＯ_３及び水蒸気の反応により得られる硫酸の蒸気相形成は、典型的には、注入槽３１を出る変換ガス流を、典型的には５７０°Ｆ〜６５０°Ｆの範囲の温度に加熱する。このガス流は、熱回収吸収ゾーン３３．１の下の熱回収吸収塔３３の底部付近のガス入口内に導入される。熱回収ゾーン３３．１は、好ましくは、ガス相と液相との間の質量移動を促進するためのそのようなパッキンまたはトレーの手段を備える。熱回収吸収ゾーンにおいて、ガス流は、約３７０°Ｆ〜約４５０°Ｆの温度、及び９９．０％〜９９．４％の濃度で、熱回収吸収装置、典型的には、吸収塔に入る吸収酸３５と接触する。吸収酸は、熱回収ゾーンの上部に流れ、ガス流に対して向流的にゾーンを通って下方に流れる。熱回収ゾーン内で吸収酸及びガスを接触させることにより、ＳＯ_３を液相中に吸収させ、硫酸蒸気をガス相から液相に凝結させ、ガス相から液相に水蒸気を凝結させる。顕熱は、ガス相から液相にも移動する。

図１に図示されるように、熱回収塔３３は、好ましくは、一次（熱回収）吸収ゾーンを出るガスが、二次吸収ゾーンの上部３３．２内に導入され、上方に流れるガス流に対して向流的にそこを通って下方に流れる二次吸収酸流３７と接触する二次吸収ゾーン３３．２も含む。二次吸収ゾーンは、酸相と液相との間の質量移動を促進するためのパッキンまたは他の手段も含む。二次吸収酸３７は、典型的には１２０°Ｆ〜１６０°Ｆの範囲の温度で二次吸収ゾーンに入る。一次吸収ゾーンを出るガス流を二次吸収ゾーン内の二次吸収酸と接触させることにより、一次ゾーンを出るガスから残留ＳＯ_３を吸収し、ガス流を冷却し、硫酸蒸気を二次吸収酸にさらに凝結する。二次吸収酸は、二次吸収ゾーンの底部を出て、好ましくは、二次ゾーンの底部と一次ゾーンの上部との間の熱回収塔に入る吸収酸と混合されて、熱回収吸収ゾーンの一次吸収酸として機能する混合酸流を形成する。

二次吸収ゾーンの上部及び冷却ゾーン３３．２を出るガス流は、硫酸ミスト除去装置３９を通過し、プロセスから排ガス４０として出る。任意に、二酸化硫黄は、同時に、本明細書に記載されるＳＯ_３吸収熱回収プロセスと任意に統合され得る吸収及び除去回路を含む二酸化硫黄回収プロセスにおいて、排ガスから回収され得る。ミスト除去装置３９からの酸は、便宜的に、熱回収吸収塔に流れ戻り、二次吸収酸と混合され得る。

硫酸の形成による蒸気相熱、吸収熱、凝結熱、及び顕熱移動から、熱回収吸収ゾーンを出る濃縮吸収酸３６は、約４５０°Ｆ〜約４９０°Ｆの温度に加熱される。熱回収吸収ゾーンからの高温の吸収酸は、熱が廃熱ボイラ１５用のボイラ給水に移動する熱交換器のアレイを通って直列に流れる。ボイラ給水も、一般に、交換器のアレイを通って直列に流れ、吸収酸及びボイラ給水は、一連の交換器に対して実質的に向流的に流れる。

酸側では、熱回収ゾーン３３．１を出て熱回収塔３３のウェルに入る濃縮吸収酸３６は、ＨＲＳ酸循環ポンプ４１の吸引口側に流れ、そこから、最初に、熱を高温ボイラ給水に移動させることにより、酸が４５０°Ｆ〜４９０°Ｆの範囲の温度から４００°Ｆ〜４４０°Ｆの範囲の温度に、典型的には華氏約２０〜約４０度冷却されるＨＲＳエコノマイザー４３に送達され、それにより高温ボイラ給水をおよそ周囲沸点またはそれより若干上から４２０°Ｆ〜４６０°Ｆの範囲の温度に、典型的には華氏１５０〜２１０度加熱される。

第１の熱交換器（エコノマイザー）４３を出て、酸流は、熱をボイラ給水に移動させることにより酸が約４００°Ｆ〜約４４０°Ｆの範囲の温度から約３７０°Ｆ〜約４１０°Ｆの温度に、典型的には華氏２０〜４０度さらに冷却され、ボイラ給水がその周囲沸点に近い温度範囲に加熱される第２のＨＲＳ熱交換器４５を通過する。

第２の熱交換器４５を出る酸は、一次吸収酸循環流３５と順方向酸流れ流５１との間で分割される。順方向酸流れ流５１は、典型的には複数の熱交換器を備え得るが、これらの熱交換器の全てが必ずしも熱を吸収酸からボイラ給水に移動させるように機能せず、機能しないものは、したがって、後者の目的のため、直列に配置される定義された熱交換器のアレイの外側にある、第３の熱移動系系５３に方向付けられる。図１に図示されるように、第３の熱移動系は、ボイラ給水余熱器５５及び５７を備え、すなわち、この場合、これらの熱交換器の各々は、定義されたアレイの一部である。順方向酸流れ流５１は最初に、交換器５５を通過し、その後交換器５７を通過するが、ボイラ給水は最初に交換器５７を通過し、その後交換器５５を通過する。余熱器５５内で、酸は、３７０°Ｆ〜約４１０°Ｆの温度から約１９０°Ｆ〜約２４０°Ｆの温度に、典型的には華氏１５０〜２００度冷却され、それによりボイラ給水を約１７５°Ｆ〜約２１５°Ｆの温度から約２２０°Ｆ〜約２６０°Ｆの温度に加熱する。熱交換器５７において、１９０°Ｆ〜２４０°Ｆの範囲の温度で給水余熱器５５を出る酸は、１３０°Ｆ〜１６０°Ｆの範囲の温度に、典型的には華氏６０〜８０度冷却され、それによりボイラ給水を約１２０°Ｆ〜１６０°Ｆの範囲の温度に、華氏約３０〜約５０度加熱する。

第３の熱移動系５３の下流で、ＨＲＳ酸流が分割されて、生成物酸流、二次吸収ゾーン３３．２に再循環させるための二次吸収酸流、及び燃焼空気流１から水分を吸収するための乾燥塔５に循環させるための第３の流を提供する。好ましくは、ＨＲＳ酸の分割は、順方向流れ流５１を共通リザーバ、すなわち、乾燥塔５から戻った乾燥塔酸も受容する図１に図示される共通の酸ポンプタンク５９に送達する前に行われる。共通の酸ポンプ６０により共通の酸ポンプタンクから引き込まれた得られた混合物は、分割され、熱回収吸収装置３３の二次吸収ゾーン３３．２に戻される二次吸収酸流３７、乾燥塔に方向付けられる乾燥塔酸供給流６１、及びプロセスから除去される生成物酸流６３をもたらす。

典型的には、共通ポンプタンク５９内の酸の温度は、１４０°Ｆ〜１８０°Ｆの範囲である。ポンプタンクの温度の乾燥塔酸流６１は、典型的には、乾燥塔５内の燃焼空気からの水蒸気の吸収熱により華氏約３度加熱される。燃焼空気からの水蒸気の吸収により希釈された使用済み乾燥塔酸６５は、図１に図示される実施形態において、ポンプタンクに戻される。

生成物酸６３は、生成物酸冷却器６７を備える第４の熱移動系内のボイラ給水に熱を移動させることにより、ポンプタンク温度から８０°Ｆ〜１１５°Ｆの範囲の温度に、典型的には、華氏約４０〜７０度冷却され、それによりボイラ給水を典型的には周囲または適度に上昇した周囲を上回る温度から華氏５〜１５度高い温度に加熱する。

図１の実施形態では、ポンプタンクから二次吸収ゾーンに戻った二次吸収酸は、二次吸収酸冷却器６９を備える第５の熱移動系内のボイラ給水に熱を移動させることによりさらに冷却される。そのような実施形態では、二次吸収酸は、典型的には、華氏約５〜１５度、例えば、１５５°Ｆ〜１６５°Ｆの範囲の温度から１２０°Ｆ〜１６０°Ｆの範囲の温度に冷却される。そのような実施形態の実施において、吸収酸流は、第４及び第５の熱移動系に対して直列ではなく並列である。しかし、熱交換器６７または６９のうちのいずれか１つは、直列の交換器のアレイの一部と見なされ、その直列の各々は、交換器５７、５５、４５、及び４３をさらに備える。これらの重複する直列の各々において、ボイラ給水及び吸収酸の流れは、アレイを備える直列の熱交換器に対して向流的である。

図２は、図１のプロセスの設備側、すなわち、ボイラ給水が加熱され、蒸気がボイラ給水から発生するプロセス側を図示する。周囲またはわずかに上回る、典型的には７０°Ｆ〜１００°Ｆのボイラ給水７１は、低圧ボイラ給水ポンプ７３により典型的には２５〜１００ｐｓｉｇの圧力でプロセスの設備側に送達される。次いで、ボイラ給水は、典型的には、ＨＲＳ酸からの熱に移動により、華氏５〜２０度、例えば、９０°Ｆ〜１１５°Ｆの範囲の温度に加熱される第４の熱移動系の生成物酸冷却器６７を通過する。次いで、冷却器６７を出る加熱給水は、第５の熱移動系の二次吸収酸冷却器６９に方向付けられ、ＨＲＳ酸からの熱の移動により、例えば、華氏５〜１５度さらに加熱され、典型的には、９５°Ｆ〜１２０°Ｆの範囲の温度で交換器を出る。第４及び第５の熱移動系は、図１に図示されるプロセスの実施形態において、酸側では並列であるが、それらは、図２に図示されるボイラ給水側では直列である。

二次吸収酸冷却器６９を出るボイラ給水は、次いで、第３の熱移動系５３に入る。上述のように、系５３は、典型的には、複数の熱交換器を備え得る。しかしながら、設備側では、これらの熱交換器の全てが必ずしも熱を吸収酸からボイラ給水に移動させるように機能しない。例えば、図１及び２に図示される、ボイラ給水ループは、同時属中かつ同一譲渡人の米国特許出願公開第ＵＳ２０１２／０１０７２０９Ａ１号、米国仮特許出願第６１／６４１，８３３号（２０１２年５月２日出願）（代理人整理番号ＥＮＶ１０３０８）、及び米国仮特許出願第６１／７９３，５７１号（２０１３年３月１５日出願）（代理人整理番号ＥＮＶ１０３０９）（それらの各々は、参照により明示的に本明細書に組み込まれる）などに記載されるプロセスによる吸収及び除去回路において、二酸化硫黄をガス源から、例えば、排ガス中の二酸化硫黄を熱回収塔３３から回収するためのプロセスと統合され得る。これらのプロセスの各々において、二酸化硫黄は、原料ガスを二酸化硫黄の吸収剤を含む水性吸収媒体と接触させて、ＳＯ_２濃縮吸収液を生成することにより、ＳＯ_３吸収装置の排ガスなどのガスまたは他の二酸化硫黄源から回収され、その後、ＳＯ_２の脱離及び回収のために吸収液を除去器内で加熱する。

よって、図２に図示されるように、ボイラ給水及び順方向酸流れ流の両方は、熱交換器５７及び５５を向流的に通過するが、これらの２つの交換器の間で、ボイラ給水は、ボイラ給水が吸収装置３３からの排ガスなどのＳＯ_２原料ガスからＳＯ_２を回収するためのプロセスにおいて高温プロセス流から熱を移動させることにより加熱される、別の（第６）熱交換器７５を通過する。ＳＯ_２を回収するための吸収及び除去回路において、熱が交換器７５内で移動するプロセス流は、典型的には、ＳＯ_２が典型的にはＳＯ_２除去カラム内の蒸気に対して向流的に流れる濃縮吸収液内に生蒸気を注入することにより濃縮吸収液から除去された後にＳＯ_２吸収装置に戻される再生ＳＯ_２吸収媒体である。この様式では、除去蒸気に供給されたエネルギーは、最終的に、ＳＯ_２回収プロセスが統合される硫酸製造施設の廃熱ボイラから高圧蒸気の形態で回収される。ＳＯ_２除去蒸気は、比較的低圧で供給されるため、これは、回収されるエネルギーの質のさらなる向上を表す。

熱交換器７５は、ボイラ給水が徐々に加熱される一連の熱交換器であるが、技術的には、熱がＨＲＳ酸からボイラ給水に移動する直列の熱交換器のアレイの外側である。これは、アレイの直列配列に支障をきたさないが、単純に、ボイラ給水側の系列に別の動作を投入する。図２の実施形態において、ここで論じられるように、熱交換器のアレイの外部にあるまた別の動作が、高圧蒸気の形態で、高い割合のＳＯ_３吸収エネルギー、または硫酸形成熱及び凝結熱を加えたＳＯ_３吸収エネルギー、またはＳＯ_２除去蒸気を加えたこれら全ての回収に物質的に寄与する作用を有する別の直列の２つの連続する熱交換器間に導入される。

任意の事象において、ボイラ給水は、典型的には、華氏４０〜７０度、例えば、１５０°Ｆ〜１６０°Ｆの範囲の温度に熱交換器５７内で加熱される。熱をＳＯ_２回収プロセス流から移動させることにより、ボイラ給水は、交換器７５内で、華氏４０〜７０度、例えば１７５°Ｆ〜２１５°Ｆの範囲の温度にさらに加熱される。この温度範囲で交換器７５を出る給水は、典型的には、交換器５５内で、周囲沸点をわずか〜適度に上回る、例えば２２０°Ｆ〜２６０°Ｆの範囲の温度に加熱される。交換器５５内の圧力は、好ましくは、給水を液状に維持するのに適度に高くとどまる。

交換器５５を出る給水は、さらなる熱がＨＲＳ酸から給水に移動する第２の熱交換器４５に移動する。交換器４５内のボイラ給水の温度上昇は、わずかである。ボイラ給水路の圧力降下プロファイルにより、適度の流れが熱交換器４５内で生じる場合があり、第２の熱交換器を通過する給水温度においてほんのわずかな減少をもたらす可能性がある。例えば、第２の熱交換器４５を出るボイラ給水または２相の水／蒸気流は、典型的には、３〜１５ｐｓｉｇの範囲の圧力の、２２０°Ｆ〜２４０°Ｆの範囲であってよい。

第２の熱交換器４５を出るボイラ給水または２相の水及び蒸気流は、好ましくは実質的に断熱的に動作する脱気チャンバ７７内に導入され、給水は、流され、第３の熱移動系の交換器５５を出るボイラ給水の温度と比較して、華氏１０〜１５度冷却される。脱気チャンバ７７内に給水を流すことにより、ライン７９を通して脱気装置から放出されるボイラ給水から非凝結物を除去し、蒸気注入槽３１に送達するための注入蒸気源を提供する。吸収装置３３用の高パーセンテージの反応水となる割合で水蒸気を提供するように脱気装置７７内に十分な蒸気を流すことにより、脱気装置７７の動作は、ボイラ給水系内の温度上昇がＨＲＳ吸収酸から給水流に対してさらに下流のボイラ給水にエネルギーを移動させるためのΔｔを消滅させるであろうレベルに達するのを防止し、それにより本質的に全ての蒸気相酸形成、ＨＲＳ吸収装置からの吸収及び凝結エネルギーが高圧蒸気の形態で回収されることを可能にする。典型的には、脱気装置７７に入るボイラ給水の約５％〜約１０％がその中に流される。

図１及び２に図示される実施形態では、脱気装置を出る低圧蒸気がＳＯ_３との蒸気相反応の蒸気源として蒸気注入槽３１に再利用されるため、このエネルギーは高温での回収から全く失われない。この注入蒸気源が不在の場合、注入蒸気を発生させるために、外部供給源からのエネルギーが必要とされるだろう。任意に、通常あまり好ましくはないが、脱気装置内に流される蒸気が、熱回収吸収装置の排ガスからＳＯ_２を回収するための調和プロセスにおいて、除去蒸気として使用され得る。

脱気装置内に流される蒸気を吸収装置３３に方向付けることにより、吸収装置からの排ガスを含むボイラ給水からの非凝結物の簡便な放出も提供され、よって、蒸気を失うことなくそれらをプロセスから除去する。さらに、脱気装置内で低圧で流される蒸気の潜在エネルギーは、最終的に、高圧蒸気の形態で回収されることを確実にする。

その周囲沸点をわずかに〜適度に上回る温度、例えば２１５°Ｆ〜２４０°Ｆで脱気装置を出る脱気水８１は、給水がその中で発生した蒸気の背圧に対して廃熱ボイラに送達される高圧ボイラ給水ポンプ８３の吸引側に流れる。よって、ポンプ８３の吐出圧は、典型的には、４０〜７０バール、より典型的には５０〜７０バールの範囲である。給水は、ポンプ８３によって、給水の温度がＨＲＳ酸からの熱の移動により典型的には華氏１７５〜２２５度、例えば、約４２０°Ｆ〜約４６０°Ｆの範囲の温度に増加するエコノマイザー（第１の熱交換器）４３に移動する。エコノマイザー４３から、ボイラ給水は、エコノマイザー２９を通過し、第３段階の変換ガス２７からの熱の移動により、典型的には華氏７０〜１００度、例えば、約４９０°Ｆ〜約５５０°Ｆの温度にさらに加熱される。

エコノマイザー２９を出るボイラ給水は、廃熱ボイラ１５のＳＯ_２燃焼ガスからの熱の移動により、蒸気に変換される。４０〜７０バール、より典型的には５０〜７０バールの圧力の飽和蒸気は、廃熱ボイラ１５を出て、最初に、その温度が、変換器１７の第２の変換器段階１７．２を出る変換ガス２３からの熱の移動により、華氏１０〜２０度、例えば、４９０°Ｆ〜５６０°Ｆの範囲の温度に増加される過熱器２５を通過する。過熱器２５を出る過熱蒸気は、第１の変換器段階１７．１を出る変換ガス流１９からの熱の移動により、華氏２００〜３００度、例えば、７００°Ｆ〜９００°Ｆの温度にさらに加熱される過熱器２１を通過する。

図２は、凝結物が典型的には２〜５バールゲージの低圧〜中圧の蒸気に流される高圧ブローダウンタンク８７、及びブローダウンタンク８７からの凝結物が流され、大気圧の追加蒸気をもたらし、微粒子固体を除去するためにプロセスからパージされる残留凝結物流を残す低圧ブローダウンタンク８９を含む一連のブローダウンフラッシュタンクを介して微粒子固体汚染物質を除去するための、廃熱ボイラ１５上の蒸気ドラム８５からの凝結物のブローダウンも図示する。

ＨＲＳ酸からエネルギーを移動するための熱交換器のアレイの配列及び関係は、ボイラ給水及びＨＲＳ酸の流れに対して図１及び２の流れ図を組み合わせる図３に図示される。図３は、ＳＯ_３用のＨＲＳ吸収装置を備える接触硫酸施設の、ＳＯ_３吸収装置を出る排ガスからＳＯ_２を回収するためのプロセスとの統合も示す。吸収装置１７の熱回収吸収ゾーン１７．２内で発生したＨＲＳ酸は、エコノマイザー４３、第２の熱交換器４５、ならびに熱交換器アレイの第３の熱移動系交換器５５及び５７を通って直列に流れ、ポンプタンク５９を通過し、最終生成物冷却器６９及び二次吸収酸冷却器６７を通って並行に流れ、その各々は、ＨＲＳ酸流に対して交換器４３、４５、５５、及び５７と直列である。

ボイラ給水は、生成物酸冷却器６７でプロセスに入り、ＨＲＳ酸及びボイラ給水が向流的に流れるアレイに対して直列の熱交換器のアレイを構成する生成物酸冷却器、二次吸収酸冷却器６９、第３の熱移動系酸冷却器５７及び５５、第２の熱交換器４５、ならびにエコノマイザー（第１の熱交換器）４３を通って直列に流れる。交換器５７及び５５の間で、ボイラ給水は、図３にも示され、以下にさらに記載される、ＳＯ_２吸収及び除去系のプロセス流からの熱の移動により加熱される熱交換器７５を通って迂回する。熱交換器７５は、上記に言及されるように、第３の熱移動系の一部と考えることができるが、ボイラ給水に対して、かつＨＲＳ酸が直列に向流的に流れる定義された熱交換器のアレイの一部ではない。

熱交換器４５とエコノマイザー４３との間で、ボイラ給水は、蒸気が非凝結物を除去するために流される脱気装置７７を通過する。実質的に断熱の脱気装置７７内で蒸気を流すことにより、プロセスを通して流れるボイラ給水の温度上昇を制限し、よって、本質的に全てのＨＲＳ系の吸収及び凝結エネルギーを廃熱ボイラ用のボイラ給水に移動させるためのΔｔを維持し、それにより廃熱ボイラ内のＳＯ_２燃焼ガスからの熱の移動により発生する高圧蒸気の形態で、本質的に全ての蒸気相酸形成、吸収及び凝結エネルギー（＋ＳＯ_２除去蒸気から回収されたエネルギー）の回収を可能にする。

二次吸収ゾーン１７．２を出る排ガスは、ガス流中の残留ＳＯ_２が溶媒流１０３中に吸収される二酸化硫黄吸収カラム１０１に供給される。吸収装置１０１からの排気ガスは、実質的に、窒素及び微量画分の未反応酸素を含み、大気中に放出するのに適した質のものである。二酸化硫黄豊富吸収液１０５は、ＳＯ_２吸収装置の底部を出て、ＳＯ_２が典型的には生蒸気との接触により加熱吸収液から除去される除去器１０７に移動する。除去カラム１０７を出る蒸気及び二酸化硫黄を含む高温ストリッパーガス１０９は、熱交換器７５を通過し、蒸気は、ストリッパーガス１０９から凝結され、熱は、後者が熱交換器５７と５５との間を通過中にＳＯ２を含む高圧蒸気からボイラ給水に移動し、それによりボイラ給水の温度を増加させ、最終的に、ＳＯ_２除去カラム１０７に供給される除去蒸気の潜熱の高圧蒸気の形態での回収を可能にする。

高温ＳＯ_３（ＨＲＳ）吸収系において、高圧蒸気の形態で吸収熱、硫酸の形成による蒸気相熱、及び凝結熱を回収するための、本発明のプロセスの代替え実施形態が、図４に図示される。

周囲空気１０１は、入口空気フィルタ１０３を通って、塔内のガス液体接触ゾーン１０５．１内の濃縮硫酸と接触させることにより水分を空気から除去する空気乾燥塔１０５の底部の空気入口内に流れる。以下にさらに記載されるように、乾燥塔を通って循環される濃縮酸は、ＨＲＳ吸収装置からの吸収酸を含み、酸は、吸収酸及びボイラ給水が一連の交換器に対して向流的に通過するように配置された一連の熱交換器内のボイラ給水に吸収熱を移動させることにより冷却される。

乾燥塔１０５を出る１５０〜１７０°Ｆの温度の乾燥空気１０７は、圧縮器１０８によって圧縮され、以下に記載されるように、変換ガス流からの熱の移動により、４２５°Ｆ〜４７５°Ｆに加熱される空気余熱器１０９内に導入される。溶融硫黄は、硫黄燃焼炉１１３内に吹き付けられ、空気の酸素成分が燃焼炉に入る硫黄流に対して化学量論的に過剰であるような速度で流れる加熱圧縮空気１１１と接触する。硫黄は空気の酸素と反応して、二酸化硫黄、窒素、及び未反応酸素を含む燃焼ガスを生成する。ＳＯ_２燃焼ガスは、２１００°Ｆ〜２２００°Ｆで硫黄燃焼炉を出て、その後、熱を廃熱ボイラ１１５内のボイラ給水に移動させることにより７００〜８００°Ｆの温度に冷却される。

廃熱ボイラ１１５を出る燃焼ガスは、変換器１１７に流れ、第１の変換器段階１１７．１に入り、そこで、ガスの酸素成分と反応させることによって、二酸化硫黄を三酸化硫黄に酸化するために触媒と接触する。触媒酸化反応の熱から、第１の変換器段階１１７．１を出る変換ガス１１９は、典型的には、１１００°Ｆ〜１１５０°Ｆの温度である。第１段階の変換器ガス１１９は、以下に記載されるように、熱が廃熱ボイラから高圧蒸気に移動する過熱器１２１を通過し、それにより変換ガスを約７７５°Ｆ〜８２５°Ｆに冷却する。変換熱の回収に加え、ガスの冷却は、変換ガスが過熱器１２１から流れる第２の触媒変換器段階１１７．２内でＳＯ_２をＳＯ_３にさらに変換するためのより好ましい平衡を確立する。

９２５°Ｆ〜９７５°Ｆの温度で第２の変換段階１１７．２を出る変換ガス１２３は、同様に以下に記載されるように、熱がガス流１２３から廃熱ボイラからの高圧蒸気に移動する別の過熱器１２５に流れる。典型的には７７５°Ｆ〜８２５°Ｆの温度で過熱器１２５を出る第２段階の変換ガスは、ＳＯ_２をＳＯ_３にさらに変換するための変換器１１７の第３及び最終触媒変換器段階１１７．３に方向付けられる。同様に、段階１１７．３前にガスを冷却することにより、ＳＯ_３にさらに変換するためのより好ましい平衡がその中で提供される。第３段階の変換ガス１２７は、以下にさらに記載されるように、８２０°Ｆ〜８６０°Ｆの温度で変換器を出て、熱が廃熱ボイラ用のボイラ給水に移動するエコノマイザー１２９を通過する。エコノマイザー１２９を出る変換ガスは、熱がガスから燃焼空気に移動する余熱器１０９を通過する。空気余熱器を出た後、変換ガスは、熱回収吸収系に方向付けられる。エコノマイザーを通る変換ガスの通路は、約８２０°Ｆ〜約８６０°Ｆの範囲から、華氏２５０〜３２０度、すなわち、約５２５°Ｆ〜約５７５°Ｆの範囲の温度にガスの温度を減少させ、空気余熱器内でさらに冷却することにより、ガスの温度をさらに華氏１７０〜２００度、すなわち、典型的には３２０°Ｆ〜４００°Ｆの範囲の温度に減少させる。

図４のプロセスにおいて、ガスは、直ぐ下に記載するように、吸収装置の上流の蒸気注入のときに生じる温度の急速な増加に対応するために、余分な温度増分だけ空気余熱器１０９内で冷却される。エコノマイザー１２９及び空気余熱器１０９内で移動したエネルギーは全て、廃熱ボイラ１１５の高圧蒸気の形態で回収される。

３２０°Ｆ〜４００°Ｆ及び０．６〜０．８バールゲージの最終段階の変換ガス１２７は、蒸気注入槽１３１内に導入され、ここで、低圧蒸気は、その三酸化硫黄量に対して、最も好ましくは約０．８０〜約０．９０の化学量論的割合でガス流内に導入される。さらに広範に、図４のプロセスの好ましい蒸気注入速度は、実質的に、図１のプロセスに関して上述される通りである。

図１のプロセスと同様、図４に図示される実施形態の典型的な物質収支において、水蒸気は、三酸化硫黄から硫酸を形成するために８５％の反応水を提供するように注入され、乾燥塔酸回路を吸収酸回路と統合することにより、全てまたは実質的に全ての残りの反応水が乾燥塔１０５内の燃焼空気から水分を吸収することによって提供される。よって、反応水の凝結熱のほぼ１００％が、硫酸の凝結熱からの多大な追加エネルギーに加えて回収される。任意の事象において、図４のプロセスでは、水蒸気の注入ならびにＳＯ_３及び水蒸気の反応により得られる硫酸の蒸気相形成は、典型的には、注入槽１３１を出る変換ガス流を、典型的には５２５°Ｆ〜６２５°Ｆの範囲の温度に加熱する。このガス流は、熱回収吸収ゾーン１３３．１の下の熱回収吸収塔１３３の底部付近のガス入口内に導入される。熱回収ゾーン１３３．１は、好ましくは、ガス相と液相との間の質量移動を促進するための手段を備える。熱回収吸収ゾーンにおいて、ガス流は、約３７０°Ｆ〜約４５０°Ｆの温度、及び９９．０％〜９９．４％の濃度で、熱回収吸収装置、典型的には、吸収塔に入る吸収酸１３５と接触する。吸収酸は、熱回収ゾーンの上部に入り、ガス流に対して向流的にゾーン１３３．１を通って下方に流れる。熱回収ゾーンの動作は、実質的に、図１のプロセスのゾーン３３．１に関して記載される通りである。

図４に図示されるように、熱回収塔１３３は、好ましくは、一次（熱回収）吸収ゾーンを出るガスが、実質的に図１のゾーン３３．２に関して上述されるように同様に動作する二次吸収ゾーン１３３．２内の二次吸収酸流１３７と接触する二次吸収ゾーン１３３．２も含む。二次吸収酸は、二次吸収ゾーンの底部を出て、二次ゾーンの底部と一次ゾーンの上部との間の熱回収塔に入る吸収酸と混合されて、熱回収吸収ゾーンの一次吸収酸として機能する混合酸流を形成する。

二次吸収ゾーンの上部及び冷却ゾーン１３３．２を出るガス流は、硫酸ミスト除去装置１３９を通過し、プロセスから排ガス１４０として出る。任意に、二酸化硫黄は、詳細に上述されるＳＯ_３吸収熱回収プロセスと任意に統合され得る二酸化硫黄回収プロセスにおいて、排ガスから回収され得る。

硫酸の形成による蒸気相熱、吸収熱、凝結熱、及び顕熱移動から、熱回収吸収ゾーンを出る濃縮吸収酸１３６は、約４００°Ｆ〜約４８０°Ｆの温度に加熱される。熱回収吸収ゾーンからの高温吸収酸は、熱が廃熱ボイラ１１５用のボイラ給水に移動する熱交換器のアレイを通して直列に流れる。ボイラ給水も、一般に、交換器のアレイを通って直列に流れ、吸収酸及びボイラ給水は、一連の交換器に対して実質的に向流的に流れる。

酸側では、熱回収ゾーン１３３．１を出て熱回収塔１３３のウェルに入る濃縮吸収酸１３６は、ＨＲＳ酸循環ポンプ１４３の吸引側に流れ、そこから、最初に、熱を高温ボイラ給水に移動させることにより、酸が４００°Ｆ〜４８０°Ｆの範囲の温度から３８０°Ｆ〜４３０°Ｆの範囲の温度に、典型的には華氏約１０〜約４０度冷却されるＨＲＳエコノマイザー１４３に送達され、それにより高温ボイラ給水をおよそ周囲沸点またはそれより若干上から、３７５°Ｆ〜４２５°Ｆの範囲の温度に、典型的には華氏１５０〜２２５度加熱される。

第１の熱交換器（エコノマイザー）１４３を出て、酸流は、熱をボイラ給水に移動させることにより酸が約３８０°Ｆ〜約４３０°Ｆの範囲の温度から約３７０°Ｆ〜約４００°Ｆの温度に、典型的には華氏１５〜約３０度さらに冷却され、ボイラ給水がその周囲沸点に近い温度範囲に加熱される第２のＨＲＳ熱交換器１４５を通過する。

第２の熱交換器１４５を出る酸は、一次吸収酸再循環流１４７と順方向酸流れ流１５１との間で分割される。一次再循環流１４７は、乾燥塔１０５からの酸を含む酸流１４９と混合され、後に熱回収吸収ゾーン１３３．１の上部に再循環される一次吸収酸流１３５を提供する。順方向酸流れ流１５１は、次に、任意に、複数の熱交換器を備え得るが、これらの熱交換器の全てが必ずしも熱を吸収酸からボイラ給水に移動させるように機能せず、機能しないものは、したがって、後者の目的のため、直列に配置される定義された熱交換器のアレイの外側にある、第３の熱移動系１５３に流れる。図４の実施形態では、酸側の第３の熱移動系は、ボイラ給水余熱器１５５のみを備える。余熱器１５５において、酸は、３７０°Ｆ〜約４００°Ｆの温度から約１３０°Ｆ〜約１６０°Ｆの範囲の温度、典型的には華氏２２５〜２７０度冷却され、それによりボイラ給水を約１７５°Ｆ〜約２５０°Ｆの温度から約２２０°Ｆ〜約２６０°Ｆの温度に加熱する。

熱交換器１５５の下流で、ＨＲＳ酸が分割されて、生成物酸流及び二次吸収ゾーン１３３．２に再循環させるための二次吸収酸流の両方を提供する。好ましくは、ＨＲＳ酸流の分割は、順方向流れ流１５１を共通リザーバ、すなわち、乾燥塔１０５から戻った乾燥塔酸、及び任意に、熱回収吸収塔１３３内でＳＯ_３と反応させるための補助希釈水として機能する脱塩水も受容する、図４に図示される共通の酸ポンプタンク１５９に送達する前に行われる。共通の酸ポンプ１６０により共通の酸ポンプタンクから引き込まれた得られた混合物は、分割され、熱回収吸収装置１３３の二次吸収ゾーン１３３．２に戻される二次吸収酸流１３７、一次吸収酸流１３５を生成するための比較的高温の再利用流１４７と混合される冷却された一次再利用流１４９、乾燥塔に方向付けられる乾燥塔酸供給流１６１、及びプロセスから除去される生成物酸流１６３をもたらす。

典型的には、共通ポンプタンク１５９内の酸の温度は、１４０°Ｆ〜１８０°Ｆの範囲である。ポンプタンクの温度の乾燥塔酸流１６１は、典型的には、乾燥塔１０５内の燃焼空気からの水蒸気の吸収熱により華氏約３度加熱される。燃焼空気からの水蒸気の吸収により希釈された使用済み乾燥塔酸１６５は、図４に図示される実施形態において、ポンプタンクに戻される。

生成物酸１６３は、生成物酸冷却器１６７を備える第４の熱移動系内で熱をボイラ給水に移動させることにより、ポンプタンク温度から８０°Ｆ〜１１５°Ｆの範囲の温度に、典型的には、華氏約４０〜７０度冷却され、それによりボイラ給水を典型的には周囲または適度に上昇した周囲を上回る温度から華氏５〜１５度高い温度に加熱する。

任意に、ポンプタンクから二次吸収ゾーンに戻った二次吸収酸は、二次吸収酸冷却器（図示せず）を備える第５の熱移動系内のボイラ給水に熱を移動させることによりさらに冷却される。熱交換器１６７は、直列の交換器のアレイの一部を備え、アレイは、交換器１５５、１４５、及び１４３をさらに備える。ボイラ給水及び吸収酸の流れは、アレイを含む一連の熱交換器に対して向流である。

図５は、図４のプロセスの設備側を図示する。周囲またはわずかに上回る、典型的には、７０°Ｆ〜１００°Ｆのボイラ給水１７１は、低圧ボイラ給水ポンプ１７３により典型的には２５〜１００ｐｓｉｇの圧力でプロセスの設備側に送達される。次いで、ボイラ給水は、典型的には、ＨＲＳ酸からの熱に移動により、華氏５〜２０度、例えば、９０°Ｆ〜１１５°Ｆの範囲の温度に加熱される第４の熱移動系の生成物酸冷却器１６７を通過する。生成物酸冷却器１６７を出るボイラ給水は、次いで、第３の熱移動系１５３に入る。上述のように、系１５３は、典型的には、複数の熱交換器を備え得る。しかしながら、設備側では、これらの熱交換器の全てが必ずしも熱を吸収酸からボイラ給水に移動させるように機能しない。例えば、ボイラ給水ループは、同時属中かつ同一譲渡人の米国特許出願公開第ＵＳ２０１２／０１０７２０９Ａ１号、米国仮特許出願第６１／６４１，８３３号（２０１２年５月２日出願）（代理人整理番号ＥＮＶ１０３０８）、及び米国仮特許出願第６１／７９３，５７１号（２０１３年３月１５日出願）（代理人整理番号ＥＮＶ１０３０９）などに記載されるプロセスによる吸収及び除去回路において、二酸化硫黄をガス源から、例えば、排ガス中の二酸化硫黄を熱回収塔１３３から回収するためのプロセスと統合され得る。

よって、図５に図示される、９０°Ｆ〜１１５°Ｆの温度で生成物酸冷却器１６７を出るボイラ給水は、最初に、熱交換器１７５を通過し、熱は、再生二酸化硫黄吸収媒体流からボイラ給水に移動し、それにより給水を華氏２５〜４５度、例えば、約１２０°Ｆ〜約１４０°Ｆの温度に加熱する。再生二酸化硫黄吸収媒体の供給源は、図２に関して上述される。

熱交換器１７５は、ボイラ給水が徐々に加熱される一連の熱交換器であるが、技術的には、熱がＨＲＳ酸からボイラ給水に移動する直列の熱交換器のアレイの外側である。これは、アレイの直列配列に支障をきたさないが、単純に、ボイラ給水側の直列交換器内に別の動作を投入する。図２の実施形態と同様、図５の実施形態は、熱交換器のアレイに外部の別の動作、すなわち、別の直列の２つの連続する熱交換器間にボイラ給水用の脱気装置を含む。

熱交換器１７５を出る給水は、典型的には、華氏１４０〜１８０度、例えば、２７０°Ｆ〜３１０°Ｆの範囲の温度に加熱される熱交換器１５５に流れる。

交換器１５５を出る給水は、本明細書において以下にさらに記載される、熱交換器１５５と脱気装置１７７との間で給水を循環するボイラ給水循環ポンプ１８２からの２１５°Ｆ〜２４０°Ｆの脱気水１９１の一部と混合される。典型的には２３０°Ｆ〜２８０°Ｆの範囲の温度の混合流は、ＨＲＳ酸からの熱の移動により、華氏２５〜４５度、例えば、２７０°Ｆ〜３００°Ｆの範囲の温度にさらに加熱される、第２の熱交換器に入る。ボイラ給水路の圧力降下プロファイルにより、適度の流れが熱交換器１４５内で生じる場合があり、第２の熱交換器の通過中に給水温度が増加する規模を制限する可能性がある。

第２の熱交換器１４５を出るボイラ給水または２相の水及び蒸気流は、好ましくは実質的に断熱の脱気チャンバ１７７内に導入され、給水は、流され、第３の熱移動系の交換器１５５を出るボイラ給水の温度と比較して、華氏１５〜８０度冷却される。脱気チャンバ１７７内に給水を流すことにより、ライン１７９を通して脱気装置から放出されるボイラ給水から非凝結物を除去し、蒸気注入槽１３１に送達するための注入蒸気源を提供する。吸収装置１３３用の高パーセンテージの反応水となる割合で水蒸気を提供するように脱気装置１７７内に十分な蒸気を流すことにより、脱気装置１７７の動作は、ボイラ給水系内の温度上昇がＨＲＳ吸収酸から給水流に対してさらに下流のボイラ給水にエネルギーを移動させるためのΔｔを消滅させるであろうレベルに達するのを防止し、それにより本質的に全ての蒸気相酸形成、ＨＲＳ吸収装置からの吸収及び凝結エネルギーが高圧蒸気の形態で回収されることを可能にする。典型的には、脱気装置１７７に入るボイラ給水の約５％〜約１０％がその中に流される。

図４及び５に図示される実施形態では、脱気装置を出る低圧蒸気がＳＯ_３との蒸気相反応のための蒸気源として蒸気注入槽１３１に再利用されるため、このエネルギーは高温での回収から全く失われない。この注入蒸気源が不在の場合、注入蒸気を発生させるために、外部供給源からのエネルギーが必要とされるだろう。任意に、通常あまり好ましくはないが、脱気装置内に流される蒸気が、熱回収吸収装置の排ガスからＳＯ_２を回収するための調和プロセスにおいて、除去蒸気として使用され得る。

脱気装置内に流される蒸気を吸収装置１３３に方向付けることにより、吸収装置からの排ガスを含むボイラ給水からの非凝結物の簡便な放出も提供される。

その周囲温度をわずかに〜適度に上回る温度、例えば２１５°Ｆ〜２４０°Ｆの脱気水１８１は、熱交換器１４５と脱気装置との間の高容量ポンプ１８２を介して循環される。循環ポンプ１８２の吐出時、給水は、熱交換器１４５のボイラ給水入口に流れ戻る再循環流と高圧ボイラ給水ポンプ１８３の吸引側に流れる廃熱ボイラ用の給水との間で分割される。高圧ポンプ１８３から、給水は、その中で発生した蒸気の背圧に対して廃熱ボイラに送達される。よって、ポンプ１８３の吐出圧は、典型的には、４０〜７０バール、より典型的には５０〜７０バールの範囲である。給水は、ポンプ１８３によって、給水の温度がＨＲＳ酸からの熱の移動により典型的には華氏１５０〜２００度、例えば、約３７５°Ｆ〜約４２５°Ｆの範囲の温度に増加するエコノマイザー（第１の熱交換器）１４３に移動する。エコノマイザー１４３から、ボイラ給水は、エコノマイザー１２９を通過し、第３段階の変換ガス１２７からの熱の移動により、典型的には華氏１００〜１４０度、例えば、約４９０°Ｆ〜約５５０°Ｆの温度にさらに加熱される（図４）。

エコノマイザー１２９を出るボイラ給水は、廃熱ボイラ１１５のＳＯ_２燃焼ガスからの熱の移動により、蒸気に変換される。４０〜７０バール、より典型的には５０〜７０バールの圧力の飽和蒸気は、蒸気ドラム１８５を介して廃熱ボイラ１１５を出て、最初に、その温度が、変換器１７の第２の変換器段階１１７．２を出る変換ガス１２３からの熱の移動により、華氏１０〜２０度、例えば、４９０°Ｆ〜５６０°Ｆの範囲の温度に増加される過熱器１２５を通過する（図４）。過熱器１２５を出る過熱蒸気は、第１の変換器段階１１７．１を出る変換ガス流１１９からの熱の移動により、華氏２２５〜３２５度、例えば、７５０°Ｆ〜８５０°Ｆの温度にさらに加熱される過熱器１２１を通過する（図４）。

図５は、凝結物が典型的には２〜５バールゲージの低圧〜中圧の蒸気に流される高圧ブローダウンタンク１８７、及びブローダウンタンク１８７からの凝結物が流され、大気圧の追加蒸気をもたらし、微粒子固体を除去するためにプロセスからパージされる残留凝結物流を残す低圧ブローダウンタンク１８９を含む一連のブローダウンフラッシュタンクを介して微粒子固体汚染物質を除去するための、廃熱ボイラ１１５上の蒸気ドラム１８５からの凝結物のブローダウンも図示する。

図６は、ＨＲＳ吸収装置の熱回収及び二次吸収ゾーンで発生したエネルギーの画分がＨＲＳボイラ内で中間圧力蒸気の形態で回収され、残りがＨＲＳ吸収酸から高圧ボイラ、この場合、熱がＳＯ_２燃焼ガスから回収される廃熱ボイラ用のボイラ給水に熱を移動させることにより高圧蒸気の形態で回収される、硫酸製造プロセス側の代替え実施形態を図示する。図６のプロセスの動作の好ましいモードでは、硫酸の形成による蒸気相熱、吸収熱、及び熱回収ゾーン内で発生した凝結熱の少なくとも６０％は、最終的には、４０〜７０バールの範囲の圧力を有する蒸気の形態で回収される。より好ましくは、少なくとも７５％のＨＲＳエネルギーが、そのような範囲の圧力を有する蒸気の形態で回収される。さらにより好ましくは、硫酸の形成による蒸気相熱、吸収熱、及び熱回収吸収装置内で発生した凝結熱の合計の少なくとも約８５％、９０％、９５％、９７％、または９９％が、高圧蒸気、すなわち、４０〜７０バールの範囲の圧力を有する蒸気の形態で回収される。

図６のプロセスでは、周囲空気２０１は、入口空気フィルタ２０３を通って、塔内のガス液体接触ゾーン２０５．１内の濃硫酸と接触させることによって湿気が空気から除去される空気乾燥塔２０５の底部の空気入口内に流れる。図１のプロセスでは、乾燥塔を通って循環される濃酸は、吸収酸及びボイラ給水が一連の交換器に対して向流的に通過するように配置された一連の熱交換器を通過するボイラ給水に吸収熱を移動させることにより冷却されたＨＲＳ吸収装置からの吸収酸を含む。

乾燥塔２０５を出る１３０〜１５０°Ｆの温度の乾燥空気２０７は、圧縮器２０８によって圧縮され、それにより空気を２２０°Ｆ〜２６０°Ｆの温度に加熱し、以下に記載されるように、最終段階のＳＯ_３変換ガスからの熱の移動により、４４０〜４８０°Ｆに加熱される空気余熱器２０９内に導入される。溶融硫黄は、硫黄燃焼炉２１３内に吹き付けられ、空気の酸素成分が硫黄流に対して化学量論的に過剰であるような速度で流れる加熱空気２１１と接触する。硫黄は空気の酸素と反応して、二酸化硫黄、窒素、及び未反応酸素を含む燃焼ガスを生成する。ＳＯ_２燃焼ガスは、２１５０°Ｆ〜２３００°Ｆで硫黄燃焼炉を出て、熱を第１の廃熱ボイラ２１５内のボイラ給水に移動させることにより２０００〜２０６０°Ｆの温度に冷却される。

廃熱ボイラ２１５を出る燃焼ガスは、過熱器２２５を通過し、ガス流は、典型的には華氏１２００〜１４００度、例えば、約２０００°Ｆ〜２０６０°Ｆの温度から、ＳＯ_２からＳＯ_３に触媒変換するのに好ましい平衡を確立するのに適切である７００°Ｆ〜８００°Ｆの温度に冷却される。過熱器２２５において、ガスは、廃熱ボイラ系内で発生した高圧蒸気に熱を移動させることにより冷却され、それにより華氏約５４０〜約５５０度の範囲の温度から約６５０°Ｆ〜約７５０°Ｆの範囲の温度に蒸気を加熱する。

過熱器２２５を出る冷却された燃焼ガスは、変換器２１７の第１の触媒変換器段階２１７．１に入り、ガスの酸素成分と反応させることによって、二酸化硫黄を三酸化硫黄に酸化するために触媒と接触する。二酸化硫黄を三酸化硫黄に酸化させることは、高度に発熱性でもあり、そのため、第１の変換器段階２１７．１を出る変換ガス２１９は、典型的には、１１００°Ｆ〜１１５０°Ｆの温度である。第１段階変換器ガス２１９は、本明細書において以下に説明されるように、熱が変換ガスから廃熱ボイラからの高圧蒸気に移動する過熱器２２１を通過し、それにより変換ガスを約７７５°Ｆ〜８２５°Ｆに冷却する。変換熱の回収に加え、ガスの冷却は、変換ガスが過熱器２２１から流れる第２の触媒変換器段階２１７．２内でＳＯ_２をＳＯ_３にさらに変換するためのより好ましい平衡を確立する。

９２５°Ｆ〜９７５°Ｆの温度で第２の変換段階２１７．２を出る変換ガス２２２は、以下にも記載されるように、熱がガス流からボイラ給水に移動する別のエコノマイザー２２８に流れる。典型的には７７５°Ｆ〜８２５°Ｆの温度でエコノマイザー２２８を出る第２段階の変換ガスは、ＳＯ_２をＳＯ_３にさらに変換するために変換器２１７の第３触媒変換器段階２１７．３に方向付けられる。同様に、段階２１７．３前にガスを冷却することにより、ＳＯ_３にさらに変換するためのより好ましい平衡がその中で提供される。第３段階の変換ガス２２７は、８２０°Ｆ〜８６０°Ｆの温度で変換器を出て、以下にさらに記載されるように、熱を廃熱ボイラ用のボイラ給水に移動させることにより、変換ガスが華氏７０〜１００度、例えば７２５°Ｆ〜７７５°Ｆに冷却されるエコノマイザー２２９を通過する。エコノマイザー２２９を出る変換ガスは、ＳＯ_２をＳＯ_３にさらに変換するために、第４及び最終変換器段階２１７．４に方向付けられる。ガス流は、第４の変換器段階２１７．４内で発生した発熱性の酸化熱から、適度にのみ、例えば華氏５〜２０度、例えば７３５°Ｆ〜７８５°Ｆの温度に加熱される。段階２１７．４から、第４段階の変換ガスは、第２の廃熱ボイラ２１６を通って流れ、典型的には７５０〜８５０ｐｓｉｇの圧力で蒸気を発生させることにより、華氏約２００〜２５０度、例えば５２５°Ｆ〜５７５°Ｆの範囲の温度に冷却される。第２の廃熱ボイラ２１６を通過した後、最終変換ガスは、熱を燃焼空気に移動させることにより、典型的には華氏１９５〜２２５度、例えば、３２５°Ｆ〜約３６０°Ｆの温度にさらに冷却される、空気余熱器２０９を通って流れる。図１のプロセスに関して上記に論じられるように、蒸気注入槽内に入る前に変換ガスを冷却することにより、燃焼ガスが熱回収吸収ゾーンに入ったときに非常に熱くなるのを防止する。

空気余熱器２０９を出る最終段階の変換ガスは、熱回収塔２３３を備える熱回収吸収系に方向付けられる。熱回収塔内に入る前に、最終変換器ガスは、蒸気注入槽２３１を通過する。変換器ガスは、３２５°Ｆ〜３６０°Ｆの温度及び０．０５〜０．２バールで注入槽に入る。槽２３１内で、蒸気は、好ましくは約０．５５、０．６０、または０．７５を超える、最も好ましくは少なくとも約０．８５、０．９０、または０．９５、任意に約０．９８である、その等価三酸化硫黄含有量に対して化学量論的割合でガス流中の等価Ｈ_２Ｏ蒸気含有量を確立するように、ガス流中に導入される。蒸気の注入は、ＳＯ_３及び水の蒸気相反応をもたらし、硫酸蒸気を発生させる。図６のプロセスの槽２３１内への蒸気注入の好ましい最小速度は、図１のプロセスに関して上述されるものと本質的に同一である。水蒸気の注入ならびにＳＯ_３及び水蒸気の反応により得られる硫酸の蒸気相形成は、典型的には、注入槽２３１を出る変換ガス流を、典型的には５５０°Ｆ〜６００°Ｆの範囲の温度に加熱する。このガス流は、熱回収吸収ゾーン２３３．１の下の熱回収吸収塔２３３の底部の、またはその付近のガス入口内に導入される。

熱回収吸収ゾーン２３３．１において、ガス流は、約１２５°Ｆ〜１６５°Ｆの温度、及び９９．２％〜９９．６％の濃度で、熱回収吸収装置、典型的には、吸収塔に入る一次吸収酸２３５と接触する。吸収酸は、熱回収ゾーンの上部に入り、ガス流に対して向流的にゾーン２３３．１を通って下方に流れる。熱回収ゾーン内で吸収酸及びガスを接触させることにより、ＳＯ_３を液相中に吸収させ、硫酸蒸気をガス相から液相に凝結させ、ガス相から液相に水蒸気を凝結させる。顕熱は、ガス相から液相にも移動する。

熱回収塔２３３は、好ましくは、一次（熱回収）吸収ゾーンを出るガスが、二次吸収ゾーンの上部２３３．２内に導入され、上方に流れるガス流に対して向流的にそこを通って下方に流れる二次吸収酸流２３７と接触する二次吸収ゾーン２３３．２も含む。二次吸収ゾーンは、酸相と液相との間の質量移動を促進するためのパッキンまたは他の手段も含む。二次吸収酸２３７は、典型的には９０°Ｆ〜１２０°Ｆの範囲の温度で二次吸収ゾーンに入る。一次吸収ゾーンを出るガス流を二次吸収ゾーン内の二次吸収酸と接触させることにより、一次ゾーンを出るガスから残留ＳＯ_３を吸収し、ガス流を冷却し、硫酸蒸気を二次吸収酸中にさらに凝結する。二次吸収酸は、二次吸収ゾーンの底部を出て、二次ゾーンの底部と一次ゾーンの上部との間の熱回収塔に入る吸収酸と混合されて、熱回収吸収ゾーンの一次吸収酸として機能する混合酸流を形成する。

二次吸収ゾーンの上部及び冷却ゾーン２３３．２を出るガス流は、硫酸ミスト除去装置２３９を通過し、プロセスから排ガス２９０として出る。任意に、二酸化硫黄は、図１に関して上述されるように、二酸化硫黄回収プロセスにおいて、排ガスから回収することができ、そのような二酸化硫黄回収プロセスは、ＳＯ_３吸収熱回収プロセスと任意に統合することができる。

吸収熱、凝結熱、及び顕熱移動から、熱回収吸収ゾーンを出る濃縮吸収酸は、約４００°Ｆ〜約４６０°Ｆの温度に加熱される。熱回収吸収ゾーンからの濃縮吸収酸は、熱が廃熱ボイラ２１５及び２１６用のボイラ給水に移動する熱交換器のアレイを通って直列に流れる。ボイラ給水は、一般に、交換器のアレイを通って直列に流れ、吸収酸及びボイラ給水は、一連の交換器に対して実質的に向流的に流れる。

酸側で、熱回収ゾーンを出て熱回収塔２３３のウェル内に入る吸収酸は、ＨＲＳ酸循環ポンプ２４１の吸引側に流れる。循環ポンプの吐出側で、吸収酸は、ＨＲＳボイラ酸流２４０とバイパスＨＲＳ酸流２４２との間で分割される。

ＨＲＳボイラ酸流２４０は、熱をボイラ給水に移動させ、中間圧力蒸気、例えば１２０〜１５０ｐｓｉｇの圧力を発生させることにより、華氏３０〜６０度、例えば３７５°Ｆ〜４２５°Ｆの範囲の温度に冷却されるＨＲＳボイラ２４４を通って流れる。バイパスＨＲＳ流２４２は、ＨＲＳ酸及びボイラ給水がアレイに対して向流的に通過するアレイの一連の熱交換器の第１の熱交換器２４３に方向付けられる。熱交換器２４３において、ＨＲＳ酸は、熱を高圧ボイラ給水に移動させることにより、約４００°Ｆ〜約４６０°Ｆの範囲の温度から、華氏約５〜約２０度、例えば約３９５〜約４４０°Ｆの温度に冷却され、それにより高圧ボイラ給水を約４２０〜約４３８°Ｆの範囲の温度に加熱する。

第１の熱交換器２４３を出るバイパス酸２４２は、ＨＲＳ酸の流れに対して熱交換器２４３の下流、及びＨＲＳボイラ２４４の下流のＨＲＳボイラ酸２４０と再度混合される。混合流２４９は、熱回収吸収ゾーン２３３．１に再利用される一次吸収酸流２３５の主成分を含む流れ２４８、及び熱をボイラ給水に移動させることによりさらなるエネルギーが回収される順方向酸流の流れ２５１に再分割される。吸収装置２３３に再循環される経路において、流２４８は、希釈器２６０を通過し、希釈水（ＳＯ_３反応水）２９２は、熱回収吸収ゾーンにわたって標的酸濃度プロファイルを維持するために、必要に応じて添加することができる。以下に記載されるように、流２４９は、共通のポンプタンク２５９からの再利用流と共に希釈器内で混合され、一次吸収酸流２３５を形成することができる。図６のプロセスの好ましい実施形態では、実質的に全てのＳＯ_３反応水は、熱回収吸収ゾーンに入る変換ガス中に蒸気を注入することにより、または蒸気注入及び乾燥塔５内の燃焼空気からの水を除去することにより提供されるが、水を添加する速度調節は、希釈器２６０で脱塩水流２９２を添加することにより達成することができる。

順方向酸流れ流２５１は、第２の熱交換器２４５を通過し、酸は、熱を中間圧力ボイラ給水に移動させることにより、約２２０°Ｆ〜約２４０°Ｆの範囲の温度に、典型的には華氏約１６０〜約１９０度冷却され、それによりボイラ給水を約２６０〜約２９０°Ｆの範囲の温度に加熱する。

二次吸収酸流２５１は、次に、典型的には複数の熱交換器を備え得る第３の熱移動系系２５３に流れる。図６において、第３の熱移動系は、ボイラ給水余熱器２５５及び共通の酸冷却器２５７を備える。余熱器２５５内で、酸は、２１０°Ｆ〜約２４０°Ｆ、の温度から、典型的には華氏９０〜１２０度、約１２０°Ｆ〜約１４０°Ｆの範囲の温度に冷却され、それにより典型的には華氏５０〜７０度、例えば約９０°〜約１１０°Ｆの温度から約１４０°Ｆ〜約１６０°Ｆの温度にＨＲＳボイラ用のボイラ給水を加熱する。

熱交換器２５５を出る酸は、最終的に４方向、すなわち、（ｉ）生成物流２６３、（ｉｉ）乾燥塔酸流２６１、（ｉｉｉ）熱回収吸収装置２３３の二次吸収ゾーン２３３．２に再利用するための再循環二次吸収酸流２３７、及び（ｉｖ）ＨＲＳボイラ２４４から出る流２４９と混合されて、熱回収吸収ゾーン２３３．１に再利用される一次吸収酸流２３５を形成する流２５６に分割されるＨＲＳ酸のリザーバとして機能する共通のポンプタンク２５９内に流れる。しかしながら、最初にポンプタンクの外に流れるとき、酸流は、好ましくは、２方向にのみ分割され、そのうちの１つは、流２５６であり、一次吸収酸の成分を形成する流である。便宜的に、流２５６及びＨＲＳボイラを出る再利用酸流２４９は、希釈器２６０内で混合され、希釈器から、二次吸収ゾーン２３３．２の下及び熱回収吸収ゾーン２３３．１の上の吸収装置に戻って流れる一次吸収酸流２３５を形成することができる。

ポンプタンクを出る酸流の分割により形成される他の流、すなわち、流２５８は、熱をボイラ給水に移動させることにより、典型的には華氏５〜２０度、例えば、１３５°Ｆ〜１６０°Ｆの範囲の温度に冷却される共通の酸冷却器２５７を通過する。共通酸冷却器の下流で、冷却酸流は、生成物酸流２６３、乾燥塔酸流２６１、及び二次吸収酸流２３７に分割される。流２６１は、硫黄燃焼炉２１３に入ってくる燃焼空気から水分を吸収するための乾燥塔２０５に方向付けられる。乾燥塔を通過するときに、乾燥塔酸流は、典型的には、華氏５〜１５度、典型的には１３５°Ｆ〜１６０°Ｆの範囲の温度に加熱される。使用済み乾燥塔酸２６５は、共通ポンプタンク２５９内に戻される。

生成物酸流２６３は、熱をボイラ給水に移動させることにより、典型的には、華氏５０〜１００度、例えば、約９０°Ｆ〜約１６０°Ｆの温度に冷却される生成物酸冷却器２６７を通過し、それによりボイラ給水を９０°Ｆ〜約１２０°Ｆの範囲の温度に加熱する。

二次吸収酸流２３７は、共通の酸冷却器２５７から熱回収吸収装置２３３に流れ、二次吸収ゾーン２３３．２の上部に入る。二次吸収酸は、ゾーン２３３．２を通って下方に流れ、それにより熱回収吸収ゾーン２３３．１の上部を出るガスから残留ＳＯ_３を除去し、ガス流を冷却し、ガス流から硫酸蒸気を凝結する。熱回収吸収装置２３３の一次（熱回収）吸収ゾーン２３３．１の上部で、二次吸収ゾーンを出る二次吸収酸は、再循環酸流２３５と混合され、一次吸収ゾーンのための吸収酸を形成する。

二次吸収ゾーン２３３．２を出るガスは、好ましくは、プロセス排ガスからの残留硫酸ミストを除去するためのミスト除去器要素２３９を通過する。

任意に、及び追加の希釈水２９４供給源は、例えば、再循環流２９６中に注入することにより、共通のポンプタンク２５９内に導入され得る。

図７は、図６に図示されるプロセスの設備側の流れ図を図示する。典型的には、７０°Ｆ〜１１０°Ｆのボイラ給水２７１は、低圧ボイラ給水ポンプ２７３の吸引側に送達される。ポンプ２７３の吐出から、ボイラ給水は、熱をＨＲＳ酸から移動させることにより、典型的には華氏２０〜５０度、例えば、９０°〜約１２０°の範囲の温度に加熱される生成物酸冷却器２６７を最初に通過する。

熱交換器２６７を出る給水は、直列の共通の酸冷却器２５７及びＨＲＳ余熱器２５５を備える第３の熱移動系２５３に流れる。共通の酸冷却器２５７内で、ボイラ給水はＨＲＳ酸からの熱の移動により、典型的には華氏６０〜９０度、例えば、１５０°〜約１８０°の範囲の温度に加熱される。共通の酸冷却器２５７を出る給水は、熱交換器２５５に流れ、ＨＲＳ酸からの熱の移動により、典型的には華氏９０〜１１０度、例えば、２６０°〜約２９０°の範囲の温度に加熱される。共通の酸冷却器２５５を出る給水は、脱気装置２７７に流れ、流され、第３の熱移動系の変換器２５５を出るボイラ給水の温度と比較して、華氏１０〜１５度冷却される。脱気チャンバ２７７内で給水を流すことにより、ライン２７９を通して脱気装置から放出される非凝結物を除去し、蒸気注入槽２３１に送達するための注入蒸気源を提供する。吸収装置２３３用の高パーセンテージの反応水となる割合で水蒸気を提供するように脱気装置２７７内に十分な蒸気を流すことにより、脱気装置２７７の動作は、ボイラ給水系内の温度上昇がＨＲＳ吸収酸からボイラ給水にエネルギーを移動させるためのΔｔを消滅させるであろうレベルに達するのを防止し、それにより高パーセンテージのＨＲＳ吸収装置からの吸収及び凝結エネルギーが高圧蒸気の形態で回収されることを可能にする。典型的には、脱気装置２７７に入るボイラ給水の約５％〜約１０％がその中に流される。図７に示される実施形態では、脱気装置は、ＨＲＳボイラ２４４から脱気装置に蒸気の画分を転換することにより補助される。

脱気装置内に流される蒸気を三酸化硫黄吸収装置に方向付けることにより、吸収装置からの排ガスを含むボイラ給水中の非凝結物の簡便な放出も提供され、よって、蒸気を失うことなくそれらをプロセスから除去する。さらに、脱気装置内で低圧で流される蒸気の潜在エネルギーは、最終的に、高圧蒸気の形態で回収されることを確実にする。

その周囲沸点をわずかに〜適度に上回る温度、例えば２１５°Ｆ〜２４０°Ｆで脱気装置を出る脱気水２８１は、ボイラ給水をＨＲＳボイラに提供する中間圧力ボイラ給水ポンプ２８２の吸引側、及びボイラ給水を高圧廃熱ボイラに提供する高圧ボイラ給水ポンプ２８３と並行に流れる。

中間圧力ボイラ給水ポンプ２８２の吐出側で、給水流は、必要に応じて分割することができ、ＨＲＳ希釈器２６０に希釈水流２９２を提供する。典型的には７〜１５バールの圧力のボイラ給水の吐出側の流れの残りは、ＨＲＳ加熱器２４５を通過し、典型的には華氏１２０〜１５０度、例えば３４５°Ｆ〜３７５°Ｆの範囲の温度に加熱される。ＨＲＳ加熱器２４５から、中間圧力ボイラ給水は、吸収装置２３３の熱回収吸収ゾーン２３３．１を出るＨＲＳ酸からの熱を移動させることにより、典型的には７〜１５バールであるが、可能性としては２５バール以上の蒸気に変換されるＨＲＳボイラ２４４に流れる。

高圧ボイラ給水は、典型的には、約２４０〜約２６０°Ｆの温度、及び約７００〜約８００ｐｓｉｇの圧力で、給水ポンプ２８３から吐出され、第１の熱交換器２４３を通過し、典型的には華氏４０〜６０度、典型的には約４７０°Ｆ〜約５１０°Ｆの範囲の温度にさらに加熱される。第１の熱交換器２４３を出るボイラ給水は、典型的には、変換器２１７の第３の変換器段階２１７．３を出る変換ガスからの熱の移動により、華氏１２０〜１６０度、例えば、３８０°Ｆ〜４２０°Ｆの範囲の温度に加熱されるエコノマイザー２２９を通過し、次いで、典型的には、変換器２１７の第１の変換器段階２１７．１を出る変換ガスからの熱の移動により、華氏１１０〜１４０度、例えば、約４９０°Ｆ〜約５２０°Ｆの範囲の温度に加熱されるエコノマイザー２２８を直列に通過する。

エコノマイザー２２８から、ボイラ給水は、第１の廃熱ボイラ２１５及び第２の廃熱ボイラ２１６に共通の蒸気ドラム２１８内に流れる。

第１廃熱ボイラ２１５内のＳＯ_２燃焼ガスから、及び第２の廃熱ボイラ２１６内の最終段階変換ガスからの熱の移動により発生した蒸気は、蒸気ドラム２１８を出て、直列に過熱器２２５を通過し、第１の廃熱ボイラ２１５と第１の変換器段階２１７．１との間を流れるガスからの熱の移動により、華氏１７０〜２００度、例えば、約６８０°Ｆ〜約７００°Ｆの範囲の温度に加熱され、次いで、過熱器２２１を通過し、変換器２１７の第１の変換器段階２１７．１を出る変換ガスからの熱の移動により、典型的には華氏９０〜１１０度、例えば、８７０°〜約９００°の範囲の温度にさらに加熱される。

高圧ブローダウンタンク２８７及び低圧ブローダウンタンク２８９は、図２のブローダウンタンク８７及び８９、ならびに図５のブローダウンタンク１８７及び１８９について上述される様式で動作する。

ＨＲＳ酸からボイラ給水にエネルギーを移動するための熱交換器のアレイの配列及び関係は、ボイラ給水及びＨＲＳ酸の流れに対して図６及び７の流れ図を組み合わせる図８に図示される。吸収装置２１７の熱回収吸収ゾーン２１７．１内で発生したＨＲＳ酸２３６は、ＨＲＳボイラ２４４及び第１の熱交換器２４３と並行に、かつ第１の熱交換器２４３、第２の熱交換器２４５、及び第３の熱移動系熱交換器２５５の間を直列に流れる。熱交換器２５５を出て、ＨＲＳ酸は、共通のポンプタンク２５９に流れる。ポンプタンク２５９から引き出された酸は、直ちに分割され、共通の酸冷却器２５７に方向付けられる流、及び希釈器２６０（図６、図８では図示せず）内の流２４８と混合され、一次吸収酸流２３５を提供する再利用流２５６を提供する。流２５８は、共通の酸冷却器２５７を通って直列に流れ、その後、生成物酸冷却器２６７と乾燥塔０５との間を並行に流れる。酸の画分は、共通の酸冷却器とポンプタンクとの間で循環され、ポンプタンク酸の濃度を対照値に維持する。よって、熱交換器２４３、２４５、２５５、２５７、及び２６７は、ＨＲＳ酸の流れに対して直列に配列される。

ボイラ給水２７１は、生成物酸冷却器２６７、共通の酸冷却器２５７、第３の熱移動系熱交換器２５５、及び脱気装置２７７の間を直列に流れ、その後、第２の熱交換器２４５を通過する中間圧力ボイラ給水流と第１の熱交換器２４３を通過する高圧ボイラ給水流との間で分割される。よって、熱交換器２６７、２５７、及び２５５は、ボイラ給水の流れに対して直列に配列され、熱交換器のこの組み合わせは、交換器２４５及び２４３の各々と直列にさらに配列されるが、後者２つは、ボイラ給水側の相互に対して並行である。ＨＲＳ酸及びボイラ給水は、交換器２４３、２５５、２５７、及び２６７を備える熱交換器のアレイに対して向流的に流れ、かつ熱交換器２４５、２５５、２５７、及び２６７の重複するアレイに対しても向流的に流れる。

ボイラ給水を徐々に加熱するためにＨＲＳ熱を徐々に抽出するための熱交換器のこの向流配列と組み合わせて、脱気装置２７７は、中間圧力及び高圧蒸気の形態で、ＨＲＳ蒸気相酸形成、吸収熱、及び凝結熱の最大回収を確実にするエネルギーを抽出する。さらに、ＨＲＳボイラ２４４と第１の熱交換器２４５との間のＨＲＳ酸流２３６の分配を制御することにより、図６〜８のプロセスは、中間圧力対高圧蒸気の形態で回収されるＨＲＳエネルギーの相対的割合を制御するように動作することができる。熱交換器２４３に方向付けられるＨＲＳ酸の割合がＨＲＳボイラ２４４に方向付けられる割合に対して増加すると、高圧蒸気の形態で回収される吸収及び凝結エネルギーの割合は、対応して増加し、図６〜８のプロセスの動作の作用は、図１〜５に示されるプロセスの動作において達成される作用を限度として提案する。

硫黄が本質的に空気からなる酸素含有ガス中で燃焼される接触硫酸施設において、本発明のプロセスは、硫酸の単位製造当たり実質的に増強された高圧蒸気の量を発生させることができる。例えば、少なくとも６０％のＨＲＳ熱が、蒸気がＳＯ_２燃焼ガスを冷却することにより発生する廃熱ボイラ（複数可）用のボイラ給水を加熱するときに回収される場合、硫酸１トン当たり少なくとも約１．４５、より典型的には少なくとも約１．５５、及び１．７トン程の４０バール以上の蒸気がボイラ給水を加熱し、高圧蒸気を発生させるための自己生成プロセス熱のみを使用して生成される。この関係の目的のため、及びさもなければ本明細書に使用されるように、「自己生成プロセス熱」は、（１）酸素含有ガス中での硫黄の燃焼熱、（２）ＳＯ_２からＳＯ_３への変換熱、（３）硫酸中へのＳＯ_３の吸収熱、ならびに（４）これらの実施形態において、水蒸気が熱回収吸収ゾーン内、またはその上流で変換ガス中に導入される場合、（ａ）水蒸気を三酸化硫黄と反応させることによる硫酸の形成による蒸気相熱、（ｂ）熱回収吸収ゾーン内での硫酸の凝結熱、及び（ｃ）熱回収吸収ゾーン内での水蒸気の凝結熱を含む。影響は比較的小さいが、自己生成プロセス熱は、（５）乾燥塔内の燃焼空気からの水分の凝結も含み得、乾燥塔酸回路は、図１及び４に示される実施形態にあるように、吸収酸回路内に統合される。「ＨＲＳ熱」は、自己生成プロセス熱の要素（３）、（４）、及び（５）を含む。

少なくとも６０％のＨＲＳ熱が廃熱ボイラ（複数可）用のボイラ給水を加熱するときに回収される場合、少なくとも１．４５トンの４０バール以上の蒸気が、硫黄の燃焼熱＋ＨＲＳ熱（すなわち、ＳＯ_２からＳＯ_３への変換熱を除く全ての自己生成プロセス熱）からなる自己生成プロセス熱の成分のみの移動から硫酸１トン当たり生成され、少なくとも１．４５トンの４０バール以上の蒸気が、空気中での硫黄の燃焼熱、一次熱回収吸収酸中への吸収熱、硫酸の形成による蒸気相熱、熱回収吸収ゾーン内での水の凝結、及び熱回収吸収ゾーン内での硫酸の凝結（すなわち、硫黄燃焼熱＋乾燥塔熱を除く全てのＨＲＳ熱）からなる自己生成プロセス熱の成分のみの移動から硫酸生成物１トン当たり生成される。

熱回収吸収ゾーン内、またはその上流で変換ガス中に水蒸気を注入しなくても、少なくとも１．４５トンの４０バール以上の蒸気が、空気中での硫黄の燃焼熱、及び一次熱回収吸収酸中への吸収熱からなる自己生成プロセス熱の成分のみの移動から硫酸生成物１トン当たり生成される。

図１〜３に関して記載されるプロセスの実施形態は、ＳＯ_２からＳＯ_３への酸化熱の一部または全てを除く自己生成プロセス熱の成分からの蒸気の最適な発生を提案し、ボイラ給水の流れに対して前述の熱交換器のアレイの下流にあるエコノマイザー内でボイラ給水をさらに加熱するため、及び／もしくは高圧蒸気に過熱を付与するためのそのエネルギー成分の全てまたは一部を蓄える。これらの図面に示される実施形態では、高パーセンテージのＳＯ_３反応水が、例えば、図１のプロセスの蒸気注入槽３１内に低圧蒸気を導入することにより水蒸気の形態で供給される場合、少なくとも１．４トン、より典型的には少なくとも約１．５トン、または１．６トン程の４０バール以上の蒸気が、空気中での硫黄燃焼、吸収熱、硫酸の形成による蒸気相熱、硫酸の凝結熱、水の凝結熱、及び乾燥塔内の水分の凝結のみから生じる自己生成プロセス熱の成分から硫酸生成物１トン当たり生成され得、ＳＯ_２→ＳＯ_３反応熱は、高圧蒸気の過熱のために独占的に蓄えられる。ＳＯ_２からＳＯ_３への酸化熱の処理とは別に、４０バール以上の蒸気１トン当たり約０．２〜約０．４トンの増分は、この場合、蒸気相硫酸形成熱、ＳＯ_３吸収、及び４０バール以上の蒸気の形態の硫酸凝結エネルギーの回収に起因する。

本明細書に記載される高圧蒸気発生速度は、ＳＯ_２からＳＯ_３への酸化熱の任意の回収だけでなく、熱回収吸収ゾーンの上流の変換ガス中に注入するための低圧蒸気を発生させるために外部供給源から取り込まれる任意の熱の純量も含まない。そのような外部供給源に依存するよりも、本発明のプロセスは、好ましくは、最初に吸収酸からの熱の移動により加熱されたボイラ給水用に脱気装置内で注入蒸気を発生させる。

好ましくは、蒸気注入実施形態の実施において、少なくとも１．４５トンの４０バール以上の蒸気、または４０〜７０バールの圧力を有する約１．５５〜約１．６５トンの蒸気が、燃焼、吸収、硫酸凝結、及び水凝結から硫酸１トン当たり生成され得る。実際、少なくとも１．４トンの５０バール以上の蒸気、または約１．４〜約１．６５トンの５０バール以上の蒸気が、図１〜３または４及び５に図示されるプロセスにおいて、硫酸生成物１トン当たり生成され得る。比較可能な生産能は、ＨＲＳボイラ２４４を通過するＨＲＳ酸の画分を最小にし、熱交換器２４３、２４４、２５５、２５７、及び２６７を通過する順方向酸の流れの画分を含むＨＲＳ酸の画分を最大にすることにより、図６〜８のプロセスにおいて達成され得る。

本明細書に記載されるプロセスは、湿性ガスまたは乾燥ガスのいずれかの硫酸製造施設において実施することができる。乾燥ガスモードの動作は、信号上の利点を提供し、好ましい。乾燥ガスプロセスは、一般に、湿性ガスプロセスより安定しており、信頼性がある。湿性ガスプロセスでは、高度に腐食性の比較的希硫酸が、例えば、導管壁、槽壁、もしくは熱交換器管上の冷点の存在による、または電力供給の中断等による計画外停止に起因する、ガス流列に沿った金属表面上に凝結する場合があるリスクが常に存在する。

乾燥ガス動作では、熱は、複数の供給源から回収され、よって、ライン電力または化石燃料の消費を最小にする。乾燥燃焼空気は、大気からの水蒸気の凝結熱、ならびに乾燥空気が硫黄燃焼炉の圧力に上昇されるときに発生する圧縮熱を収集する。熱回収系吸収酸から、ボイラ給水は、ＳＯ_３と注入水の反応による硫酸の蒸気相形成に由来する顕熱、硫酸の凝結熱、及び熱回収吸収ゾーンに入る変換ガス中の未反応ＳＯ_３の吸収熱を収集するＳＯ_２からＳＯ_３への変換熱の一部は、熱回収吸収酸からの熱の移動により加熱された交換器のアレイを出たボイラ給水をさらに加熱することにより、エコノマイザーに再回収される。これらの様々な供給源から、例えば、約９００ｐｓｉｇの高圧ボイラ給水に熱を移動させることにより、全ての供給源からのエネルギーが高圧蒸気の形態で再回収される。ＳＯ_２からＳＯ_３への変換熱は、蒸気を過熱するために使用される。

熱回収吸収酸からボイラ給水に熱を徐々に移動させるための一連の熱交換器を慎重に配置することにより、正のΔｔは、系列全体にわたって維持され、ボイラ給水は、例えば、９００ｐｓｉｇの高圧蒸気と等しい圧力で、その沸点に近づく。

プロセスで発生した高圧蒸気は、硫酸設備が位置する施設内で使用されるか、または商業的電気網に送出されるかのいずれかであり得る電気を発生させるためのタービンを駆動するために使用され得る。

ある特定の好ましい実施形態のプロセスの別の主な利点は、変換ガスからＳＯ_３を吸収するための単一吸収系のみの使用である。よって、上述の熱回収吸収ゾーン、及び任意に二次吸収ゾーンを備える熱回収吸収系を出るガスは、別の触媒変換ゾーンを通過するために変換器にガスを戻すことなくプロセスから除去される、すなわち、本明細書に記載される新規プロセスのこの好ましい実施形態において、層間吸収ステップがない。これは、層間吸収塔の資本投資を避け、高温の最大容量の濃縮吸収酸がＳＯ_３吸収及び硫酸凝結の熱を高圧ボイラ給水に移動させるのに利用可能であることを確実にする。これは、熱を高圧ボイラ給水に移動させるために使用される交換器のアレイの一連の熱交換器にわたって一般的に好ましい対数平均Δｔを確実にする。

層間吸収の排除は、プロセスからの排ガスの二酸化硫黄含有量をわずかに増加し得る。しかしながら、上述のように、排ガスのＳＯ_２含有量は、例えば、米国仮出願第６１／４０８，４２０号（２０１０年１０月２９日出願）に基づく同時属中かつ同一譲渡人の出願公開第ＵＳ２０１２／０１０７２０９Ａ１号、米国仮出願第６１／６４１，８３３号（２０１２年５月２日出願）（代理人整理番号ＥＮＶ１０３０８）、及び米国仮出願第６１／７９３，５７１号（２０１３年３月１５日出願）（代理人整理番号ＥＮＶ１０３０９）（それらの各々は、参照により明示的に本明細書に組み込まれる）に以前に記載される吸収及び除去プロセスにより、ガスをＳＯ_２吸収装置に通過させ、ＳＯ_２を得られた吸収液から除去することにより除去され、回収され得る。本明細書に記載される単一三酸化硫黄吸収系を有する接触硫酸プロセスが、米国仮出願第６１／６４１，８３３号、または同第６１／７９３，５７１号（代理人整理番号ＥＮＶ１０３０８またはＥＮＶ１０３０９）のいずかに記載される二酸化硫黄回収プロセスと結合される場合、非常に高エネルギー効率及び低ＳＯ_２放出の両方が達成される。外部エネルギー需要は実質的に排除され、冷却水の要件もほぼ排除される。系から周囲に失われる唯一の物質エネルギーは、ＳＯ_２吸収、及び接触硫酸プロセスと統合される除去系において回収されるＳＯ_２流から凝結される凝結物を除去するときに発生した過熱用の凝縮器においてである。

本発明のさらなる好ましい実施形態では、一般的に上述される、より具体的には図１〜８に関するプロセスは、ＨＲＳ吸収系が圧力下で実行される、すなわち、熱回収ゾーンが熱回収槽、典型的には圧力下で動作する吸収塔内に含まれるプロセスにおいて実施することができる。好ましくは、圧力動作は、二次吸収ゾーンをさらに含む熱回収槽内で行われ、一次吸収ゾーンを出るガス流は、出るガス流を冷却し、それから残留ＳＯ_３を回収するために、二次吸収酸と接触する。好ましくは、熱回収槽内の圧力は、３〜１５ｐｓｉｇ、より好ましくは約５〜１５ｐｓｉｇ、最も典型的には約１０〜１５ｐｓｉｇの範囲である。これは、実質的に、ガス流容量を低下させ、系を通して適度に増加した圧力勾配を適応させることを可能にし、その両方が、熱回収及び二次吸収ゾーンを含む高価な合金吸収カラムの必要な大きさを減少させるように働く。

Claims (77)

1. 硫酸を製造するためのプロセスであって、
   一次熱回収吸収ゾーン内に三酸化硫黄を含む原料ガスを、液体硫酸を含む三酸化硫黄吸収酸流と接触させ、それにより三酸化硫黄を前記原料ガスから前記吸収酸流に移動させ、吸収熱によって前記吸収酸流を加熱することと、
   ボイラ給水流及び前記吸収酸流の両方の流れに対して直列であり、かつ前記吸収酸流及び前記ボイラ給水流が向流的に流れる熱交換器のアレイにおいて、熱を前記吸収酸流から前記ボイラ給水流に移動させることと、
   前記ボイラ給水流が、前記直列の２つの連続する熱交換器の間の前記ボイラ給水の流路内の減圧ゾーン内に流れることを可能にし、それにより蒸気を発生させ、前記減圧ゾーン内で前記ボイラ給水流を冷却することと、
   前記減圧ゾーン内で発生した蒸気を前記冷却したボイラ給水流から分離することと、
   前記減圧ゾーン内で発生した蒸気からエネルギーを有用な形態で回収することと、
   前記冷却したボイラ給水流を加圧することと、
   前記加圧ボイラ給水流を、前記ボイラ給水の流れに対して前記減圧ゾーンの下流にある前記直列の別の熱交換器に移動させることと、
   前記吸収酸からの熱の移動により、前記別の熱交換器内の前記加圧ボイラ給水流を加熱することと、
   前記アレイの外側にあり、かつ前記ボイラ給水の流れに対して前記別の熱交換器の下流にあるボイラ内で、少なくとも４０バールの圧力で前記加圧液体水流から蒸気を発生させることと、
   前記吸収酸流を循環させて、前記直列の熱交換器から前記熱回収吸収ゾーンに戻すことと、を含む、前記プロセス。
2. 前記熱回収吸収ゾーン内で発生した前記吸収熱の少なくとも６０％、７５％、８５％、９０％、９５％、または９７％が、前記熱交換器のアレイにおいて、前記三酸化硫黄吸収液体から前記ボイラ給水流に移動し、前記ボイラ内で発生する少なくとも４０バールの圧力を有する蒸気の形態で回収される、請求項１のいずれかに記載のプロセス。
3. 前記熱回収吸収ゾーン内で発生した前記吸収熱の少なくとも６０％、７５％、８５％、９０％、９５％、９７％、または９９％が、前記熱交換器のアレイにおいて、前記三酸化硫黄吸収酸から前記ボイラ給水に移動し、前記ボイラ内で発生する少なくとも４０バールの圧力を有する蒸気に加えて、前記減圧ゾーン内で発生した蒸気の形態で回収される、請求項２に記載のプロセス。
4. 前記原料ガスが、水蒸気及び／または硫酸蒸気をさらに含み、前記吸収酸が、前記ガス相から液相に凝結される水蒸気及び／または硫酸の凝結熱によって、前記熱回収ゾーン内でさらに加熱される、請求項１〜３のいずれかに記載のプロセス。
5. 硫酸の形成による前記蒸気相熱、吸収熱、及び前記熱回収吸収ゾーン内で発生した前記凝結熱の少なくとも６０％、７５％、８５％、９０％、または９５％が、前記熱交換器のアレイにおいて、前記三酸化硫黄吸収酸から前記ボイラ給水流に移動し、前記ボイラ内で発生する少なくとも４０バールの圧力を有する蒸気の形態で回収される、請求項１〜４のいずれかに記載のプロセス。
6. 硫酸の形成による前記蒸気相熱、前記吸収熱、及び前記熱回収吸収ゾーン内で発生した前記凝結熱の少なくとも６０％、７５％、８５％、９０％、９５％、９７％、または９９％が、前記熱交換器のアレイにおいて、前記三酸化硫黄吸収酸から前記ボイラ給水に移動し、前記ボイラ内で発生する少なくとも４０バールの圧力を有する蒸気に加えて、前記減圧ゾーン内で発生した蒸気の形態で回収される、請求項５に記載のプロセス。
7. 前記減圧ゾーン内で発生した蒸気が、前記ボイラ給水の脱気により回収される、請求項１〜６のいずれかに記載のプロセス。
8. 前記減圧ゾーンが、脱気装置を備え、前記ボイラ給水流が、それから蒸気を流したときに脱気される、請求項１〜７のいずれかに記載のプロセス。
9. 前記減圧ゾーン内の前記ボイラ給水流から流された蒸気が、前記熱回収吸収ゾーンの上流の前記三酸化硫黄原料ガス中に注入される、請求項１〜８のいずれかに記載のプロセス。
10. 前記減圧ゾーン内でボイラ給水を前記流すことが、実質的に断熱的である、請求項１〜９のいずれかに記載のプロセス。
11. 前記三酸化硫黄原料ガスが、触媒の存在下で二酸化硫黄を含む供給ガスと酸素を接触させ、それにより二酸化硫黄を三酸化硫黄に酸化させることを含むプロセスによって生成された変換ガスを含む、請求項１〜１０のいずれかに記載のプロセス。
12. 水蒸気が、前記ガスの等価水蒸気含有量を、前記熱回収吸収ゾーンに入る前記ガス中のモル総等価三酸化硫黄ガス含有量当たり少なくとも約０．４０モルに増加させるのに十分な比率で、前記熱回収吸収ゾーンの上流の前記変換ガスに導入される、請求項１１に記載のプロセス。
13. 水蒸気が、前記熱回収吸収ゾーンに入る前記ガス中の前記等価水蒸気含有量を、前記熱回収吸収ゾーンに入る前記ガス中のモル総等価三酸化硫黄含有量当たり少なくとも約０．５５モル、好ましくは０．６０モル、より好ましくは少なくとも約０．７０モル、最も好ましくは少なくとも約０．８０モルに増加させるのに十分な比率で、前記変換ガスに導入される、請求項１２に記載のプロセス。
14. 水蒸気を前記変換ガスに導入する前に、前記変換ガスが、熱を別の流体に移動させることにより冷却される、請求項１１〜１３のいずれかに記載のプロセス。
15. 前記変換ガスの冷却が、前記ボイラ給水の流れに対して前記熱交換器のアレイの下流にあるエコノマイザー内で熱をボイラ給水に移動させることを含む、請求項１４に記載のプロセス。
16. 前記変換ガスの生成が、硫黄燃焼炉内で硫黄を燃焼することによって生成された二酸化硫黄の触媒酸化を含む、請求項１４または１５に記載のプロセス。
17. 前記変換ガスの冷却が、熱を前記硫黄燃焼炉用の燃焼空気に移動させることを含む、請求項１６に記載のプロセス。
18. 前記硫黄燃焼炉用の燃焼空気が、前記吸収酸からの熱の移動により加熱される、請求項１６または１７に記載のプロセス。
19. 前記減圧ゾーン内の前記ボイラ給水流から流された蒸気が、二酸化硫黄を二酸化硫黄汚染ガス流から二酸化硫黄の吸収剤を含む液体吸収媒体に吸収させることにより生成された二酸化硫黄吸収液から二酸化硫黄を除去するために使用される、請求項１〜１８のいずれかに記載のプロセス。
20. 前記汚染ガス流が、吸収装置からの排ガスを含み、三酸化硫黄が、硫酸に吸収される、請求項１９に記載のプロセス。
21. 前記三酸化硫黄吸収装置が、前記熱回収吸収ゾーンを備える、請求項２０に記載のプロセス。
22. 前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガス流が、二次吸収ゾーン内の二次吸収液体酸流と接触し、前記二次吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残留ＳＯ_３が、前記二次吸収酸中の硫酸として回収される、請求項１〜２１のいずれかに記載のプロセス。
23. 前記三酸化硫黄吸収酸流及び前記ボイラ給水流が向流的に通過する前記直列の熱交換器が、前記加圧ボイラ給水流が少なくとも約４００°Ｆの温度に加熱される第１の熱交換器と、前記ボイラ給水流が周囲沸点を上回る温度で加熱される低ボイラ給水圧で動作する第２の熱交換器と、を備え、前記第２の熱交換器が、前記ボイラ給水流の流れに対して、前記減圧ゾーンの上流にあり、前記第１の熱交換器が下流にあり、前記第１の熱交換器が、前記吸収酸の流れに対して前記第２の熱交換器の上流にある、請求項１〜２２のいずれかに記載のプロセス。
24. 前記熱交換器のアレイが、前記第２の熱交換器を出る前記酸の画分が通過する生成物酸冷却器をさらに備え、前記画分が、前記生成物酸冷却器内で冷却され、その後、生成物酸として前記プロセスから除去され、前記生成物酸冷却器が、ボイラ給水の流れの方向に対して前記第２の熱交換器の上流にあり、吸収酸の流れに対して前記第２の熱交換器の下流にある、請求項２３に記載のプロセス。
25. 前記第２の熱交換器を出る前記吸収酸が、前記熱回収吸収ゾーンへ再利用される一次吸収酸と順方向の酸の流れ流との間で分割され、前記順方向の酸の流れ流が、第３の熱移動系内で熱を前記ボイラ給水流に移動させ、前記酸がさらに冷却され、前記生成物酸冷却器を出る前記ボイラ給水流が前記周囲沸点を上回る温度に加熱される、請求項２３または２４に記載のプロセス。
26. 前記第３の熱移動系が、前記ボイラ給水流及び前記順方向の酸の流れ流が向流的に通過する、直列の複数の熱交換器を備える、請求項２５に記載のプロセス。
27. 前記第３の熱移動系を通って流れる前記ボイラ給水流が、前記減圧ゾーン内に入る前にそれを実質的に前記液体状態に維持するのに十分な圧力下にある、請求項２５または２６に記載のプロセス。
28. 前記第３の熱移動系から前記第２の熱交換器に流れる前記ボイラ給水が、前記アレイの外側にある熱交換器を通過し、前記ボイラ給水流が、前記三酸化硫黄吸収酸以外の流体からの熱の移動により加熱される、請求項２５〜２７のいずれかに記載のプロセス。
29. 前記他の流体が、再生二酸化硫黄吸収媒体から二酸化硫黄を回収するために、二酸化硫黄吸収液を加熱することにより生成された前記再生二酸化硫黄吸収媒体を含み、前記二酸化硫黄吸収液が、二酸化硫黄を二酸化硫黄汚染ガス流から二酸化硫黄の吸収剤を含む液体吸収媒体に吸収させることを含むプロセスにより生成された、請求項２８に記載のプロセス。
30. 前記汚染ガス流が、吸収装置からの排ガスを含み、三酸化硫黄が、硫酸に吸収される、請求項２９に記載のプロセス。
31. 前記三酸化硫黄吸収装置が、前記一次熱回収吸収ゾーンを備える、請求項３０に記載プロセス。
32. 前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガス流が、二次吸収ゾーン内の二次吸収酸と接触し、前記第３の熱移動系を出る前記順方向の酸の流れ流が分割されて、前記生成物酸流及び前記二次吸収ゾーンに再利用される二次三酸化硫黄吸収酸流を提供する、請求項２２〜３１のいずれかに記載のプロセス。
33. 前記二酸化硫黄供給流の調製が、空気を含むガス中の硫黄源の燃焼を含み、前記二次酸の一部が、燃焼空気用の乾燥塔を通って循環される、請求項１１に従属する、請求項２０または請求項２１〜３２のいずれかに記載のプロセス。
34. 熱が、前記二次吸収酸から二次吸収酸冷却器を備える第４の熱移動系内の前記ボイラ給水流に移動し、前記二次吸収酸冷却器が、前記ボイラ給水の流れに対して、前記生成物酸冷却器の下流にあり、かつ前記第３の熱移動系の上流にあり、前記二次酸の流れに対して、前記第３の熱移動系の下流にあり、かつ前記生成物酸冷却器と平行する、請求項３３に記載のプロセス。
35. 前記第３の熱移動系を出る酸が、前記生成物酸、前記二次吸収酸、及び前記乾燥塔の酸が引き出され、前記乾燥塔からの酸が戻る、共通リザーバに方向付けられる、請求項３４に記載のプロセス。
36. 前記ボイラが、廃熱ボイラであり、前記ボイラ給水流が、酸素を含むガス中の硫黄源の燃焼によって生成された燃焼ガスからの熱の移動により４０バールを超える圧力を有する蒸気に変換される、請求項１〜３５のいずれかに記載のプロセス。
37. 前記燃焼ガスが、酸素を含み、前記廃熱ボイラを出た後、二酸化硫黄を三酸化硫黄に変換するために触媒と接触し、それにより前記一次熱回収ゾーン内の前記三酸化硫黄吸収酸と接触する三酸化硫黄を含む変換ガスを生成する、請求項３６に記載のプロセス。
38. 三酸化硫黄を含む前記変換ガスが、複数の触媒変換ゾーンを備える触媒変換器内で生成され、前記変換器からのものであり、かつ少なくとも約３容量パーセントまたは少なくとも約４容量パーセントの三酸化硫黄を含む変換ガスが、前記熱回収吸収ゾーンに方向付けられ、前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガスが、前記出るガス中の残留二酸化硫黄を三酸化硫黄にさらに変換するための任意のさらなる触媒変換ゾーンに方向付けられない、請求項３７に記載のプロセス。
39. 三酸化硫黄を含む前記変換ガスが、複数の触媒変換ゾーンを備える触媒変換器内で生成され、前記変換器からの変換ガスが、前記熱回収吸収ゾーンに実質的に独占的に送達され、前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガスが、前記出るガス中の残留二酸化硫黄を三酸化硫黄にさらに変換するための任意のさらなる触媒変換ゾーンに方向付けられない、請求項３７に記載のプロセス。
40. 三酸化硫黄を含む前記変換ガスが、直列の複数の触媒変換ゾーンを備える触媒変換器内で生成され、前記最終触媒変換ゾーンのみからの変換ガスが、それから三酸化硫黄を吸収するために硫酸と接触し、前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガスが、前記出るガス中の残留二酸化硫黄を三酸化硫黄にさらに変換するための任意のさらなる触媒変換ゾーンに方向付けられない、請求項３７に記載のプロセス。
41. 前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガス流に含まれる二酸化硫黄を含む排ガスが、二酸化硫黄吸収装置内で、二酸化硫黄の吸収剤を含む二酸化硫黄吸収媒体と接触し、それにより二酸化硫黄吸収液を生成し、前記二酸化硫黄吸収液が、それから二酸化硫黄を回収するために加熱される、請求項３７〜４０のいずれかに記載のプロセス。
42. 二酸化硫黄を回収するために前記二酸化硫黄吸収液を加熱することが、前記排ガスのさらなる流れから二酸化硫黄を吸収するために、前記二酸化硫黄吸収装置に再利用される再生二酸化硫黄吸収媒体を生成する、請求項４１に記載のプロセス。
43. 前記熱交換器のアレイを通って流れるボイラ給水が、前記アレイの外側にある第６の熱交換器を通過し、前記ボイラ給水流が、前記再生二酸化硫黄吸収媒体からの熱の移動により、または前記吸収液から除去された二酸化硫黄を含むガス流、及び前記第６の熱交換器内で凝結される水蒸気からの熱の移動により加熱される、請求項４１または４２に記載のプロセス。
44. 前記第５の熱交換器が、前記ボイラ給水流の流れに対して、前記第２の熱交換器と前記第３の熱移動系との間にある、請求項４３に記載のプロセス。
45. 硫黄が、本質的に空気からなる酸素含有ガス中で燃焼され、自己生成プロセス熱のみの移動から硫酸１トン当たり少なくとも１．４５トンの４０バール以上の蒸気を生成することができる、請求項３６〜４４のいずれかに記載のプロセス。
46. 酸素含有ガス中の硫黄の燃焼からの燃焼熱、硫酸の形成による前記蒸気相熱、三酸化硫黄の前記一次熱回収吸収酸内への前記吸収、前記熱回収吸収ゾーン内での水の凝結、前記熱回収吸収ゾーン内での硫酸の凝結、及び乾燥塔内での空気から硫酸への水分の凝結からなる前記自己生成プロセス熱の成分のみの移動から硫酸１トン当たり少なくとも１．４５トンの４０バール以上の蒸気を生成することができる、請求項４５に記載のプロセス。
47. 酸素含有ガス中の硫黄の燃焼からの燃焼熱、硫酸の形成による前記蒸気相熱、三酸化硫黄の前記一次熱回収吸収酸内への前記吸収、前記熱回収吸収ゾーン内の水の凝結、及び前記熱回収吸収ゾーン内の硫酸の凝結からなる前記自己生成プロセス熱の成分のみの移動から硫酸１トン当たり少なくとも１．４５トンの蒸気を生成することができる、請求項４５に記載のプロセス。
48. 酸素含有ガス中の硫黄の燃焼からの燃焼熱、及び三酸化硫黄の前記一次熱回収吸収酸内への吸収熱からなる前記自己生成プロセス熱の成分のみの移動から硫酸１トン当たり少なくとも１．４５トンの蒸気を生成することができる、請求項４５に記載のプロセス。
49. 硫酸の形成による前記蒸気相熱、前記熱回収吸収ゾーン内の三酸化硫黄の前記吸収酸内への吸収熱、前記熱回収吸収ゾーン内での水の凝結、及び前記熱回収吸収ゾーン内での硫酸の凝結が廃熱ボイラ給水に前記移動することが、前記廃熱ボイラからの生成された硫酸１トン当たり少なくとも約０．２トンの追加増分の４０バール以上の蒸気の生成をもたらす、請求項４５〜４８のいずれかに記載のプロセス。
50. 前記熱回収吸収ゾーン内の三酸化硫黄の前記吸収酸への前記吸収熱が廃熱ボイラ給水に前記移動することが、前記廃熱ボイラからの生成された硫酸１トン当たり０．２トンの追加増分の４０バール以上の蒸気の生成をもたらす、請求項４５〜４８のいずれかに記載のプロセス。
51. 前記熱回収吸収ゾーンが、約３〜約１５ｐｓｉｇ、または約５〜約１５ｐｓｉｇ、または約１０〜約１５ｐｓｉｇのガス圧で動作する熱回収槽内に含まれる、請求項４５〜４８のいずれかに記載のプロセス。
52. 前記熱回収槽が、二次吸収ゾーンをさらに含み、前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガス流が、前記出るガス流を冷却し、それから残留ＳＯ_３を回収するために、二次吸収酸と接触する、請求項５１に記載のプロセス。
53. 硫黄燃焼用の空気が、前記吸収酸からの熱の移動により加熱される、請求項１〜５２のいずれかに記載のプロセス。
54. 熱が、前記変換ガス及び前記吸収酸の両方から前記燃焼空気に移動される、請求項５３に記載のプロセス。
55. 硫酸を製造するためのプロセスであって、
    一次熱回収吸収ゾーン内に三酸化硫黄を含む原料ガスを、液体硫酸を含む三酸化硫黄吸収酸流と接触させ、それにより三酸化硫黄を前記原料ガスから前記吸収酸流に移動させ、吸収熱によって前記吸収酸流を加熱することと、
    前記吸収酸流からボイラ給水流に熱を移動させることと、
    その後、少なくとも４０バールの圧力で、前記加熱ボイラ給水流から蒸気を発生させることと、を含み、
    前記熱回収吸収ゾーン内で発生した前記吸収熱の少なくとも約６０％、７５％、８５％、９０％、９５％、または９７％が、前記ボイラ内で発生する少なくとも４０バールの圧力を有する蒸気の形態で回収される、前記プロセス。
56. 前記原料ガスが、水蒸気及び／または硫酸蒸気をさらに含み、前記吸収酸が、硫酸の形成による蒸気相熱ならびに前記ガス相から前記液相に凝結される水蒸気及び／または硫酸の凝結熱によって、前記熱回収ゾーン内でさらに加熱される、請求項５５に記載のプロセス。
57. 硫酸の形成による前記蒸気相熱、ならびに前記熱回収吸収ゾーン内で発生した前記吸収熱及び凝結熱の少なくとも６０％、７５％、８５％、９０％、または９５％が、前記三酸化硫黄吸収酸から前記ボイラ給水流に移動し、前記ボイラ内で発生する少なくとも４０バールの圧力を有する蒸気の形態で回収される、請求項５６に記載のプロセス。
58. 前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガス流が、二次吸収ゾーン内で二次吸収酸と接触し、前記二次吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残留ＳＯ_３が、前記二次吸収酸中の硫酸として回収される、請求項５５〜５７のいずれかに記載のプロセス。
59. 前記ボイラ給水の加熱が、前記ボイラ給水流を熱交換器に通過させることをさらに含み、それが前記三酸化硫黄吸収酸以外の流体からの熱の移動により加熱される、請求項５５〜５８のいずれかに記載のプロセス。
60. 前記他の流体が、再生二酸化硫黄吸収媒体から二酸化硫黄を回収するために、二酸化硫黄吸収液を加熱することにより生成された前記再生二酸化硫黄吸収媒体を含み、前記二酸化硫黄吸収液が、二酸化硫黄を二酸化硫黄汚染ガス流から二酸化硫黄の吸収剤を含む液体吸収媒体に吸収させることを含むプロセスにより生成された、請求項５９に記載のプロセス。
61. 前記汚染ガス流が、吸収装置からの排ガスを含み、三酸化硫黄が、硫酸に吸収される、請求項６０に記載のプロセス。
62. 前記三酸化硫黄吸収装置が、前記熱回収吸収ゾーンを備える、請求項６１に記載のプロセス。
63. 前記三酸化硫黄原料ガスが、触媒の存在下で二酸化硫黄を含む供給ガスと酸素を接触させ、それにより二酸化硫黄を三酸化硫黄に酸化させることを含むプロセスによって生成された変換ガスを含む、請求項５５〜６２のいずれかに記載のプロセス。
64. 前記二酸化硫黄供給ガスの調製が、空気を含むガス中の硫黄源の燃焼を含む、請求項６３に記載のプロセス。
65. 前記ボイラが、廃熱ボイラであり、前記ボイラ給水流が、前記硫黄源の燃焼によって生成された燃焼ガスからの熱の移動により４０バールを超える圧力を有する蒸気に変換される、請求項６４に記載のプロセス。
66. 前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガス流中に含まれる二酸化硫黄を含む排ガスが、二酸化硫黄吸収装置内で、二酸化硫黄の吸収剤を含む二酸化硫黄吸収媒体と接触し、それにより二酸化硫黄吸収液を生成し、前記二酸化硫黄吸収液が、それから二酸化硫黄を回収するために加熱される、請求項５５〜６５のいずれかに記載のプロセス。
67. 二酸化硫黄を回収するために前記二酸化硫黄吸収液を加熱することが、前記排ガスのさらなる流れから二酸化硫黄を吸収するために、前記二酸化硫黄吸収装置に再利用される再生二酸化硫黄吸収媒体を生成する、請求項６６に記載のプロセス。
68. 硫酸を製造するためのプロセスであって、
    一次熱回収吸収ゾーン内に三酸化硫黄を含む原料ガスを、液体硫酸を含む三酸化硫黄吸収酸流と接触させ、それにより三酸化硫黄を前記原料ガスから前記吸収酸流に移動させ、吸収熱によって前記吸収酸流を加熱することと、
    前記熱回収吸収ゾーン内で発生した前記吸収熱の少なくとも約６０％、７５％、８５％、９０％、９５％、または９７％を、ボイラ給水流に移動させることと、
    前記ボイラ給水を少なくとも４０バールに加圧することと、を含む、前記プロセス。
69. 硫酸を製造するためのプロセスであって、
    一次熱回収吸収ゾーン内に三酸化硫黄を含む原料ガスを、液体硫酸を含む三酸化硫黄吸収酸流と接触させ、それにより三酸化硫黄を前記原料ガスから前記吸収酸流に移動させ、吸収熱によって前記吸収酸流を加熱することと、
    熱を前記吸収液からボイラ給水流に移動させ、それにより前記ボイラ給水流を少なくとも４００°Ｆの温度に加熱することと、を含む、前記プロセス。
70. 前記熱回収吸収ゾーン内で発生した前記吸収熱の少なくとも６０％、７５％、８５％、９０％、９５％、または９７％が、前記三酸化硫黄吸収酸から前記ボイラ給水流に移動し、前記ボイラ内で発生する少なくとも４０バールの圧力を有する蒸気の形態で回収される、請求項６９に記載のプロセス。
71. 前記原料ガスが、水蒸気及び／または硫酸蒸気をさらに含み、前記吸収酸が、硫酸の形成による蒸気相熱ならびに前記ガス相から前記液相に凝結される水蒸気及び／または硫酸の凝結熱によって、前記熱回収ゾーン内でさらに加熱される、請求項６９に記載のプロセス。
72. 前記熱回収吸収ゾーン内で発生した前記吸収熱及び凝結熱の少なくとも６０％、７５％、８５％、９０％、または９５％が、前記三酸化硫黄吸収酸から前記ボイラ給水流に移動し、前記ボイラ内で発生する少なくとも４０バールの圧力を有する蒸気の形態で回収される、請求項７０または７１に記載のプロセス。
73. 前記ボイラ給水流が、前記三酸化硫黄吸収酸からの熱に移動により、少なくとも４１５°Ｆ、４２５°Ｆ、４３５°Ｆ、４５０°Ｆ、４７５°Ｆ、または５００°Ｆの温度に加熱される、請求項６９〜７２のいずれかに記載のプロセス。
74. 硫酸を製造するためのプロセスであって、
    二酸化硫黄及び酸素を含む燃焼ガスを生成するために、過剰な酸素を含むガス中で硫黄供給源を燃焼させることと、
    前記燃焼ガスを廃熱ボイラに通過させることであって、前記燃焼熱が、４０バールを超える圧力の蒸気を発生させるために、熱をボイラ給水流に移動させることにより回収される、通過させることと、
    二酸化硫黄を三酸化硫黄に変換するために、一連の触媒変換ゾーン内で前記燃焼ガスを触媒と接触させ、それにより三酸化硫黄を含む変換ガスを生成することと、
    前記変換ガスを、熱回収吸収ゾーン内の液体硫酸を含む三酸化硫黄吸収酸流と接触させ、それにより三酸化硫黄を前記原料ガスから前記吸収酸流に移動させ、吸収熱により前記吸収酸流を加熱することと、
    前記吸収酸流からボイラ給水流に熱を移動させることと、
    その後、前記加熱ボイラ給水流から少なくとも４０バールの圧力で蒸気を発生させるために、前記ボイラ給水流を前記廃熱ボイラに移動させることであって、前記熱回収吸収ゾーン内で発生した前記吸収熱の少なくとも約６０％、７５％、８５％、９０％、９５％、または９７％が、前記ボイラ内で発生する少なくとも４０バールの圧力を有する蒸気の形態で回収される、移動させることと、
    二酸化硫黄を三酸化硫黄に変換するための触媒とさらに接触させることなく、前記プロセスから前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガス流中に含まれる残留二酸化硫黄を放出することと、を含む、前記プロセス。
75. 三酸化硫黄を含む前記変換ガスが、複数の触媒変換ゾーンを備える触媒変換器内で生成され、前記変換器からのものであり、かつ少なくとも約３容量パーセントまたは少なくとも約４容量パーセントの三酸化硫黄を含む変換ガスが、前記熱回収吸収ゾーンに方向付けられ、前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガスが、前記出るガス中の残留二酸化硫黄を三酸化硫黄にさらに変換するための任意のさらなる触媒変換ゾーンに方向付けられない、請求項７４に記載のプロセス。
76. 三酸化硫黄を含む前記変換ガスが、複数の触媒変換ゾーンを備える触媒変換器内で生成され、前記変換器からの変換ガスが、前記熱回収吸収ゾーンに実質的に独占的に送達され、前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガスが、前記出るガス中の残留二酸化硫黄を三酸化硫黄にさらに変換するための任意のさらなる触媒変換ゾーンに方向付けられない、請求項７４に記載のプロセス。
77. 三酸化硫黄を含む前記変換ガスが、複数の触媒変換ゾーンを備える触媒変換器内で生成され、前記触媒変換ゾーンのうちの１つのみからの変換ガスが、それから三酸化硫黄を吸収するために硫酸と接触し、前記熱回収吸収ゾーンを出る前記ガスが、前記出るガス中の残留二酸化硫黄を三酸化硫黄にさらに変換するための任意のさらなる触媒変換ゾーンに方向付けられない、請求項７４に記載のプロセス。

Images