JPH0446887B2 - - Google Patents

Description

【発明の詳細な説明】

本発明は、硫酸塔内に、10容量％までの全量の
三酸化イオウおよび硫酸蒸気および30容量％まで
の量の水蒸気を含有するガス流を、生成した液体
硫酸と向流的に、硫酸の滴流下にある充填物を有
している濃縮帯域に通し、次いで吸収帯域に通
し、その帯域で硫酸蒸気を硫酸の滴流下にある充
填物上の再循環された硫酸中に吸収せしめるとい
う各工程からなる、硫酸の製造方法に関する。 古典的な接触法においては、硫酸は、触媒、好
ましくはバナジウム触媒上で、通常４〜12％の
SO₂含量および１：１〜1.5のO₂：SO₂比を有する
乾燥ガス流中で二酸化イオウを三酸化イオウに酸
化することによつて製造される。 乾燥ガス硫酸製造法においては、二酸化イオウ
含有ガスが三酸化イオウに変換される前に、好ま
しくは100mgH₂O／Ｎm³以下という低い水蒸気含
量を有することが重要である。何故ならば、約
250℃以下の温度においては気相中の水蒸気と
SO₃とは、ほとんど定量的に反応して硫酸蒸気を
生成するからである。このものはSO₃吸収塔内で
硫酸ミストとして凝縮し、これは流出ガスが大気
中に排出されうる前に高効率のガスフイルターに
よつて除去されなければならない。 このように供給ガスの乾燥を必要とすること
は、特にそれが４％以下のSO₂を含有する場合に
は実質的な欠点となる。何となれば乾燥は、生成
した酸を乾燥剤として使用して行なわれるからで
ある。ガス中のダストまたは小滴の形の硫酸の含
量は、水でスクラビングすることによつて除去さ
れなければならず、またガス中の水の高い含量
を、ガスが乾燥される前に露点以下まで冷却する
ことによつて減少せしめることがしばしば行なわ
れる。従つて、生成した酸の助けによつて乾燥さ
れるべきガスは、一般にほとんど大気圧に近い圧
力および冷却水の温度に左右されて35〜50℃の範
囲内の温度において水蒸気で飽和されるであろ
う。これは大気圧におけるガス中の5.6〜12％の
H₂Oに相当する。この乾燥法は、もし乾燥用酸
中の硫酸の濃度が、全供給ガス中のH₂O：SO₂の
モル比1.5：１に相当する92％以下になるならば、
十分効率的に行なうことができない。それはま
た、例えば４％のSO₂を含有する供給ガスは、こ
のガスを十分に乾燥せしめるためには36℃以下に
冷却されなければならない。 乾燥ガス法におけるもう一つの大きな欠点は、
水による冷却およびSO₂をSO₃に変換するために
必要な400〜450℃の温度への再加熱による熱のか
なりな損失であり、これはガスを約150℃だけ冷
却することに相当する。このことは供給ガス中の
SO₂の含量が約４％以下である場合には、プラン
トを操作し続けるためには外部の熱源から熱を供
給しなければならず、従つて燃料費および必要な
熱交換器の費用がかかることを意味する。 これらの欠点は、硫酸を製造するための、特に
４〜６％より低いSO₂含量を有する原料ガス用に
使用するためのいわゆる湿潤ガス法を開発する結
果となり、それによつて、まずガスを冷却し乾燥
する必要なく、ガスが最初から有している水蒸気
の含量においてガスを処理することが可能となつ
た。 そのような湿潤ガス法の種々な変法が知られて
いるが、それらに共通の実質的な欠点は、プラン
トからの排出ガス中に多量の酸ミストが生成する
ことである。この酸ミストは、大気中に排出され
てはならないので、多大の圧力損失を伴なう大き
なフイルターを用いて除去しなければならない。
更に、生成される酸が、通常、市販される硫酸と
して通常望まれる93％H₂SO₄よりも著しく低い
濃度を有する。 上述の型の湿潤ガス硫酸製造法におけるこれら
の欠点を改善することが本発明の目的であり、こ
れは温度調節によつて達成される。 この点を詳細に理解するためには、先行技術を
詳細に考慮する必要があり、従つて以下に添附図
面の参照の下に先行技術を説明する。 ここに説明する種々の方法に共通することは、
湿潤したSO₂含有ガスを400〜450℃に加熱し、そ
の後で１層またはそれ以上の層の触媒、通常層間
に冷却装置を備えたバハジウム触媒上でSO₂を
SO₃に酸化することである。 生成したSO₃およびH₂Oを含有するガスは、そ
の後、例えば水蒸気ボイラーを用いることによつ
て、約300℃の温度に冷却されることができる。
この温度は、硫酸蒸気の露点よりも十分高く、従
つて、その凝縮が熱交換器を破壊するに到る硫酸
がガスから分離する前に凝縮するおそれがない。
湿潤ガス法の初期の段階においては、SO₃／H₂O
の液体硫酸への本来の凝縮は、50〜80℃において
起り、後には多少高い温度において起つた。 かくして、滴硫酸を用いる冷却塔中、またはベ
ンチユリスクラバー中で冷硫酸を用いることによ
つて、約300℃の熱い、水蒸気を含有するSO₃ガ
スを100℃以下に急冷することが知られている
〔「イオウ」）（Sulphur）No.123，1976年３月−４
月号、第36−42頁参照）。硫酸は、一部は70〜85
％H₂SO₄の濃度の生成物として取出される液体
酸として、一部は１個またはそれ以上の高効率の
フイルターを用いることにより除去される酸ミス
トの形で凝縮される。上記の刊行物から、硫酸が
滴流する充填塔内で最終的に凝縮する前に、180
〜230℃においてベンチユリスクラバー中で酸蒸
気の部分凝縮を行なうこともまた知られている。 この方法の変法においては〔（シヨーバイ（P.
Sohoubye）「イオウ」（Sulphur）1978年７月−
８月号；フランス特許第1395561号明細書参照〕、
滴流塔内で凝縮されそしてフイルターで捕集され
分離される好ましくは希硫酸は、濃縮器中で、実
際上は塔内の濃縮帯域内で、約300℃の熱いSO₃
含有原料ガスと向流で接触せしめることによつて
93〜96％H₂SO₄に品質向上せしめられる。湿潤
ガス硫酸法のこの具体化例の実際上の操作は、第
１図を参照することによつて最もよく説明され
る。 第１図において、１０は二酸化イオウを含有す
る原料ガスの導管である。この原料ガスは通常６
％以下のSO₂を含有し、また酸素および水蒸気を
も含有する。原料ガスのSO₂は、コンバーター１
２においてSO₃まで酸化される。このコンバータ
ーは通常２個の触媒層１４および１６を有しボイ
ラー１８において中間の冷却が行なわれる。酸化
は400〜450℃の温度において行なわれる。SO₃を
含有する流出ガスは、その露点よりも十分高くな
ければならず、そして通常そのガスが導管２２を
経て硫酸塔２４への取入れガスとして導入される
前に約300℃であるべき温度T₁まで、ボイラー２
０において冷却される。ガスは、実質的に３つの
帯域、すなわち最下部の濃縮帯域あるいは濃縮部
２６、その上方になる吸収帯域あるいは吸収部２
８および最上部の凝集帯域３０からなる上記の硫
酸塔内を上方に向つて通過する。 濃縮帯域２６においては、凝縮した硫酸により
滴流されている耐酸性の充填物が充填されてい
る。導管２２から上方へ流れる取入れガスは、こ
の塔内で液と接触せしめられ、それによつてこの
液は93〜98％H₂SO₄の濃度まで品質向上せしめ
られる。生成し品質向上せしめられた硫酸は、上
記塔の下部から導管３２を経て取出され熱交換器
３４において冷却される。 濃縮帯域２６と吸収帯域２８との間に、内部溢
流管３８を有する液体硫酸用の容器３６がある。
ガスは濃縮部を通過した後、通常約240℃の温度
まで冷却されて、今や硫酸蒸気で飽和される。 吸収帯域２８においても、耐酸性の充填物によ
つて充填されており、これらの充填物は、通常約
100℃の温度T₅を有する液体硫酸の滴流下にあ
る。上記によつて、上方に流れるガスは約120℃
まで冷却され、それによりほとんど全部の硫酸蒸
気は、凝縮されて滴流している酸に吸収されるか
あるいは酸ミストの形でフイルター４６を上方に
向つて通過する。すでに述べたように、凝縮した
酸は、溢流管を通つて下方に流れ、これがプラン
トの正味の生産量に該当する。しかしながら、凝
縮した酸の一部は、極めて微細な液滴として存在
し、酸ミストの形で上方に流れるガスと共に塔内
を更に上方に通過して行く。 滴流する酸は、容器３６からの、通常は約140
℃の温度T₄を有する酸を、導管４０および酸冷
却器４２を経て吸収帯域２８内を滴流するように
塔２４に再循環させることによつて得られる。上
記塔に再導入されたとき、上記酸は、通常85〜88
％H₂SO₄の濃度を有し、そして液分配器４４の
開口部から吸収帯域２８内の充填物上を下方に向
つて滴り流れる。 酸ミストの細滴は、一部は凝集帯域内の耐酸性
充填物中で凝集してより大きな液滴となり、そこ
から液体硫酸として帯域２８および２６を下方に
向つて滴り流れる。細滴の残量は、今や実質的に
硫酸および三酸化イオウを含まないガスが煙突４
８を経て大気中に導き出すことができる前に、高
効率フイルター４６で捕集されなければならな
い。 しかしながら、第１図に示された型のものを包
含する湿潤ガス硫酸プラントにおいては、実際上
多量の酸ミストが生成すること、そして凝集帯域
３０におけるより大きな液滴への凝集があまり完
全ではなく、凝集帯域の存在にもかかわらず、非
常に大きくかつ効率的なフイルター４６が必要で
あり、多量の酸ミストが捕集される場合には、こ
れはかなりの圧力低下をもたらし、その結果圧縮
機（図示せず）を操作するためのかなりのエネル
ギー消費を伴なうことが判明した。 従つて、本発明の目的は、酸ミストの量が減少
されそして生成する硫酸が少くとも93％H₂SO₄
の所望の濃度を有するという方法を提供すること
である。 予備実験において、塔内に導入されたガス中の
三酸化イオウの濃度が低く、例えば0.5ないし１
％SO₃以下という場合には、もし再循環酸の出口
温度T₄がプラントにとつて許容される最高温度、
例えば140〜150℃であり、そして同時に塔への取
入れガスの入口温度T₁が最高約280℃であるなら
ば、適度にミスト不含の操作を達成しうることが
驚くべきことではあるが見出された。塔内に導入
されるガス中のSO₃含量が１〜２％以上である場
合には、フイルターを溢汪させる傾向があり従つ
てプラントの操業を不可能にする多量の酸ミスト
が生成され、更に、1Nm³当りの酸ミストが50mg
の排出限度を超え、ガスがしばしば1Nm³当り10
ｇ以上の酸ミストを含有するので、フイルターの
みで酸ミストの99％を除去することがある。非常
に大きなフイルターを設置することによつても、
1Nm³当り50mgあるいは僅かに40mgの酸ミストと
いう排出限度に対応しるとは期待できなかつた。
何故ならば、ガス中の酸ミストがしばしば10〜20
ｇ／Ｎm³を超え、一方最良のフイルターの場合で
さえも精製度は、ほとんど99.5％を超えることは
ないからである。 これらの知見に基づいて、パイロツト実験が本
明細書中で後に説明するように実施された。これ
らの実験において、驚くべきことには、酸ミスト
の生成は、下記の４つの操作パラメーターに依存
することそして蒸気の形ならびにミストの形での
硫酸の排出は、下記の４つのパラメーターを適当
に組合せることによつて、ミストフイルターを使
用することなしにほとんど完全に避けることがで
きることが発見された： １ （第１図に示された具体化例において導管４
０を経て）塔を出て冷却後に分配器４４を経て
滴流する酸として塔に戻つてくる再循環酸の温
度T₄₀この温度が下記の他の３つの因子に依存
するある臨界値以上である場合には、酸ミスト
はほとんど完全に消失する。 ２ 塔に導入される取入れガス中のSO₃および
H₂SO₄の蒸気の濃度、以下においてαをもつ
て示す；この濃度が高ければ高いほどミストを
生ずる傾向が高い。これに関連して取入れガス
中の水蒸気の濃度もまた一定の重要性を有す
る。 ３ 塔内への取入れガスの温度T₁₀塔より上流に
ある熱交換器中での腐食を避けるために、T₁
はガス中の硫酸の露点よりも少くとも30℃高
く、そして好ましくは少くとも40℃高くなけれ
ばならず、その理由から上記の露点とT₁との
差がT₁それ自体よりもT₄の決定に関与する。 ４ 滴流する酸の温度T₅および取入れガス1N
m³／ｈ当りの滴流する酸のKg／ｈとして表わさ
れた取入れガスと滴流する酸の量の割合Ｌ：
G₀しかしながら、塔についての熱収支の計算
によつて、T₅およびＬ：Ｇが相互に依存して
おり、T₁および取入れガスの組成が既知であ
る場合にはT₄によつて決定される。 αが高ければ高い程、またT₁が高ければ高い
程、酸ミストの生成を避けるために、T₄はます
ます高くなければならないことが実験によつて見
出された。酸ミストが生成する傾向、換言すれば
T₄の限界値は、酸循環が一定の限度まで減少す
るまで低下し、この限度以下では蒸気状硫酸の発
生を避けるのに十分な程ガスを冷却することが不
可能であることもまた見出された。このことは、
出口ガスの温度が120〜130℃以上である場合に起
る。 上記の事実に基づいて、本発明者らは、本発明
に従つて、再循環酸が次式 T₄＞140＋6α＋β＋0.2（T₁−T_d） （上式中、αは硫酸塔に導入される取入れガス
中のSO₃およびH₂SO₄の蒸気の容量％で表わされ
た濃度であり、βは同じ取入れガス中の水蒸気の
容量％で表わされた濃度であり、T₁は℃で表わ
された同じ取入れガスの温度であり、そしてT_d
は℃で表わされた同じ取入れガス中の硫酸蒸気の
露点である）（T₁−T_dは少くとも30である））で
決定される温度T₄℃において上記硫酸塔を出る
ような温度条件下で、硫酸塔を操作するならば、
高効率のフイルターを使用しなくとも、湿潤ガス
硫酸製造プラントにおいて、硫酸蒸気および硫酸
ミストを実質的に含まない排出ガスを得ることが
可能であることを見出した。上式は、実用上関連
のある0.2〜10％（SO₃＋H₂SO₄−蒸気）の濃度
範囲において、そして約30％H₂Oまでの水蒸気
の濃度についてよく妥当する。 本発明を規定するに当つて、酸ミストを生成す
るか否かといることについての主たるパラメータ
ーが、再循環酸の温度T₄であることが仮定され
た。しかしながら、真の主パラメーターは、濃縮
帯域から上方に流れるガスの温度T₂およびT₄の
両方であると思われる。 取入れガス中のSO₃の濃度が0.5〜１％である
場合には、フイルター前の出口ガス中の1Nm³当
りのH₂SO₄が50mg以下であることを保証するた
めにはT₂−T₄は、約100℃以下でなければなら
ず、取入れガス中のSO₃が３％である場合には、
約70℃以下でなければならず、そして取入れガス
中のSO₃が５〜６％である場合には約40℃以下で
なければならない。これはおそらく、滴流下にあ
る充填物とガスとの温度差があまり大きいと、吸
収帯域の最下部におけるH₂SO₄蒸気の冷却が極
めて大きいので、酸が充填物上に液体膜として拡
散する代りにエロゾルとして気相中で凝縮するか
らである。 ミスト生成におけるこの機構は、また取入れガ
スの温度が高すぎるとミスト生成への傾向を増大
させるかあるいは換言すればT₄の増大を必要と
する理由を説明している。何故ならば、正にこの
高すぎる温度が濃縮帯域において硫酸を蒸発させ
るので、吸収帯域の下部におけるH₂SO₄蒸気の
濃度が上昇するからである。しかしながら、この
説明が完全でなく、また、観察された結果より、
吸収帯域における諸条件が滴流する酸の気相から
の水蒸気の吸収がこの吸収帯域において最も多く
起り、これが滴流する酸の温度を40〜80℃まで上
昇させるという事実によつて複雑化されるので、
十分に説明することを困難にしている。 パイロツト実験において、濃縮帯域における操
作条件が大きな実際的重要性を有することもまた
見出された。溢流管３８を経て濃縮帯域２６内を
流下する酸が少くとも吸収帯域からの流出酸およ
び従つて再循環酸ほど熱くなければ、その時はミ
スト生成が、流下する酸が濃縮帯域において熱い
ガスと接触する個所において著しく増大し、そし
てこの酸ミストがほとんど減少せずに吸収帯域を
フイルターまで通過する。従つて、本発明によれ
ば、硫酸は、酸ミストの生成を防ぐために、少く
とも再循環酸が塔から取出される温度において濃
縮帯域に通される。実際上、これは塔の適当な断
熱により、そして生成した酸を濃縮帯域内に流下
せしめる内部溢流管を有し、上記濃縮帯域が吸収
部と一緒に設けられている塔を建設することによ
つて達成することができ、その際、溢流管が塔に
外部的に設置されているかまたは濃縮部および吸
収部が分離されている場合であろうから、酸の冷
却が起り得ない。 パイロツト実験において、濃縮帯域なしでは多
量の酸ミストの生成を避けることが実際上不可能
であるが、一方少くとも93％H₂SO₄の所望の濃
度を得るためには、この帯域を設ける必要がない
ことが見出された。かくして、もし280〜300℃の
熱い取入れガスが吸収帯域に直接に通されるなら
ば、ここからの流出酸は、180〜200℃の出口温度
において約93％H₂SO₄の濃度を有する。従つて、
生成酸は、溢流管３８および濃縮帯域を使用する
ことなく、再循環酸系から直接に取出すことがで
きる。しかしながら、驚くべきことには、濃縮帯
域が従来技術において記載された理由とは全く異
なつた理由、すなわち酸ミストを防ぐという理由
から必要とされることが見出された。 第４番目の重要な知見は、酸ミストを生成する
傾向は、充填物の寸法の増大と共に多少減少する
らしいということである。すなわち、パイロツト
実験において、吸収帯域に20mmの鞍状充填物の代
りに10mmの鞍状充填物を使用した場合にミスト生
成へのより大きな傾向が認められたが、50mmの鞍
状充填物が使用される工業的プラントにおいて
は、プラントを本発明の方法に従つて変更した後
には、取入れガス中のSO₃＋H₂SO₄が５〜６％の
場合に必要な温度T₄は、パイロツト実験におい
て観察された場合よりも10〜20℃低いということ
が見出される。従つて、50mmまたはそれ以上の呼
称寸法を有する充填物を使用することが好都合で
ある。 上記の実験において、後記する第２表から判る
ように、滴流する酸の温度T₅は、酸ミストの生
成の防止にとつて重要であるので、この酸の温度
がより低いと酸ミストの量が減少することが見出
された。吸収帯域からのガス温度T₃は、一部滴
流する酸の温度T₅の関数であり、滴流する酸は
吸収帯域２８の上を上方に流れるガスとの接触に
よつて加熱される。再循環酸が塔から取出される
温度に関する前記の諸要求事項が満たされたとき
には、酸ミストの量は、もし本発明に従つて再循
環酸を30〜60℃の温度T₅（これに反して第１図に
おいて説明した従来技術においては通常約100℃
である）において吸収帯域の上方から塔に導入す
るならば、極めて少量に保つことができる。 滴流酸の温度が本発明の方法においては、吸収
帯域を通過する間に30〜60℃（T₅）から100〜
200℃（T₄）まで上昇するという事情は、滴流酸
の流れが本発明の方法においては従来技術におけ
るよりも約1.4分の１に小さくなり（第２表参
照）、それによつて塔の直径を小さくすることが
できることを意味する。 本発明による方法に基づく操作上の変更および
実際上それによつて必要となる前記の湿潤ガス法
プラントの変更は、塔のみを示す第２図から明ら
かであろう。 塔２４の直径は、液体の負荷がかなり減少する
ので小さくすることができる。従来技術の具体化
例においては通常20〜25mmの寸法を有するもので
ある濃縮帯域２６および吸収帯域２８内の充填物
は、前記のように、多少大きな充填物、特に50mm
または多少より大きな呼称寸法を有するものに代
えることができ、それによつて流れの抵抗および
従つて圧力低下が減少する。 塔を出る再循環酸の高い温度T₄に対して酸冷
却器４２を保護するために、冷却器を経て液体分
配器４４に戻る再循環酸を輸送する導管４０を含
む導管系中に、冷却器４２を備えた特別なバイパ
ス５０が設置されている。冷却器４２の後方の再
循環系における温度は、好都合に前記の30〜60℃
に、例えば約50℃に維持される。 更に、酸冷却器４２の容量は、前記の理由で酸
を従来よりも低い温度に冷却しなければならない
ので、大きくされている。 凝集帯域３０内の充填物は、簡単なデミスター
５２に置きかえてもよい。しかし、プラントの運
転開始時および運転中断時における酸ミストの逸
出を防ぐために、フイルター４６は、原則的に保
有される。それはおそらく通常よりも小さくして
もよい。正常運転時には、それは実際上酸ミスト
を捕集しないので、これは僅少の圧力低下を起す
のみであろう。本発明の方法を工業的プラントに
使用することにより、投資および操業費の比較的
低廉なフイルターを用いた場合、排出ガス中の酸
ミストの含量を1Nm³当り数mgの程度で、安定な
操作をすることができた。 吸収帯域２８の周囲および吸収帯域と濃縮帯域
２６との間の塔の部分のライニングおよび断熱材
の厚さは、吸収帯域内の温度および温度T₄の比
較的高いために増大する。 最後に、本発明の方法を前記の実験およびそれ
に使用したパイロツトプラントについて記載する
ことにより更に詳細に説明する。 実験例 これらの実験において、第３図に概略的に示さ
れたパイロツトプラントが使用された。工業的鉱
石焙焼装置より得られ、SO₂および二酸化炭素
0.5〜１％、窒素、アルゴンおよび水蒸気を含有
するガスを、流量計６０およびガス加熱器６６を
経て20〜35Nm³／ｈの量でコンバーター１２に導
入する。 その中でSO₂含量の約98％がSO₃に酸化され
る。いくつかの実験においては、より高いSO₂濃
度が使用されたが、その追加的な量はもう１つの
流量計６２を経て添加され、また追加的な水蒸気
が導管６４を経て添加される。熱交換器２０によ
り所望の温度T₁まで冷却された後に、ガスは従
来技術におけると同様に垂直な硫酸塔２４の下部
に導入される。 塔２４は、100mmの内径を有するガラス管で製
作されており、15〜20mmの厚さの鉱物ウールによ
つて断熱されており、それによつて再循環酸が塔
に戻される点の温度測定点T₃までの熱の損失は、
10℃の温度低下に相当するものより小であつた。
0.6ｍの高さを有する濃縮帯域２６および1.5ｍの
高さを有する吸収帯域２８の両方の充填物とし
て、20mmの大きさのセラミツク製の鞍型の充填物
が使用された。 温度は、直径３mmの保護管内の熱電対を用いて
測定された。 酸ミストの含量を測定すべきガス試料は、導管
６８から採取された。酸ミストはガラスウールの
フイルターで過され、その量が測定によつて測
定された。 前記の工業的プラントにおけると同様にパイロ
ツトプラントは、濃縮帯域と吸収帯域との間に、
溢流管３８を有する容器３６を有していた。温度
T₄の酸は、導管４０、冷却器４２、流量計７０
および滴流入口管４４を経て吸収帯域の上方から
塔２４に再循環された。ガスはフイルター４６お
よび煙突４８を経て塔から出る。 代表的な測定結果が下記の第１表および第２表
に示されている。記載された測定結果は、一定の
操作条件における４〜６時間の期間に亘つて測定
された平均値である。そのような測定期間におい
ては、測定された酸ミスト値は、平均値の50％か
ら200％まで変動したが、それに対して温度は記
載された温度の±４℃に維持された。 第１表に示された数値の結果となつた実験は、
塔へと再循環された酸の一定温度T₅＝35℃にお
いて実施された。導管３８および煙突４８におけ
るガスの排出温度は、70〜90℃であり、塔を通過
するガスの流量は、塔の断面積１m²当り約26N
m³／ｈであつた。導管４０、冷却器４２および流
量計７０を経て滴流入口管４４までの酸の再循環
率は、約15〜25／ｈであり、所望のT₄の値が
得られるように調節された。前述のようなフイル
ター前の酸ミストの含量の測定への不確定因子
は、0.5〜２であつた。

【表】 ＊ 本発明による結果ではない。
前記の事実および添附図面から明らかなよう
に、Tdは導管２２内の取入れガス中の硫酸蒸気
の露点であり、T₁は上記の取入れガスの温度で
あり、T₂は濃縮帯域から吸収帯域２８へと上方
に流れるガスの温度であり、そしてT₄は吸収帯
域を出る再循環導管４０内の硫酸の温度である。 第１表は、再循環酸の塔への入口温度（T₅）
が35℃の場合、再循環酸中への硫酸蒸気のそのよ
うに高い吸収が得られること、そしておそらくは
濃縮帯域においてはすでに排出ガスの１m³当りせ
いぜい40mgの酸ミストしか存在しないことを示し
ており、その際再循環酸の温度（T₄）は、取入
れガスがSO₃0.6〜１％を含有するときは約150℃
以上に、それがSO₃3％を含有するときは約180℃
以上に、そしてそれがSO₃5〜６％を含有すると
きは約200℃以上に維持され、そして取入れガス
の温度は、露点よりも十分高く、少くとも約30℃
以上高い。他方において、前述のように、取入れ
ガスは、同時にT₄を上昇させることなしにはあ
まり高い温度を有してはならない。何故ななら
ば、第１表から明らかなように、これは酸ミスト
の生成を増加させる傾向を生じさせる結果となる
からである。取入れガス中の水の含量は、再循環
ガスの出口温度の臨界値に対して僅少な影響しか
及ぼさないことが判る。 第２表は、一連の実験の結果を示し、これらの
実験において、導管２２中の取入れ流Ｇを22N
m³／ｈに一定に、またこの取入れ流の温度T₁を
280℃に一定に保ちつつ、滴流する酸の流量Ｌお
よび入口温度T₅が変動せしめられ；またSO₃の含
量は３％そして水蒸気の含量は10％であり、従つ
て露点は235℃であつた。 記載された順序で測定することによつてフイル
ター前の酸ミストの測定量が高ければ高い程、硫
酸のますます高い蒸気圧によつてのみではほとん
ど説明することができない。この硫酸の蒸気圧は
T₃が130℃でフイルター前の残存水蒸気が６〜７
％である場合、1Nm³当り約40mgH₂SO₄である。
Ｌ／Ｇ自体の値が低いと酸ミスト生成の傾向が減
少することは可能性がある。何故ならばＬ／Ｇの
値が低いことは、２つの流れの熱容量が互いに接
近することを意味し、このことは再び２つの流れ
の間の熱交換の一般的理論によれば、吸収帯域の
下部の臨界的部分の温度分布がより緩やかとな
り、そして従つて硫酸蒸気の凝縮が一層徐々に起
ることを意味する。

【表】 【図面の簡単な説明】

第１図は公知方法において使用する湿潤ガス硫
酸製造装置の概略工程系統図であり、第２図は本
発明による方法を実施するために改良された、第
１図に示されたものに相当するプラントを同一の
尺度で表わした概略説明図であり、そして第３図
は本明細書中に記載した若干の実験を実施したパ
イロツトプラントの概略説明図である。上記各図
中、主要部分を符号をもつて示せば下記のとおり
である： １０……原料ガス導管、１２……コンバータ
ー、１４，１６……触媒層、１８……ボイラー、
２０……ボイラー、２２……取入れガス導管、２
４……硫酸塔、２６……濃縮帯域、２８……吸収
帯域、３０……凝集帯域、３２……生成硫酸導
管、３４……熱交換器、３６……流体硫酸容器、
３８……溢流管、４０……再循環酸導管、４２…
…酸冷却器、４４……液体分配器、４６……フイ
ルター、４８……煙突、５０……バイパス、５２
……デミスター、６０，６２，７０……流量計、
６４……水蒸気導管、６６……熱交換器、６８…
…ガス試料採取導管。

Claims (1)

1. 【特許請求の範囲】 １ 硫酸塔内において、30容量％までの量の三酸
   化イオウおよび硫酸蒸気を含有するガス流を、生
   成した流体硫酸と向流的に、硫酸の滴流下にある
   充填物を有する濃縮帯域に通し、次いで吸収帯域
   に通し、その際硫酸蒸気を硫酸の滴流下にある充
   填物上で流体硫酸によつて吸収せしめるという各
   工程よりなり、上記流体硫酸が吸収帯域の底部の
   容器から吸収帯域の頂部の液体分配器に再循環さ
   れるという湿潤ガス法による硫酸の製造方法にお
   いて、硫酸塔内に、次のプロセス条件： すなわち、再循環硫酸が次式： T₄＞140＋6α＋β＋0.2（T₁−T_d） （上式中、αは上記塔に導入される取入れガス
   中のSO₂＋H₂SO₄の蒸気の容量％で表された濃度
   であり、βは同じ取入れガス中の水蒸気の容量％
   で表された濃度であり、T₁は℃で表された同じ
   取入れガスの温度であり、そしてT_dは℃で表さ
   れた同じ取入れガス中の硫酸蒸気の露点である） で決定される温度T₄℃において上記塔から取出
   され； 上記再循環酸が30ないし60℃の温度T₅におい
   て吸収帯域の頂部において取出され；そしてガス
   が濃縮帯域から吸収帯域に通される温度T₂と上
   に定義した温度T₄との差が50ないし70℃である
   という上記プロセス条件を維持することを特徴と
   する前記硫酸の製造方法。 ２ 少なくとも再循環酸が塔から取出される温度
   において硫酸を濃縮帯域に流入せしめる特許請求
   の範囲第１項記載の方法。 ３ 吸収帯域内で使用される充填物が50mmまたは
   それ以上の名目寸法を有する特許請求の範囲第１
   項または第２項に記載の方法。