BRPI0718270A2

BRPI0718270A2 - Processo e dispositivo para a oxidação catalítica de gases que comtêm so2 por meio de oxigênio.

Info

Publication number: BRPI0718270A2
Application number: BRPI0718270-8A
Authority: BR
Inventors: Bernd Erkes; Martin Kuerten; Verena Haverkamp
Original assignee: Bayer Technology Services Gmbh
Priority date: 2006-10-31
Filing date: 2007-10-13
Publication date: 2013-11-12
Also published as: EP2256085B1; AU2007315318A1; CA2668059A1; PL2256085T3; PL1979270T3; MX2009004483A; EP1979270B1; DE102006051899A1; WO2008052649A8; PT2256085E; CN101573291B; EP1979270A1; MA30915B1; RU2009120402A; US20100092374A1; ATE503721T1; WO2008052649A1; EP2256085A2; US7871593B2; ES2394635T3

Description

Relatório Descritivo da Patente de Invenção para "PROCESSO E DISPOSITIVO PARA A OXIDAÇÃO CATALÍTICA DE GASES QUE CONTÊM SO2 POR MEIO DE OXIGÊNIO".

A presente invenção refere-se a um processo e a um dispositivo para a oxidação catalítica de gases que contêm 0,1 - 66% em volume de SO2 com oxigênio em um aparelho de contato de tubos (QIK) operado de modo pseudoisotérmico sob refrigeração ou aquecimento indireta para con- servação da temperatura de trabalho visada do catalisador.

No estado da técnica, normalmente ácido sulfúrico é produzido na instalação industrial de acordo com o chamado processo de contato du- plo em um reator de um ou mais estágios de contato que contêm catalisador (descrito, por exemplo, em Ullmanns Encyclopedia of Industrial Chemistry). A oxidação SO2 + 1/2 O2 -> SO3 dá-se, normalmente, cataliticamente, por exemplo, em um catalisador de pentóxido de vanádio, com ou sem césio, em uma janela de temperatura de T = 380°C - 650°C. É conhecido, ainda, que a T<340°C - 380°C, o catalisador não atinge a temperatura de ignição neces- sária e que a T> 630°C-650°C ele é danificado irreversivelmente. Acima de um teor de SO2 de 13,5% em volume em um estágio de contato clássico, é conhecido, além disso, que a reação é de tal modo exotérmica, que o catali- sador forma chamado hot-spots e é danificado irreversivelmente. Para, en- tão, atender as exigências do catalisador, as instalações correspondentes ao estado da técnica são operadas a T<640°C, com teores de SO2 <13,5% em volume no gás de descarga, para evitar a danificação irreversível do catali- sador. Além disso, para estar seguro de que o catalisador entre em atividade em um processo conduzido de adiabático de acordo com o estado da técni- ca, a temperatura de entrada do gás de descarga precisa situar-se em T> 380°C e os teores de SO2, em > cerca de 5% em volume

Para a oxidação catalítica de gases de descarga com SO2 > 13,5% em volume foi proposto, por exemplo, diluir primeiramente o gás de descarga com ar, antes da alimentação ao catalisador, e guiar volumes de gás correspondentemente maiores pela instalação. Particularmente no uso de gases de escapamento pirometalúrgicos como gases de descarga ricos em dióxido de enxofre, com teores de SO2 de 20-66% em volume, seria ne- cessário um fator de diluição grande, com a conseqüência de custos des- proporcionalmente altos.

O documento DE-OS 2026818 descreve um processo, no qual os gases de descarga, antes da entrada no primeiro estágio de contato, são diluídos com SO3 extraído de ácido sulfúrico fumegante e ar de diluição adi- cional para uma concentração de SO2 de 10-20% em peso. Nesse caso, são desvantajosos o dispêndio elevado em termos de custos e a conversão de SO2 especificamente pequena no primeiro estágio de contato.

O documento DE-10249782 descreve um processo para produ- ção de ácido sulfúrico na base de gases de descarga concentrados de SO2 > 13,5% em volume em um reator com diversos estágios de contato, que pode ser operado com quantidades menores de ar de diluição. A diluição no pri- meiro estágio de contato é obtida pelo refluxo de uma corrente de gás parci- almente oxidada. De um dos últimos estágios de contato ligados a montante do estágio de contato principal é retirada uma corrente parcial do gás que contém S02/S03. Essa corrente parcial é misturada com o gás de descarga (teor de SO2 < 13,5% em volume) para um gás de contato, de modo que o teor de SO2 fica em <13% em volume, para impedir, com segurança, um su- peraquecimento do catalisador, e pode ser conduzida para o primeiro está- gio de contato. Nesse caso, dá-se um deslocamento do equilíbrio termodi- nâmico da reação de SO2 + 1/202< + >S3 em direção aos extratos, com o que é impedido um superaquecimento do catalisador. Nesse processo, é desvantajoso o alto gasto em aparelhos.

Particularmente em processos metalúrgicos e nos gases de es- capamento daí resultantes, mas também para ampliações de capacidade de instalações de ácido sulfúrico existentes, com combustão de enxofre, apre- senta-se a necessidade de processos econômicos para tratamento de gases de escapamento com concentrações de SO2 > 13,5%, sob conservação das correntes de volume e, com isso, da hidráulica.

Em uma pluralidade de processos químicos, nos quais são usa- dos compostos de enxofre, é necessário, além disso, um processo econômi- » co e ecológico para tratamento de gases de descarga com SO2 < 5% em volume, também com concentrações fortemente variáveis.

Existia, portanto, a tarefa de possibilitar, por um lado, a produção econômico de ácido sulfúrico para gases de descarga concentrados, com teores de dióxido de enxofre > 13,5% em volume, e, por outro lado, pôr à disposição um processo ecológico, econômico, para gases de escapamento que contêm dióxido de enxofre (SO2 < 5% em volume) de diversos proces- sos químicos.

Na presente invenção, a tarefa foi solucionada por uma condu- ção de processo pseudoisotérmica, sob alimentação ou descarga de energi- a, de preferência, através de um circuito intermediário e, de preferência, em um aparelho de contato de tubos. Para gases de descarga com SO2 > cerca de 5% em volume, o calor de reação formado é descarregado continuamen- te através de um circuito intermediário, de tal modo que se estabelece uma condução de processo pseudoisotérmica no catalisador, no uso de um cata- lisador de pentóxido de vanádio, com ou sem césio, de preferência, em uma janela de temperatura de T = 420°C - 600°C, e para gases de descarga com SO2 < cerca de 5% em volume, calor pode ser alimentado continuamente, de modo que também se estabelece uma condução de processo pseudoisotér- mica no catalisador, no uso de um catalisador de pentóxido de vanádio, de preferência, na janela de temperatura de T - 420°C a 600°C.

O processo de acordo com a invenção possibilita, surpreenden- temente, que gases de descarga, com um teor de 0,1 < SO2 < 66% em vo- lume, sejam convertidos, pelo menos parcialmente, por oxidação com oxigê- nio no catalisador, em trióxido de enxofre.

É, portanto, um objeto da presente invenção um processo para a oxidação completa ou parcial, catalítica, contínua, de um gás de descarga, que contém dióxido de enxofre e oxigênio, caracterizado pelo fato de que o catalisador é mantido ativo com uma condução de processo pseudoisotérmi- ca, sob alimentação ou descarga de energia.

Um outro objeto da presente invenção é um dispositivo para a oxidação completa ou parcial, catalítica, contínua, de um gás de descarga, que contém dióxido de enxofre e oxigênio, caracterizado por pelo menos um aparelho de contato de tubos, que é um trocador de calor em posição verti- cal, de pelo menos um tubo de paredes duplas, cujo tubo interno, enchido com catalisador, forma um tubo de reação, sendo que calor em torno do tubo 5 de reação é transferido por meio de um meio de refrigeração e que a jusante do aparelho de contato de tubos pode ser ligado um absorvedor, para sepa- ração de SO3.

De preferência, o aparelho de contato de tubos é um trocador de calor de diversos tubos de paredes duplos, que apresentam um tubo interno 10 e um tubo externo, sendo que um catalisador está enchido nos tubos inter- nos e a transferência do calor em torno desses tubos internos/de reação dá- se por um meio de refrigeração guiado em corrente contínua no espaço in- termediário de tubo interno e externo.

De preferência, o processo de acordo com a invenção é realiza- do em uma das modalidades do dispositivo de acordo com a invenção. De preferência, o processo de acordo com a invenção é realizado em um apare- lho de contato de tubos. De preferência, a alimentação ou descarga de e- nergia dá-se através de um circuito intermediário.

No processo de acordo com a invenção, a janela de temperatura 20 e a máxima de temperatura que se apresentam são fixadas dentro de limites estabelecidos com relação às concentrações de dióxido de enxofre, subs- tancialmente, na fase de projeto. Parâmetros fundamentais são temperatura de entrada do gás, velocidade do gás, diluição do catalisador, geometria dos tubos e potência de refrigeração.

As condições no circuito intermediário normalmente são ajusta-

das de tal modo que o catalisador, no uso de um catalisador de pentóxido de vanádio, com ou sem césio, não excede, em nenhum ponto, o valor limite de 640°C. De preferência, as condições são ajustadas de tal como que o perfil de temperatura que se apresenta é ajustado sobre o comprimento do tubo, 30 de tal modo que a temperatura de entrada situa-se de 380°C a 450°C, de preferência, 400°C a 450°C, a temperatura de saída, em um âmbito de 430°C - 500°C, e uma máxima de temperatura, não mais alta do que 580°C. 1 Em uma modalidade preferida do processo de acordo com a invenção, é usado um catalisador de pentóxido de vanádio dotado de césio, com uma parte de césio de 5-10%, de preferência, 6-8%, de modo particularmente preferido, de 7,5%, para temperaturas de entrada de gás baixas de 360- 5 450°C, de preferência, 370-450°C, de modo particularmente preferido, 380- 450°C.

De preferência, o aparelho de contato de tubos apresenta tubos de reação com diâmetros nominais de 25 mm a 150 mm, de preferência, 50 mm a 80 mm, a comprimentos de tubo de 1 m a 12 m, de preferência, 2 m a 6 m.

Normalmente, o catalisador consiste em um metal ou derivados de metal cataliticamente ativos, opcionalmente, com promotores, sobre um material de suporte de catalisador. Por exemplo o catalisador de V2O5 está dotado de sais de potássio e sódio sobre SiO2.

Para aperfeiçoamento do perfil de temperatura sobre a altura de

carga do catalisador, em uma modalidade especial, o catalisador é mistura- do com um material inerte resistente à temperatura, particularmente, o mate- rial de suporte de catalisador, tal como, por exemplo, vidro, SiO2, AI2O3 ou outros óxidos usuais, cerâmica, sílica-gel ou zeólitos, de preferência, vidro e cerâmica.

Normalmente, o catalisador usado é ajustado previamente em sua reatividade por mistura com o material inerte, na relação de quantidade de 1:100 a 100:1. De preferência, material inerte e catalisador são mistura- dos em relações de quantidade de 90:10 a 40:60, de modo particularmente preferido, 80:20 a 40:60.

Em torno dos tubos de reação, dependendo da concentração de SO2, ocorre uma descarga de calor ou alimentação de calor contínua.

Como sobre o comprimento do tubo forma-se uma máxima de temperatura, na dependência da quantidade de gás, temperatura de entrada do gás, concentração de entrada de SO2, modelo de aparelho usado, tal como comprimento de tubo, diâmetro do tubo, grau de diluição do catalisa- dor, afluência do tubo, devido à cinética, a descarga de calor tem uma impor- tância especial. A condução do meio de refrigeração pode ser realizada em cor- rente cruzada, contracorrente ou corrente contínua. Devido à execução exo- térmica da reação, a configuração preferida é a condução em corrente contí- nua. Ela oferece vantagens nítidas, no que refere-se a evitar, com seguran- ça, excessos de temperatura locais no catalisador e com relação à corrente de massa do meio de refrigeração a ser conduzido no circuito.

Como meio de refrigeração para a alimentação e/ou descarga de calor indireta através do circuito intermediário podem ser de interesse, em princípio, óleos condutores de calor, soluções de sais, vapor, bases e ar. Por razões de custos, ar é preferido como meio. No uso de ar como meio de re- frigeração preferido, a construção de paredes duplas é escolhida de tal mo- do que, com base nos parâmetros de serviço e pares de tubos escolhidos (tubo interno e tubo externo), é ajustado um índice de transferência de calor (valores alfa) de 20 a 80 W/m2K, de preferência, 40 a 70 W/m2K.

Em uma modalidade especial do dispositivo de acordo com a invenção a temperatura é ajustada a temperatura no aparelho de contato de tubos com um circuito de refrigeração e/ou aquecimento operado indireta- mente, que consiste em um refrigerador, soprador ou bomba e/ou aquece- dor.

O calor a ser descarregado da operação do circuito de refrigera- ção, no nível de temperatura de aproximadamente 220°C a 550°C, de prefe- rência, de 300°C a 450°C, pode ser removido através de um trocador de ca- lor, de preferência, como vapor de baixa pressão, para o uso adicional em serviço.

Em uma modalidade do dispositivo de acordo com a invenção, diversos aparelhos de cotnato de tubos são ligados em série ou paralelo.

Em outras modalidades, o dispositivo apresenta, ligados a jusan- te do aparelho de contato de tubos:

- opcionalmente, um ou dois absorvedores preliminares (absor- vedor de ácido sulfúrico fumegante/intermediário),

- um ou mais estágios de contato, opcionalmente, com um ab- sorvedor de ácido sulfúrico fumegante/intermediário,

- um absorvedor final, e

- opcionalmente, uma instalação de purificação de gás de esca-

pamento.

O aparelho de contato de tubos pode ser combinado com uma

instalação de contato clássica, de preferência, com uma instalação de conta- to duplo e pelo menos um absorvedor de ácido sulfúrico fumegan- te/intermediário, um estágio de contato e um absorvedor final. Nesse caso, o aparelho de contato de tubos é ligado a montante da instalação de contato 10 duplo, clássica. Para concentrações de entrada de dióxido de enxofre muito altas, um absorvedor preliminar está, de preferência, ligado a jusante do a- parelho de contato de tubos. O absorvedor preliminar, de ácido sulfúrico fu- megante/intermediário e final extraem da corrente de gás o SO3 produzido. Os gases, cujas concentrações de entrada de dióxido de enxofre foram re- 15 duzidas para 5 a 13% em volume, com ajuda do processo de acordo com a invenção, podem ser tratados adicionalmente de acordo com o estado da técnica na instalação de contato duplo.

Quando o aparelho de contato de tubos e uma instalação de contato clássica, de um ou mais estágios de contato, são acoplados, no apa- relho de contato de tubos é usado, apropriadamente, o mesmo catalisador, no que refere-se à composição química, como nos estágios de contato da instalação de contato.

De acordo com a invenção, o processo, dependendo das con- centrações de entrada de SO2, no gás de descarga, a ser usadas como ba- se, e do tipo da instalação necessária, portanto instalação nova ou remode- lação de uma instalação existente, pode ser realizado em conceitos diferen- tes.

Em gases de descarga com até 5% em volume de dióxido de enxofre, caso necessário, o catalisador de pentóxido de vanádio, com ou sem césio, pode ser mantido em uma reação favorável para a reação, de 450°C a 580°C, por alimentação contínua de calor através do circuito de a- quecimento indireto. O SO3 formado é liberado do trióxido de enxofre em um absorvedor final, de acordo com o estado da técnica. A parte não convertida de dióxido de enxofre, pode acabar de ser purificada em uma lavagem de gás final, por exemplo, cataliticamente em carvão ativo úmido ou outros pro- cessos usuais, para os valores limite de emissões legalmente exigidos.

5 Em gases de descarga com menos de 5% em volume de dióxido

de enxofre, o processo de acordo com a invenção possibilita que em um a- parelho de contato de tubos oeprado de modo pseudoisotérmico, o dióxido de enxofre seja processado por oxidação para trióxido de enxofre, sob uso, por exemplo, de catalisadores de pentóxido de vanádio, com ou sem cé- 10 sio,com alta conversão (>90%), em um aparelho, simultaneamente a uma alta flexibilidade no que refere-se às concentrações de entrada de dióxido de enxofre. Uma outra vantagem grande do processo de acordo com a inven- ção é sua compatibilidade com o meio ambiente. No uso de um processo de purificação de gás final apropriado, o SO2 pode ser convertido praticamente 15 até 100% em ácido sulfúrico.

Em gases de descarga com uma concentração de dióxido de enxofre maior do que 5% em volume, o catalisador pode ser mantido em uma temperatura favorável para a reação, de 420°C a 600°C, por descarga de calor contínua através do circuito de refrigeração indireto. Em relação a 20 processos convencionais, mesmo acima do limite de 13,5% em volume de SO2, não são mais usados gases de diluição. Um superaquecimento do ca- talisador é obtido, com segurança, sobre todos os estados de operação pelo dimensionamento do aparelho de contato de tubos de uma potência de refri- geração suficiente e diluição do catalisador com material inerte. Uma outra 25 vantagem, portanto, em relação a processos convencionais, é o fato de que a correntes de volume inalteradas por toda a instalação de contato, podem ser geradas quantidades de ácido sulfúrico correspondentemente maiores, ou a capacidade da instalação de produção, ligada a montante, pode ser aumentada.

Em gases de descarga com mais de 5% em volume de dióxido e

enxofre, através do aparelho de contato de tubos operado de modo pseudoi- sotérmico, o processo de acordo com a invenção possibilita processar dióxi- ‘ do de enxofre por oxidação para trióxido de enxofre, sob uso, por exemplo, de catalisadores de pentóxido de vanádio, com ou sem césio, com alta con- versão (>90%), com a vantagem de alta flexibilidade em relação às concen- trações de entrada de dióxido de enxofre.

5 Uma outra vantagem do processo de acordo com a invenção

consiste no fato de que, quando uma instalação existente deve ser ampliada de acordo com o processo de contato duplo, em relação à conversão de dió- xido de enxofre, por aumento da concentração de entrada de SO2 para niti- damente acima de 13,5% em volume 10 Em uma modalidade especial do processo, uma corrente parcial

pode ser tratada por ligação a montante de um aparelho de contato de tu- bos, operado de modo pseudoisotérmico, de tal modo que depois da reunifi- cação das duas correntes parciais é formada uma concentração de SO2 de abaixo de 13% em volume de SO2 (ligação de desvio, figura 2). O gás trata- 15 do previamente com o processo de acordo com a invenção pode, depois, ser tratado acionalmente, com sucesso, na instalação de contato duplo, clássica. Em uma outra modalidade do processo, a uma instalação de contato duplo convencional pode ser ligado a montante, em série, um aparelho de contato de tubos (isto é, sem ligação de desvio, tal como representado, por exemplo, 20 na figura 3).

Normalmente, gases de contato, com um teor de dióxido de en- xofre de 13,5 a 30% em volume, de preferência, entre 15 e 25% em volume, podem ser alimentados ao aparelho de contato de tubos. Se concentrações mais altas de SO2, por exemplo, de 30 a 60% em volume, forem ser proces- 25 sadas no aparelho de contato de tubos, então, dependendo da composição de gás na entrada, são adicionados, de preferência, à corrente de entrada ar e/ou oxigênio técnico. Nesse caso, a relação de O2 para SO->2 no gás de contato perfaz, normalmente, 0,5 a 1,2, e, de modo particularmente preferi- do, de 0,7 a 0,9.

Quando o aparelho de contato de tubos é ligado a montante de

uma instalação de contato duplo clássica, o processo é conduzido por regu- Iagem do valor teórico do circuito de refrigeração, de tal modo que os gases que deixam o aparelho estão ajustados, no que refere-se à concentração de SO2, de tal modo que as condições dos estágios de contato principal (con- centração de SO2 <13% em volume) sejam atendidas. Nesse caso, os gases são liberados, pelo menos parcialmente, do trióxido de enxofre, de preferên- 5 cia, em um absorvedor preliminar de acordo com o estado da técnica, antes de serem conduzidos ao primeiro estágio de contato principal, para oxidação adicional do dióxido de enxofre. Nessa condução de processo, os contatos principais são operados, normalmente, tal como nos processos convencio- nais. Desse modo, uma instalação convencional pode ser aperfeiçoada para

uma instalação de produção flexível, com capacidade mais alta e pequeno dispêndio de investimento.

O processo de acordo com a invenção possibilita a produção direta de ácido sulfúrico fumegante de 35% e ácido sulfúrico fumegante de 65% e, sob supressão de ume estágio de destilação e por condensação par- ciai, a produção de ácido sulfúrico fumegante de 100%.

Por meio de exemplos de modalidade e respectivos diagramas esquemáticos de princípio, a invenção é explicada mais detalhadamente. Nesse caso, a invenção é abrangida por todas as descrições e/ou detalhes representados em desenhos, sem se limitar aos mesmos.

Figuras

Figura 1 mostra o esquema de um processo de acordo com o estado da técnica, pelo qual um gás, que contém 5 a 13% em volume de SO2, é descarregado através de um primeiro estágio de contato principal, absorção intermediária, segundo estágio de contato principal e subsequente absorção final, através de uma chaminé.

Figura 2 mostra uma instalação para realização do processo de acordo com a invenção, no caso de um gás, que contém aproximadamente

13 a 30% em volume de SO2, por transformação parcial no aparelho de con- tato de tubos e, opcionalmente, subsequente absorção preliminar, bem como subsequente mistura com o gás residual para uma corrente de volume, com uma concentração mista de SO2 < 13% em volume, para o subsequente processamento de um gás residual em uma instalação de contato principal ‘ (Exemplo 1).

Figura 3 mostra uma instalação ara realização do processo de acordo com a invenção, no caso de um gás, que contém muito mais do que 13% em volume de SO2, de modo particularmente preferido, em um âmbito 5 de 30 a 66% em volume de SO2, com um aparelho de contato de tubos, op- cionalmente, com ar ou oxigênio adicional e subsequente absorção prelimi- nar para o processamento subsequente de um gás residual < 13% em volu- me de SO2 em uma instalação de contato principal (Exemplo 2).

Figura 4 mostra uma instalação para realização do processo de acordo com a invenção, sendo que um gás, que contém 5 a 30% em volume de So2 é descarregado através de um aparelho de contato de tubos, um ab- sorvedor de ácido sulfúrico fumegante/intermediário, um contato principal e, depois de subsequente absorção final, através de uma chaminé.

Figura 5 mostra uma instalação para realização do processo de acordo com a invenção, sendo que um gás, que contém < 5% em volume de SO2, é des- carregado através de um aparelho de contato de tubos, um absorvedor final e terminado de ser purificado em um aparelho lavador, através de uma cha- miné.

LISTAGEM DE REFERÊNCIA 1 secador de gás

2 preaquecedor de gás

3 primeiro contato principal

4 segundo contato principal

5 absorvedor de ácido sulfúrico fumegante/intermediário 6 absorvedor final

7 chaminé

8 aparelho de contato de tubos (operado de modo pseudoisotérmico - QIK)

9 aquecedor 10 refrigerador

11 soprador/bomba

12 válvula de regulagem 13 absorvedor preliminar

14 aparelho lavador de ar de escapamento

a tubulação de gás na entrada do processo b tubulação do ar de diluição c tubulação de gás para o primeiro contato principal d tubulação de oxigênio (técnico)

e tubulação de gás para o absorvedor de ácido sulfúrico fumegan- te/intermediário f tubulação de gás para o segundo contato principal g tubulação de gás para o absorvedor final h tubulação de gás para a chaminé

i tubulação de gás para o aparelho de contato de tubos j tubulação de gás para o aparelho lavador de ar de escapamento k circuito de refrigeração/aquecimento I tubulação de gás para o absorvedor preliminar

m tubulação de gás do aparelho de contato de tubos para o ponto de mistura

n tubulação de gás no aparelho de contato de tubos de desvio para o ponto de mistura

Na Figura 1 está representada uma instalação de acordo com o

chamado processo de contato duplo, para a produção de ácido sulfúrico de acordo com o estado da técnica (veja, também, UIImann1S Encyclopedia of Industrial Chemistry).

Ela consiste em um secador de gás 1, um preaquecedor de gás 2, um primeiro contato principal 3, com até três grupos de catalisadores, um absorvedor de ácido sulfúrico fumegante/intermediário 5, um segundo conta- to principal 4, com até dois grupos de catalisadores e um absorvedor final 6.

O gás de escapamento é descarregado para o ambiente através da chaminé 7.

A reação de SO2 + 1/2 O2 para SO3 em catalisadores usados,

normalmente, na base de pentóxido de vanádio, com ou sem césio, é exo- térmica, de modo que entre os grupos de catalisador individuais estão dis- postos trocadores de calor (não representados nas figuras), que resfriam os gases de processo que estão saído para uma temperatura de entrada ne- cessária para o estágio de processo respectivamente subsequente.

O gás de descarga com menos de 13,5% em volume de SO2 é trazido através da tubulação a e diluído antes do secador de gás 1 com ar trazido através da tubulação b, no que refere-se à concentração de SO2, pa- ra < 13% em volume de SO2.

A mistura de gás secada é subsequentemente preaquecida no aquecedor preliminar de gás 2 para a temperatura de entrada necessária do primeiro grupo de catalisadores e alimentada através da tubulação c ao pri- meiro contato principal 3, no qual se realiza a reação de oxidação exotérmi- ca, em, sucessivamente, até três grupos de catalisadores com refrigeração intermediária. O gás que está saindo é alimentado através da tubulação e a um absorvedor de ácido sulfúrico fumegante/intermediário 5. Aqui, a parte predominante do trióxido de enxofre, formado no primeiro contato principal 3, é absorvida com as partes de água no circuito de bombeamento circulante do absorvedor de ácido sulfúrico fumegante/intermediário 5, sob formação de ácido sulfúrico. O gás é subsequentemente guiado através da tubulação f para o segundo contato principal 4, no qual se realiza a reação de exotérmi- ca adicional em, sucessivamente, até dois grupos de catalisadores. Subse- quentemente, o gás é alimentado através da tubulação g ao absorvedor final

6, no qual o trióxido de enxofre formado, restante, é absorvido, sob formação de ácido sulfúrico.

Através da tubulação h, o gás de escapamento é alimentado à chaminé 7 e deixa aqui a instalação. O ácido sulfúrico produzido no absor- vedor de ácido sulfúrico fumegante/intermediário 5 e absorvedor final 6 é descarregado da instalação.

EXEMPLOS

Exemplo 1:

A Figura 2 mostra um primeiro exemplo de modalidade do pro-

cesso de acordo com a invenção, para tratamento de gás parcial de gases de descarga com mais de 13,5% m volume de dióxido de enxofre, com ajuda de uma ligação de desvio. Adicionalmente às partes da instalação da Figura 1, nessa modalidade está prevista uma divisão de gás depois de um secador de gás 1. Uma corrente parcial é guiada, nesse caso, através do aparelho de contato de tubos (QIK) 8, enquanto a corrente de gás residual remanescen- 5 te, ajustada através da válvula de estrangulamento 12, para regulagem da concentração de dióxido de enxofre para < 13% em volume, antes da entra- da no primeiro contato principal 3, é guiada no ponto de mistura na tubula- ção de gás C. O aparelho de contato de tubos (QIK) 8 está realizado com um circuito de refrigeração e/ou aquecimento, que consiste em um refrigera- 10 dor 10, soprador ou bomba 11 e/ou aquecedor 9.

O gás de descarga com 13 a 30% em volume de SO2, de prefe- rência, entre 15 e 25% em volume de SO2, é trazido através da tubulação a e, antes da entrada no secador de gás 1, quando necessário, ajustado com ar trazido através da tubulação b ou oxigênio técnico, através da tubulação 15 d, no que refere-se à relação de S02/02 necessária para a oxidação com- pleta do SO2 para SO3.

A mistura de gás secada é subsequentemente preaquecida no aquecedor preliminar de gás 2 para a temperatura de entrada necessária do primeiro grupo de catalisadores do contato principal 3 e do aparelho de con- tato de tubos (QIK) 8 e alimentada em corrente parcial, através da tubulação

i, ao aparelho de contato de tubos (QIK) 8. A divisão de gás é ajustada atra- vés da válvula de estrangulamento 12 de tal modo que a mistura do gás que deixa o aparelho de contato de tubos (QIK) 8, através da tubulação m, com os gases guiados no desvio, através da tubulação n, atinge, no ponto de 25 mistura na tubulação e uma concentração de dióxido de enxofre de < 13% em volume, antes que esses gases sejam alimentados ao primeiro estágio de contato principal 3. A partir dali, o gás é processado adicionalmente de acordo com o estado da técnica, tal como descrito na Figura 1, nas partes de instalação subsequentes.

O aparelho de contato de tubos (QIK) 8 está equipado com um

circuito indireto de refrigeração 10 e/ou aquecimento 11 e é operado de tal modo que no catalisador se ajusta uma temperatura ótima para a reação de < oxidação exotérmica. A mesma situa-se, no uso de um catalisador de pentó- xido de vanádio, em aproximadamente 420°C até, no máximo, 640°C. Sob detecção das condições de entrada do aparelho de contato de tubos (QIK) 8 na tubulação i (corrente de volume, teor de dióxido de enxofre e temperatura 5 de entrada), as condições no circuito de refrigeração são ajustadas de tal modo que o catalisador não excede em nenhum ponto o valor limite prejudi- cial de 640°C. De preferência, as condições são ajustadas de tal modo que o perfil de temperatura formado sobre o comprimento do tubo ajusta-se de tal modo que a temperatura de entrada se situa em cerca de 420°C, a tempera- 10 tura de saída, em cerca de 430°C, e uma máxima de temperatura, em não mais alta do que 580°C.

Até uma concentração de entrada de cerca de 8% em volume de

SO2, a quantidade de gás total segue diretamente para o contato principal 3, enquanto o aparelho de contato de tubos (QIK) se encontra no estado de 15 prontidão aquecido.

O calor a ser descarregado do circuito de refrigeração, operado no âmbito de cerca de 220°C a 550°C, de preferência, no âmbito de 350°C a 450°C, é removido através do trocador de calor 10, de preferência, como vapor de baixa pressão, para utilização adicional em serviço.

O aquecedor nesse exemplo de modalidade oferece a vantagem

de que em estados de operação de partida e de transição, com concentra- ções de dióxido de enxofre de < 5% em volume no exclusivo modo de ope- ração de desvio, sob conservação de uma temperatura de catalisador de cerca de 450°C, é obtida uma conversão de, nitidamente, > 92% e, desse 25 modo, é obtido para esses estados de operação uma melhora decisiva da contaminação do meio ambiente, a custos muito baixos. Uma outra vanta- gem desse exemplo de modalidade, em comparação com o estado da técni- ca, tal como está representado na Figura 1, é que a uma corrente de volume de gás inalterada, uma quantidade de dióxido de enxofre 50% mais alta po- 30 de ser processada para ácido sulfúrico, com a conseqüência positiva de po- der aumentar em mais de 50% na capacidade o processo ligado a montante (por exemplo, produção de metal), sob conservação das instalações existen- tes. Simultaneamente, pode ser obtida, para estados de partida e transição uma melhora decisiva da contaminação do meio ambiente. O dispêndio para a remodelação de acordo com a invenção compreende, apenas, a instalação do aparelho de contato de tubos (QIK) 8, inclusive do respectivo circuito de 5 refrigeração indireto. Os custos para isso ficam claramente abaixo dos cus- tos comparáveis para uma instalação nova, com capacidade comparável, de acordo com o estado da técnica. Uma outra vantagem é a redução dos cus- tos de serviço, pela quantidade maior de ácido sulfúrico produzido e a retira- da de energia térmica recuperada. Para projetos de remodelação existe uma 10 outra vantagem na disposição de desvio. A instalação existente pode conti- nuar a ser operada independentemente a qualquer tempo e o tempo de montagem (mudança de ligação) está limitado a poucos dias.

Exemplo 2:

A Figura 3 mostra, em diferença à instalação descrita na Figura 2 do processo de acordo com a invenção, a ligação do aparelho de contato de tubos (QIK) 8 em ligação em série. Ele compreende, agora, adicional- mente um absorvedor preliminar 13. O gás do secador de gás 1, depois do preaquecimento, através do aquecedor preliminar de gás 2, é guiado total- mente para o aparelho de contato de tubos (QIK) 8. A válvula de estrangu- lamento 12 e a tubulação de desvio são suprimidas. Essa variante de moda- lidade tem suas vantagens para gases de descarga com concentrações de entrada de SO2 muito altas, no âmbito de 13 a 66% em volume de SO2. O trióxido de enxofre formado no aparelho de contato de tubos (QIK) 8 é ab- sorvido com as partes de água no circuito de bombeamento circulante do absorvedor preliminar 13, sob formação de ácido sulfúrico. O gás é subse- quentemente guiado através da tubulação c para o primeiro contato principal

3.

Para concentrações de entrada de dióxido de enxofre muito al- tas, de acordo com as explicações na Figura 1, precisa ser adicionado oxi- gênio técnico. Para a condução de processo, é instalada por trás do apare- lho de contato de tubos (QIK) 8 uma medição de dióxido de enxofre, com a qual o valor teórico da temperatura no circuito de refrigeração do aparelho de contato de tubos é ajustado previamente, de tal modo que o desenvolvi- mento da reação garante na saída desse aparelho uma concentração de dióxido de enxofre de 5% em volume até 13,5% em volume, de preferência, 8% em volume a 12% em volume 5 As vantagens dessa variante de modalidade são, particularmen-

te, mas não exclusivamente, para instalações existentes a redução dos cus- tos de serviço por aumento da capacidade da instalação de produção ligada a montante, a custos de investimento baixos e produção de quantidades maiores de ácido sulfúrico e vapor de baixa pressão. Adicionalmente, essa 10 modalidade, devido à alta concentração de SO3 atrás do aparelho de contato de tubos (QIK) 8, na entrada do absorvedor preliminar 13, oferece a possibi- lidade da produção direta de ácido sulfúrico fumegante, com teor elevado (>35%) de SO3 livre. Isso só é possível para instalações de acordo com o estado da técnica com instalações adicionais complexas.

Exemplo 3:

A Figura 4 mostra, diferentemente da instalação descrita no e- xemplo de modalidade 2 (Figura 3) do processo de acordo com a invenção, a ligação do aparelho de contato de tubos (QIK) 8 em ligação em série, sem absorvedor preliminar 13 e primeiro contato principal 3. O gás do secador de 20 gás 1 é guiado, depois do preaquecimento através do aquecedor preliminar de gás 2, completamente para o aparelho de contato de tubos (QIK) 8. Sub- sequentemente, o gás é guiado através da tubulação de gás e para o absor- vedor de ácido sulfúrico fumegante/intermediário. A regulagem da concen- tração de dióxido de enxofre, depois do aparelho de contato de tubos (QIK) 25 8, dá-se tal como descrito sob 0 exemplo de modalidade da Figura 3.

Essa variante de modalidade tem suas vantagens para gases de descarga com concentrações de dióxido de enxofre no gás de descarga de 5 a 30% em volume As vantagens dessa variante de modalidade são a alta flexibilidade com relação à concentração de entrada de dióxido de enxofre e 30 os custos de serviço especificamente baixos a concentrações de entrada elevadas, por custos de investimento relativamente baixos, alta produção de ácido sulfúrico e energia térmica recuperável grande (por exemplo, vapor de baixa pressão).

Exemplo 4:

A Figura 5 mostra, diferentemente da instalação descrita no e- xemplo de modalidade 3 (Figura 4) do processo de acordo com a invenção, 5 a ligação do aparelho de contato de tubos (QIK) 8 em ligação em série, sem absorvedor preliminar de óleo 5 e segundo contato principal 4. O gás do se- cador de gás 1 é guiado, depois do preaquecimento através do aquecedor preliminar de gás 2, completamente para o aparelho de contato de tubos (QIK) 8. O gás é subsequentemente guiado através da tubulação de gás e 10 para o absorvedor final 6. Através da tubulação j, o gás chega, subsequen- temente à purificação final, à instalação de lavagem de gás 14, antes de ser descarregado através da tubulação h e da chaminé 7 para o ambiente.

Essa variante de modalidade tem suas vantagens, particular- mente, para gases de descarga com concentrações de dióxido de enxofre no gás de descarga de menos de 5 em volume A vantagem dessa variante de modalidade é que, agora, com o processo de acordo com a invenção torna- se possível obter, também para gases de descarga com baixas concentra- ções de dióxido de enxofre, a oxidação para trióxido de enxofre, sob uso, por exemplo, de catalisadores de pentóxido de vanádio convencionais, com ou sem césio, com alta conversão (> 90%), a, simultaneamente, alta flexibilida- de com relação à concentração de entrada de dióxido de enxofre. A parte não convertida de dióxido de enxofre é terminada de ser purificada em uma lavagem de gás final, por exemplo, cataliticamente, em carvão ativo úmido ou outros processos usuais, para os valores limite de emissões legalmente exigidas.

Simulações:

Com um modelo de simulação matemático, que de acordo com a invenção reproduz um tubo individual do aparelho de contato de tubos (QIK), com uma condução de processo pseudoisotérmica, é mostrado que para o 30 âmbito de teores de dióxido de enxofre exigidos entre 0,1 a 66% em volume com o aparelho de contato de tubos dentro das janelas de processo exigi- das, podem ser obtidas, surpreendentemente, as conversões desejadas a- cima de 85%, de preferência, acima de 92%.

A reação de dióxido de enxofre para trióxido de enxofre em um

catalisador de V205é descrita, nesse caso, pela seguinte fórmula cinética simplificada:

equilíbrio da reação. Essa fórmula está descrita, por exemplo, nas seguintes fontes de literatura ("Rate Equations os Folie-Catalyzed Reactions", Edt. Rei- ji Mezaki, Hakuai lnoue, University Tokyo Press, 1990-, p. 1-11). Nesse ca- so, foram tomados os seguintes valores para as constantes individuais Ea = 10 92084 J/mol, B0 = 15,1 J/mol e k2 = 0,8. Como catalisador, é usado o catali- sador de V2 05 sobre um suporte de SiO2 da empresa BASF do tipo 04-110. Para esse catalisador, foi encontrado o valor k-|0 = 1,3E-5 mol/g de catalisa- dor s bar.

comprimento de 4 m. Está enchido com o catalisador V2 05, misturado com o material de suporte de catalisador inerte, como material inerte.

Simulação 1:

uma mistura de material inerte para catalisador na relação de 72,5:27,5 20 (m3:m3). O tubo externo foi refrigerado com ar, com uma temperatura de en- trada com 4100C e uma temperatura de saída de 435°C. O gás de entrada do dióxido de enxofre, junto com oxigênio, nitrogênio e dióxido de carbono correu a uma pressão de 140 kPa (1,4 bar) para o tubo individual, as corren- tes de massa específicas perfizeram, nesse caso, 2,09 g-N2/s/kg-catalisador, 25 1,06 g-C02/s/kg- catalisador, 0,31 g-S02/s/kg-catalisador (4% em volume) e 0,15 g-02/s/kg-catalisador. A temperatura de entrada perfez 420°C, a tempe- ratura de saída, 436°C e a temperatura máxima, 469°C. A conversão na saí- da do tubo de dióxido de enxofre para trióxido de enxofre perfez calculatori- amente 99,7%.

5

Nesse caso, Qr é o quociente de reação de Kp, a constante de

O tubo individual tinha um diâmetro interno de 60,9 mm e um

Em uma primeira simulação, o tubo individual foi enchido com Simulação 1a:

Em uma outra simulação, o tubo individual foi enchido com uma mistura de material inerte para catalisador na relação de 82:18 (m3:m3). O tubo externo foi refrigerado com ar, com uma temperatura de entrada de 5 450°C. O gás de entrada do dióxido de enxofre, junto com oxigênio, nitrogê- nio e dióxido de carbono correu a uma pressão de 120 kPa (1,2 bar) para o tubo individual, as correntes de massa específicas perfizeram, nesse caso, 2,10 g-N2/s/kg-catalisador, 1,40 g-C02/s/kg- catalisador, 1,12 g-S02/s/kg- catalisador (12% em volume) e 0,74 g-02/s/kg-catalisador. A temperatura de 10 entrada perfez 380°C, a temperatura de saída, 480°C e a temperatura má- xima, 498°C. A conversão na saída do tubo de dióxido de enxofre para trió- xido de enxofre perfez calculatoriamente 90%.

Simulação 2:

Em uma segunda simulação, o tubo individual foi enchido com 15 uma mistura de material inerte para catalisador na relação de 72,5:27,5 (m3:m3). O tubo externo foi refrigerado com ar, com uma temperatura de en- trada de 380°C e uma temperatura de saída de 478°C. O gás de entrada do dióxido de enxofre, junto com oxigênio, nitrogênio e dióxido de carbono cor- reu a uma pressão de 140 kPa (1,4 bar) para o tubo individual, as correntes 20 de massa específicas perfizeram, nesse caso, 1,02 g-N2/s/kg-catalisador,

0,85 g-C02/s/kg- catalisador, 1,24 g-S02/s/kg-catalisador (20% em volume) e 0,50 g-02/s/kg-catalisador. A temperatura de entrada perfez 400°C, a tem- peratura de saída, 488°C e a temperatura máxima, 575°C. A conversão na saída do tubo de dióxido de enxofre para trióxido de enxofre perfez calcula- toriamente 98,6%.

Simulação 2a:

Em uma outra simulação, o tubo individual foi enchido com uma mistura de material inerte para catalisador na relação de 64,5,5:35,5,5 (m3:m3). O tubo externo foi refrigerado com ar, com uma temperatura de en- 30 trada de 440°C. Dióxido de enxofre, junto com oxigênio, nitrogênio e dióxido de carbono correu a uma pressão de 130 kPa (1,30 bar) para o tubo indivi- dual, as correntes de massa específicas perfizeram, nesse caso, 1,82 g- ι N2/s/kg-catalisador, 1,51 g-C02/s/kg- catalisador, 1,87 g-S02/s/kg-catalisador (18% em volume) e 1,05 g-02/s/kg-catalisador. A temperatura de entrada perfez 410°C, a temperatura de saída, 545°C e a temperatura máxima, 554°C. A conversão na saída do tubo de dióxido de enxofre para trióxido de enxofre perfez calculatoriamente 92%.

Simulação 3:

O tubo individual foi enchido com uma mistura de material inerte para catalisador na relação de 60:40 (m3:m3). O tubo externo foi refrigerado com ar (temperatura de entrada de 350°C, temperatura de saída de 428°C. 10 O dióxido de enxofre, junto com oxigênio e nitrogênio, correu a uma pressão de 140 kPa (1,4 bar) para o tubo individual, as correntes de massa específi- cas perfizeram, nesse caso, 0,26 g-N2/s/kg-catalisador, 1,71 g-S02/s/kg- ca- talisador (50% em volume) e 0,51 g-02/s/kg-catalisador. A temperatura de entrada perfez 400°C, a temperatura de saída, 442°C e a temperatura má- 15 xima, 575°C. A conversão na saída do tubo de dióxido de enxofre para trió- xido de enxofre perfez calculatoriamente 93,0%.

Simulação 3a:

O tubo individual foi enchido com uma mistura de material inerte para catalisador na relação de 50:50 (m3:m3). O tubo externo foi refrigerado 20 com ar (temperatura de entrada de 430°C). O dióxido de enxofre, junto com oxigênio e nitrogênio, correu a uma pressão de 130 kPa (1,3 bar) para o tubo individual, as correntes de massa específicas perfizeram, nesse caso, 1,44 g-N2/s/kg-catalisador, 1,81 g-S02/s/kg- catalisador (25% em volume) e 0,94 g-02/s/kg-catalisador. A temperatura de entrada perfez 380°C, a temperatura 25 de saída, 555°C e a temperatura máxima, 557°C. A conversão na saída do tubo de dióxido de enxofre para trióxido de enxofre perfez calculatoriamente 82%.

Simulação 4:

O tubo individual foi enchido com uma mistura de material inerte para catalisador na relação de 50:50 (m3:m3). O tubo externo foi refrigerado com ar (temperatura de entrada de 425°C). O dióxido de enxofre, junto com oxigênio e nitrogênio, correu a uma pressão de 138 kPa (1,38 bar) para o tubo individual, as correntes de massa específicas perfizeram, nesse caso, 2,02 g-N2/s/kg-catalisador, 1,62 g-S02/s/kg- catalisador (20% em volume) e

0,94 g-02/s/kg-catalisador. A temperatura de entrada perfez 380°C, a tempe- ratura de saída, 551 °C e a temperatura máxima, 555°C. A conversão na saí- da do tubo de dióxido de enxofre para trióxido de enxofre perfez calculatori- amente 87%.

Simulação 5:

As condições marginais correspondiam, exceto pela temperatura de entrada do ar de refrigeração, à simulação 4. Se, então, a temperatura de 10 entrada de ar de refrigeração é ajustada para 330°C, então resultou, surpre- endentemente, uma concentração de saída de SO2, de, calculatoriamente, 10%. Essa última simulação mostra que a concentração de saída pode ser controlada com o ajuste dos parâmetros de processo.

Um resultado importante da simulação numérica, é a determina- ção das características de construção do aparelho de contato de tubos, comprimento de tubo, valor K (fenda entre tubo interno e externo), a constru- ção de tubo-em-tubo como refrigerador de corrente contínua. Instalacões-piloto:

A invenção é descrita, agora, adicionalmente, por meio do resul- 20 tado dos testes realizados em um reator de um tubo único em uma disposi- ção de desvio de acordo com a Figura 2, em uma instalação de ácido sulfú- rico existente, sob condições reais. Nesse caso, são mostrados os resulta- dos de 4 séries de testes, mas que não representam uma limitação para o processo de acordo com a invenção.

Para esse fim, foi desenvolvido um reator de tubo único, que em

suas dimensões e em seu modo de operação corresponde ao tubo único de um aparelho industrial, com até vários milhares de tubos. A vantagem desse procedimento reside em uma minimização do risco de scale-up na transfe- rência para a escala industrial.

A parte essencial da instalação-piloto era o reator de tubo único,

com sua carcaça de entrada e saída de ar de refrigeração e a zona de rea- ção refrigerada, formada como tubo em construção de tubos. O tubo de rea- ção interno, central (da =63,5 x 2,6 mm) estava preenchido até uma altura acima de 4 m com carga de catalisador. Aqui, o SO2 contido no gás de pro- cesso reagir sob liberação de calor, para uma determinada proporção de

SO3. Sobre todo o comprimento de reação, os tubos da construção de tubos foram refrigerados em corrente contínua através da fenda de tubo. No lado da entrada de gás, em caso de necessidade, puderam ser adicionados SO2 e oxigênio. A temperatura de entrada de gás era ajustável.

O ar de gás e refrigeração alimentados eram ajustáveis, tanto na quantidade como também na temperatura de entrada. Nas análises de gás relevantes, medições de temperatura e pressão foram detectadas e docu- mentadas através de uma detecção de valores de medição.

Nas instalações-piloto foram examinados os seguintes parâme- tros de processo:

Concentração de entrada de SO2 de 10 a 25%

Correntes de volume de gás de 3 a 14 Nm3/h

Temperaturas de entrada de gás 360 a 450°c Relação de O2ISO2 de 0,8 a 1,2 Proporção de catalisador na carga de 18 a 50%

Tabela 1

Série 1 Série 2 Série 3 Série 4 Mistura de catalisador no tubo de reator (% em volume} Catalisador comum 18 27 37,5 37,5 Catalisador de césio 8,5 12,5 12,5 Carga inerte 82 64,5 50 50 Entrada de qás do reator Corrente de volume (Nm3/h) 5,3 12,2 11,5 12,1 Concentrações: So2 (% em volume) 11,8 18,3 25,0 20,0 O2 (% em volume) 15,4 20,8 26,0 18,9 Série 1 Série 2 Série 3 Série 4 Temperatura de entrada (0C) 382 409 374 380 Temperatura máxima (0C)1) 504 499 532 517 Saída de qás do reator Concentrações: So2 (% em volume) 1,7 1,1 3,2 2,3 O2 (% em volume) 12,5 15,7 15,7 13,5 Temperatura de saída (0C) 500 491 528 513 Refriqeracão com ar Corrente de volume (Nm3/h) 40 33 30 30 Temperatura de entrada (0C) 454 440 426 425 Temperatura de saída (0C) 513 506 547 529 Conversão de SO2 (%) 85,6 94,0 87,2 88,5 Sobre o tubo de reação com 4 m de comprimento foram inseridas 4 peças de medições de temperatura com uma distância de, em cada caso, 1 m. A temperatura máxima efetivamente atingida entre 2 pontos de medição situ- ou-se em torno de até 50°C mais alta.

Tal como representado na Tabela 1, no uso prático do processo

de acordo com a invenção pôde ser comprovado que em relação ao estado da técnica pode ser produzido especificamente, nitidamente mais ácido sul- fúrico, a, em relação ao estado da técnica, concentrações de entrada de SO2 substancialmente mais altas, conversão de SO2 alta em um estágio e bom 10 desempenho de regulagem da instalação. A temperatura máxima admissível no catalisador pôde ser ajustada, com segurança, em todos os casos, por ajuste da potência de refrigeração e temperatura de entrada do ar de refrigeração. Os resultados da simulação foram confirmados com precisão suficiente.

Claims

1. Processo para a oxidação catalítica, contínua, completa ou parcial, de um gás básico, que contém dióxido de enxofre e oxigênio, carac- terizado pelo fato de que o catalisador é mantido ativo com uma condução de processo pseudoisotérmica, sob introdução ou remoção de energia.

2. Processo de acordo com a reivindicação 1, que é realizado em um aparelho de contato de tubos, de pelo menos um tubo de reação, cujo espaço interno está enchido com catalisador.

3. Processo de acordo com uma das reivindicações 1 ou 2, sen- do que a introdução ou remoção de energia dá-se através de um circuito intermediário.

4. Processo de acordo com uma das reivindicações 1 a 3, sendo que o catalisador está misturado com material inerte, para otimização da remoção de energia.

5. Processo de acordo com a reivindicação 4, caracterizado pelo fato de que o catalisador usado é ajustado previamente em sua reatividade por mistura com o material inerte, na relação de quantidade de 1:100 a 100:1.

6. Processo de acordo com uma das reivindicações 1 a 5, carac- terizado pelo fato de que o gás básico apresenta um teor de dióxido de en- xofre de 0,1 a 66% em volume

7. Processo de acordo com uma das reivindicações 1 a 5, carac- terizado pelo fato de que o catalisador é um catalisador de pentóxido de va- nádio, com ou sem césio.

8. Processo de acordo com uma das reivindicações preceden- tes, caracterizado pelo fato de que ar e/ou oxigênio técnico são introduzidos no gás básico, de tal modo que a relação de O2 para SO2 no gás perfaz, com relação às partes em volume, de 0,5 a 1,2.

9. Processo de acordo com uma das reivindicações preceden- tes, caracterizado pelo fato de que a introdução ou remoção de energia dos tubos de reator é operada com um meio de refrigeração na corrente contí- nua.

10. Processo de acordo com uma das reivindicações preceden- tes, caracterizado pelo fato de que a remoção de energia dá-se por meio de ar e um índice de transferência de calor de 20 a 80W/m2K é ajustado entre o tubo interno e agente refrigerante.

11. Processo de acordo com uma das reivindicações preceden- tes, caracterizado pelo fato de que pelo menos um estágio de contato está ligado a jusante do aparelho de contato de tubos, sendo que a corrente de gás, parcialmente oxidada, apresenta um teor de SO2 de até 13,5% em vo- lume para tratamento adicional no estágio de contato.

12. Processo de acordo com uma das reivindicações preceden- tes, caracterizado pelo fato de que é produzido ácido sulfúrico fumegante de 35% ou ácido sulfúrico fumegante de 100% por condensação parcial.

13. Dispositivo para a oxidação catalítica contínua, completa ou parcial, de um gás básico, que contém dióxido de enxofre e oxigênio, carac- terizado por pelo menos um aparelho de contato de tubos, que é um troca- dor de calor em posição vertical, de pelo menos um tubo de paredes duplas, cujo tubo interno enchido com catalisador forma um tubo de reação, sendo que calor em torno do tubo de reação é transferido por meio de um meio de refrigeração e ao aparelho de contato de tubos é ligado a jusante um absor- vedor para separação de SO3.

14. Dispositivo de acordo com a reivindicação 13, caracterizado pelo fato de que os tubos de reação apresentam um diâmetro nominal de 25 mm a 150 mm, a um comprimento de tubo de 1 m a 12 m.

15. Dispositivo de acordo com uma das reivindicações 13 ou 14, caracterizado pelo fato de que o catalisador está misturado com material inerte, para otimização da remoção de energia.

16. Dispositivo de acordo com uma das reivindicações 13 a 15, caracterizado pelo fato de que o calor em torno dos tubos de reação é trans- ferido por ar como meio de refrigeração e que a construção de paredes du- pias possibilita um índice de transferência de calor de 20 a 80 W/m2k entre tubo interno e meio de refrigeração.

17. Dispositivo de acordo com uma das reivindicações 12 ou 13, caracterizado pelo fato de que a jusante do aparelho de contato de tubos estão ligados: a. opcionalmente, um absorvedor preliminar, b) um ou mais estágios de contato, opcionalmente, com um ou mais absorvedores intermediários/de ácido sulfúrico fumegante, c) um absorvedor final, opcionalmente, uma instalação de purifi- cação de gás de escapamento.