BRPI0718270B1

BRPI0718270B1 - Processo e dispositivo para oxidação catalítica de gases que contêm so2 por meio de oxigênio.

Info

Publication number: BRPI0718270B1
Application number: BRPI0718270-8A
Authority: BR
Inventors: Kürten Martin; Haverkamp Verena; Erkes Bernd
Original assignee: Chemetics Inc.
Priority date: 2006-10-31
Filing date: 2007-10-13
Publication date: 2018-05-02
Also published as: RU2012109567A; PL2256085T3; EP2256085B1; TN2009000150A1; BRPI0718270A2; CA2668059C; AU2007315318A1; CN101573291B; BRPI0718270A8; JP2010508222A; EP2256085A3; NO342026B1; NO20091768L; DE502007006834D1; JP2014240347A; CA2668059A1; US7871593B2; DK2256085T3; ES2394635T3; DE102006051899A1

Description

(54) Título: PROCESSO E DISPOSITIVO PARA OXIDAÇÃO CATALÍTICA DE GASES QUE CONTÊM SO2 POR MEIO DE OXIGÊNIO.

(73) Titular: CHEMETICS INC.. Endereço: 200-2930 Virtual Way, Vancouver, British Columbia, V5M 0A5, CANADÁ (CA) (72) Inventor: MARTIN KÜRTEN; VERENA HAVERKAMP; BERND ERKES

Prazo de Validade: 10 (dez) anos contados a partir de 02/05/2018, observadas as condições legais

Expedida em: 02/05/2018

Assinado digitalmente por:

Júlio César Castelo Branco Reis Moreira

Diretor de Patente

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

A presente invenção refere-se a um processo e a um dispositivo 5 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 conservação da temperatura de trabalho visada do catalisador.

No estado da técnica, normalmente ácido sulfúrico é produzido 10 na instalação industrial de acordo com o chamado processo de contato duplo 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, normal mente, 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 necessária 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 catali20 sador forma chamado hot-spots e é danificado irreversivelmente. Para, então, 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 catalisador. Além disso, para estar seguro de que o catalisador entre em atividade em um processo conduzido de adiabático de acordo com o estado da técnica, 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

Petição 870180000422, de 03/01/2018, pág. 4/12 em dióxido de enxofre, com teores de SO₂ de 20-66% em volume, seria necessário um fator de diluição grande, com a consequência de custos desproporcionalmente altos.

O documento DE-OS 2026818 descreve um processo, no qual 5 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 adicional 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 produção 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 primeiro estágio de contato é obtida pelo refluxo de uma corrente de gás parci15 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 SO₂/SO₃. 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 su20 peraquecimento do catalisador, e pode ser conduzida para o primeiro estágio de contato. Nesse caso, dá-se um deslocamento do equilíbrio termodinâmico da reação de SO₂ + 1/2O₂< + >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 escapamento daí resultantes, mas também para ampliações de capacidade de instalações de ácido sulfúrico existentes, com combustão de enxofre, apresenta-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 usados compostos de enxofre, é necessário, além disso, um processo econômi3 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 processos químicos.

Na presente invenção, a tarefa foi solucionada por uma condu10 ção de processo pseudoisotérmica, sob alimentação ou descarga de energia, 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 continuamente através de um circuito intermediário, de tal modo que se estabelece uma condução de processo pseudoisotérmica no catalisador, no uso de um catalisador 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 pseudoisotér20 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, surpreendentemente, que gases de descarga, com um teor de 0,1 < SO₂ < 66% em volume, sejam convertidos, pelo menos parcialmente, por oxidação com oxigê25 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 pseudoisotérmi30 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 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 que a jusante do aparelho de contato de tubos pode ser ligado um absorvedor, para separação 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 e um tubo externo, sendo que um catalisador está enchido nos tubos internos e a transferência do calor em torno desses tubos internos/de reação dáse por um meio de refrigeração guiado em corrente contínua no espaço intermediário de tubo interno e externo.

De preferência, o processo de acordo com a invenção é realiza15 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 aparelho de contato de tubos. De preferência, a alimentação ou descarga de energia dá-se através de um circuito intermediário.

No processo de acordo com a invenção, a janela de temperatura e a máxima de temperatura que se apresentam são fixadas dentro de limites estabelecidos com relação às concentrações de dióxido de enxofre, substancialmente, 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 ajustadas 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, 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.

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 3605 450°C, de preferência, 370-450°C, de modo particularmente preferido, 380450°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 misturado com um material inerte resistente à temperatura, particularmente, o material 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 misturados 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 catalisador, afluência do tubo, devido à cinética, a descarga de calor tem uma impor6 tância especial.

A condução do meio de refrigeração pode ser realizada em corrente cruzada, contracorrente ou corrente contínua. Devido à execução exotérmica da reação, a configuração preferida é a condução em corrente contí5 nua. Ela oferece vantagens nítidas, no que refere-se a evitar, com segurança, 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 refrigeração preferido, a construção de paredes duplas é escolhida de tal modo 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 indiretamente, que consiste em um refrigerador, soprador ou bomba e/ou aquece20 dor.

O calor a ser descarregado da operação do circuito de refrigeração, no nível de temperatura de aproximadamente 220°C a 550°C, de preferência, de 300°C a 450°C, pode ser removido através de um trocador de calor, 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 jusante do aparelho de contato de tubos:

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

- um ou mais estágios de contato, opcionalmente, com um ab7 sorvedor de ácido sulfúrico fumegante/intermediário,

- um absorvedor final, e

- opcionalmente, uma instalação de purificação de gás de escapamento.

O aparelho de contato de tubos pode ser combinado com uma instalação de contato clássica, de preferência, com uma instalação de contato duplo e pelo menos um absorvedor de ácido sulfúrico fumegante/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 duplo, clássica. Para concentrações de entrada de dióxido de enxofre muito altas, um absorvedor preliminar está, de preferência, ligado a jusante do aparelho de contato de tubos. O absorvedor preliminar, de ácido sulfúrico fumegante/intermediário e final extraem da corrente de gás o SO3 produzido. Os gases, cujas concentrações de entrada de dióxido de enxofre foram re15 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 apa20 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 concentrações de entrada de SO₂, no gás de descarga, a ser usadas como ba25 se, e do tipo da instalação necessária, portanto instalação nova ou remodelação de uma instalação existente, pode ser realizado em conceitos diferentes.

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 aquecimento 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 processos usuais, para os valores limite de emissões legalmente exigidos.

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 aparelho 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 cé10 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 invenção é sua compatibilidade com o meio ambiente. No uso de um processo de purificação de gás final apropriado, o SO₂ pode ser convertido praticamente 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 processos convencionais, mesmo acima do limite de 13,5% em volume de SO₂, não são mais usados gases de diluição. Um superaquecimento do catalisador é obtido, com segurança, sobre todos os estados de operação pelo dimensionamento do aparelho de contato de tubos de uma potência de refrigeração suficiente e diluição do catalisador com material inerte. Uma outra 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 pseudoisotérmico, o processo de acordo com a invenção possibilita processar dióxi9 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 conversão (>90%), com a vantagem de alta flexibilidade em relação às concentrações de entrada de dióxido de enxofre.

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 dióxido de enxofre, por aumento da concentração de entrada de SO2 para nitidamente acima de 13,5% em volume

Em uma modalidade especial do processo, uma corrente parcial pode ser tratada por ligação a montante de um aparelho de contato de tubos, operado de modo pseudoisotérmico, de tal modo que depois da reunificação 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 trata15 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, na figura 3).

Normalmente, gases de contato, com um teor de dióxido de enxofre 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 proces25 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 preferido, 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 regulagem 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 (concentração de SO₂ <13% em volume) sejam atendidas. Nesse caso, os gases são liberados, pelo menos parcialmente, do trióxido de enxofre, de preferên5 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 convencionais. 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 par15 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 contato 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 de 30 a 66% em volume de SO₂, com um aparelho de contato de tubos, opcionalmente, com ar ou oxigênio adicional e subsequente absorção preliminar para o processamento subsequente de um gás residual < 13% em volume de SO₂ em uma instalação de contato principal (Exemplo 2).

Figura 4 mostra uma instalação para realização do processo de 10 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 absorvedor 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 descarregado através de um aparelho de contato de tubos, um absorvedor final e terminado de ser purificado em um aparelho lavador, através de uma chaminé.

LISTAGEM DE REFERÊNCIA

1 secador de gás preaquecedor de gás primeiro contato principal segundo contato principal absorvedor de ácido sulfúrico fumegante/intermediário

6 absorvedor final chaminé aparelho de contato de tubos (operado de modo pseudoisotérmico QIK) aquecedor

10 refrigerador soprador/bomba válvula de regulagem absorvedor preliminar 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 fumegante/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, Ullmanris 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 contato 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 exotérmica, de modo que entre os grupos de catalisador individuais estão dis13 postos trocadores de calor (não representados nas figuras), que resfriam os gases de processo que estão saído para uma temperatura de entrada necessária para o estágio de processo respectivamente subsequente.

O gás de descarga com menos de 13,5% em volume de SO₂ é 5 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, para < 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 primeiro contato principal 3, no qual se realiza a reação de oxidação exotérmica, 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 exotérmi20 ca adicional em, sucessivamente, até dois grupos de catalisadores. Subsequentemente, 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 absorvedor 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 processo 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 remanescen5 te, ajustada através da válvula de estrangulamento 12, para regulagem da concentração de dióxido de enxofre para < 13% em volume, antes da entrada no primeiro contato principal 3, é guiada no ponto de mistura na tubulação 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 refrigera10 dor 10, soprador ou bomba 11 e/ou aquecedor 9.

O gás de descarga com 13 a 30% em volume de SO₂, de preferência, 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 d, no que refere-se à relação de SO2/O2 necessária para a oxidação completa 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 con20 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 através 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 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 pentóxido 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 de entrada), as condições no circuito de refrigeração são ajustadas de tal modo que o catalisador não excede em nenhum ponto o valor limite prejudicial 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 tempera10 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 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 concentrações de dióxido de enxofre de < 5% em volume no exclusivo modo de operação de desvio, sob conservação de uma temperatura de catalisador de cerca de 450°C, é obtida uma conversão de, nitidamente, > 92% e, desse modo, é obtido para esses estados de operação uma melhora decisiva da contaminação do meio ambiente, a custos muito baixos. Uma outra vantagem desse exemplo de modalidade, em comparação com o estado da técnica, 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 po30 de ser processada para ácido sulfúrico, com a consequência positiva de poder aumentar em mais de 50% na capacidade o processo ligado a montante (por exemplo, produção de metal), sob conservação das instalações existen16 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 refrigeração indireto. Os custos para isso ficam claramente abaixo dos custos comparáveis para uma instalação nova, com capacidade comparável, de acordo com o estado da técnica. Uma outra vantagem é a redução dos custos de serviço, pela quantidade maior de ácido sulfúrico produzido e a retirada de energia térmica recuperada. Para projetos de remodelação existe uma outra vantagem na disposição de desvio. A instalação existente pode continuar 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, adicionalmente um absorvedor preliminar 13. O gás do secador de gás 1, depois do preaquecimento, através do aquecedor preliminar de gás 2, é guiado totalmente para o aparelho de contato de tubos (QIK) 8. A válvula de estrangu20 lamento 12 e a tubulação de desvio são suprimidas. Essa variante de modalidade 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 absorvido com as partes de água no circuito de bombeamento circulante do absorvedor preliminar 13, sob formação de ácido sulfúrico. O gás é subsequentemente guiado através da tubulação c para o primeiro contato principal

3.

Para concentrações de entrada de dióxido de enxofre muito altas, de acordo com as explicações na Figura 1, precisa ser adicionado oxi30 gênio técnico. Para a condução de processo, é instalada por trás do aparelho 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 desenvolvimento 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

As vantagens dessa variante de modalidade são, particularmente, mas não exclusivamente, para instalações existentes a redução dos custos 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 modalidade, devido à alta concentração de SO₃ atrás do aparelho de contato de tubos (QIK) 8, na entrada do absorvedor preliminar 13, oferece a possibilidade 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 exemplo 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 gás 1 é guiado, depois do preaquecimento através do aquecedor preliminar de gás 2, completamente para o aparelho de contato de tubos (QIK) 8. Subsequentemente, o gás é guiado através da tubulação de gás e para o absorvedor de ácido sulfúrico fumegante/intermediário. A regulagem da concentração de dióxido de enxofre, depois do aparelho de contato de tubos (QIK)

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 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 exemplo de modalidade 3 (Figura 4) do processo de acordo com a invenção, 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 secador 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 para o absorvedor final 6. Através da tubulação j, o gás chega, subsequentemente 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, particularmente, 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 tornase possível obter, também para gases de descarga com baixas concentrações 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 flexibilidade 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 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 exigidas, podem ser obtidas, surpreendentemente, as conversões desejadas a19 cima de 85%, de preferência, acima de 92%.

A reação de dióxido de enxofre para trióxido de enxofre em um catalisador de V₂Osé descrita, nesse caso, pela seguinte fórmula cinética simplificada:

k₁₀ · e —+β₀

RT ⁰ _-p-yso₂ (VsO₂ + ^2 ' /sOa ) k_d

Nesse caso, Qr é o quociente de reação de K_p, a constante de equilíbrio da reação. Essa fórmula está descrita, por exemplo, nas seguintes fontes de literatura (Rate Equations os Folie-Catalyzed Reactions, Edt. Reiji Mezaki, Hakuai Inoue, University Tokyo Press, 1990-, p. 1-11). Nesse caso, foram tomados os seguintes valores para as constantes individuais E_A = 92084 J/mol, Bo = 15,1 J/mol e k₂ = 0,8. Como catalisador, é usado o catalisador de V₂ o5 sobre um suporte de SiO₂ da empresa BASF do tipo 04-110. Para esse catalisador, foi encontrado o valor k₁₀ = 1,3E-5 mol/g de catalisador s bar.

O tubo individual tinha um diâmetro interno de 60,9 mm e um comprimento de 4 m. Está enchido com o catalisador V_2O5, misturado com o material de suporte de catalisador inerte, como material inerte.

Simulação 1:

Em uma primeira simulação, o tubo individual foi enchido com 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 entrada com 410°C 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 correntes de massa específicas perfizeram, nesse caso, 2,09 g-N₂/s/kg-catalisador,

1,06 g-CO₂/s/kg- catalisador, 0,31 g-SO₂/s/kg-catalisador (4% em volume) e

0,15 g-O₂/s/kg-catalisador. A temperatura de entrada perfez 420°C, a temperatura de saída, 436°C e a temperatura máxima, 469°C. A conversão na saída do tubo de dióxido de enxofre para trióxido de enxofre perfez calculatoriamente 99,7%.

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

450°C. O gás de entrada do dióxido de enxofre, junto com oxigênio, nitrogênio 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-ISb/s/kg-catalisador, 1,40 g-CO₂/s/kg- catalisador, 1,12 g-SO₂/s/kgcatalisador (12% em volume) e 0,74 g-O₂/s/kg-catalisador. A temperatura de entrada perfez 380°C, a temperatura de saída, 480°C e a temperatura máxima, 498°C. A conversão na saída do tubo de dióxido de enxofre para trióxido de enxofre perfez calculatoriamente 90%.

Simulação 2:

Em uma segunda simulação, o tubo individual foi enchido com 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 entrada 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 correu a uma pressão de 140 kPa (1,4 bar) para o tubo individual, as correntes de massa específicas perfizeram, nesse caso, 1,02 g-N₂/s/kg-catalisador, 0,85 g-CO₂/s/kg- catalisador, 1,24 g-SO₂/s/kg-catalisador (20% em volume) e 0,50 g-O₂/s/kg-catalisador. A temperatura de entrada perfez 400°C, a temperatura 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 calcula25 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 en30 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 individual, as correntes de massa específicas perfizeram, nesse caso, 1,82 g21

N₂/s/kg-catalisador, 1,51 g-CO₂/s/kg- catalisador, 1,87 g-SO₂/s/kg-catalisador (18% em volume) e 1,05 g-O₂/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.

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 específicas perfizeram, nesse caso, 0,26 g-N₂/s/kg-catalisador, 1,71 g-SO₂/s/kg- catalisador (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 má15 xima, 575°C. A conversão na saída do tubo de dióxido de enxofre para trióxido 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 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 0 tubo individual, as correntes de massa específicas perfizeram, nesse caso, 1,44 g-N₂/s/kg-catalisador, 1,81 g-SO₂/s/kg- catalisador (25% em volume) e 0,94 g-O₂/s/kg-catalisador. A temperatura de entrada perfez 380°C, a temperatura 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-SO₂/s/kg- catalisador (20% em volume) e 0,94 g-O₂/s/kg-catalisador. A temperatura de entrada perfez 380°C, a temperatura de saída, 551 °C e a temperatura máxima, 555°C. A conversão na saí5 da do tubo de dióxido de enxofre para trióxido de enxofre perfez calculatoriamente 87%.

Simulação 5:

As condições marginais correspondiam, exceto pela temperatura de entrada do ar de refrigeração, à simulação 4. Se, então, a temperatura de entrada de ar de refrigeração é ajustada para 330°C, então resultou, surpreendentemente, 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 determina15 ção das características de construção do aparelho de contato de tubos, comprimento de tubo, valor K (fenda entre tubo interno e externo), a construção de tubo-em-tubo como refrigerador de corrente contínua.

Instalações-piloto:

A invenção é descrita, agora, adicionalmente, por meio do resul20 tado dos testes realizados em um reator de um tubo único em uma disposição de desvio de acordo com a Figura 2, em uma instalação de ácido sulfúrico existente, sob condições reais. Nesse caso, são mostrados os resultados 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 transferência 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 reação refrigerada, formada como tubo em construção de tubos. O tubo de rea23 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 processo 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 SO₂e 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 documentadas através de uma detecção de valores de medição.

Nas instalações-piloto foram examinados os seguintes parâmetros 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 O₂/SO₂ 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 (°C)	382	409	374	380
Temperatura máxima (°C)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 (°C)	500	491	528	513

Refriqeração com ar
Corrente de volume (Nm³/h)	40	33	30	30
Temperatura de entrada (°C)	454	440	426	425
Temperatura de saída (°C)	513	506	547	529

Conversão de SO? (%)	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 situou-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 sulfúrico, a, em relação ao estado da técnica, concentrações de entrada de SO₂substancialmente mais altas, conversão de SO₂ alta em um estágio e bom 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

REIVINDICAÇÕES

1/5

Fig 1: Técnica Anterior àzu

1. Processo para oxidação catalítica, contínua, completa ou parcial, de um gás de partida, que contém SO₂ e oxigênio, em um aparelho de contato de tubos (8), que é um trocador de calor em posição vertical (10), de

5 pelo menos um tubo de paredes duplas, cujo tubo interno, carregado com catalisador, forma um tubo de reação, o referido processo sendo caracterizado pelo fato de que a energia é introduzida no catalisador ou é removida do catalisador através de um circuito intermediário para estabelecer um perfil de temperatura ao longo

10 do comprimento do tubo de reação, no qual o catalisador é mantido ativo.

2/5

FiR.· 2:

Fig·-!:

d

2. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que para otimização da descarga de energia, o catalisador é ajustado previamente em sua reatividade por mistura com material inerte, na relação de quantidade de 1:100 a 100:1.

15 3. Processo, de acordo com a reivindicação 1 ou 2, caracterizado pelo fato de que o gás de descarga apresenta um teor de dióxido de enxofre de 0,1 a 66% em volume

4. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 3, caracterizado pelo fato de que ar (14b) e/ou oxigênio técnico (14d) é

20 alimentado no gás de partida em uma quantidade suficiente para formar uma proporção de volume de O₂ para SO₂ no gás de 0,5 a 1,2.

5. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 4, caracterizado pelo fato de que a alimentação ou descarga de energia dos ou a partir dos tubos de reação é realizada com um meio em corrente

25 contínua utilizando um meio de transferência de calor.

6. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 5, caracterizado pelo fato de que a descarga de energia é efetuada por ar e é ajustado um índice de transferência de calor de 20 a 80 W/m²K entre tubo interno e o meio de refrigeração (10).

30 7. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 6, caracterizado pelo fato de que o gás de descarga, com um teor de SO₂ superior a 13% em volume é dividido em duas correntes parciais, sendo que

Petição 870180000422, de 03/01/2018, pág. 5/12 uma das correntes parciais é através do aparelho de contato de tubos (8) e recombinada com a outra corrente parcial para uma corrente principal, sendo que as correntes parciais são divididas de tal modo que a concentração de

502, nas correntes parciais recombinadas, é inferior a 13% em volume, e as

5 correntes parciais recombinadas são alimentadas a pelo menos um contato principal (3) de forma a converter pelo menos parte do SO2 remanescente em SO3.

8. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 7, caracterizado pelo fato de que em uma primeira etapa, o gás de partida

10 apresentando um teor de SO2 superior a 13% em volume é alimentado através do aparelho de contato de tubos (8) de forma a converter parte do SO2 a

503, e, em uma segunda etapa, o gás de saída do aparelho de contato de tubos (8), após opcionalmente passar por um absorvedor preliminar (13) para a remoção de SO3, é alimentado a um contato principal (3), de forma a

15 converter pelo menos parte do SO2 remanescente em SO3.

9. Dispositivo para realização do processo de oxidação catalítica contínua, completa ou parcial, como definido na reivindicação 1, de um gás de partida, que contém 0,1 a 66% em volume de SO2 e oxigênio, caracterizado pelo fato de que apresenta pelo menos um aparelho de contato de tu20 bos (8), que é um trocador de calor em posição vertical (10) compreendendo pelo menos um tubo de paredes duplas, cujo tubo interno carregado com catalisador forma um tubo de reação, e é capaz de transferir calor para, bem como ao tubo de reação por meio de um meio de resfriamento/aquecimento.

10. Dispositivo, de acordo com a reivindicação 9, caracterizado

25 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.

11. Dispositivo, de acordo com a reivindicação 9 ou 10, caracterizado pelo fato de que o catalisador está misturado com material inerte para otimizar a descarga de energia.

30 12. Dispositivo, de acordo com qualquer uma das reivindicações

9 a 11, caracterizado pelo fato de que o calor em torno dos tubos de reação é transferido por meio de ar, como meio de refrigeração, e que a construção

Petição 870180000422, de 03/01/2018, pág. 6/12 de paredes duplas possibilita um índice de transferência de calor de 20 a 80 W/m²k entre tubo interno e meio de refrigeração.

13. Dispositivo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 9 a 12, caracterizado pelo fato de que o aparelho de contato de tubos (8) é

5 seguido por:

(a) opcionalmente, um absorvedor preliminar (13), (b) um ou mais estágios de contato, opcionalmente, com um ou mais absorvedores de ácido sulfúrico fumegante/intermediários (5), (c) um absorvedor final (6), opcionalmente, uma instalação de

10 purificação de gás de escapamento.

14. Dispositivo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 9 a 13, caracterizado pelo fato de que está instalado em uma ligação de desvio a montante de uma instalação de contato duplo convencional, de forma que o gás de partida pode ser dividido em duas correntes parciais,

15 uma das correntes parciais pode ser alimentada através do dispositivo, e as correstes parciais recombinadas podem ser alimentadas a um contato principal (3).

15. Dispositivo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 9 a 14, caracterizado pelo fato de que o aparelho de contato de tubos (8)

20 compreende pelo menos 100 tubos, de preferência, vários milhares de tubos.

Petição 870180000422, de 03/01/2018, pág. 7/12

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