ES2951905T3 - Un método para el enfriamiento entre lechos en plantas de ácido sulfúrico de gas húmedo - Google Patents

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Abstract

En un método para enfriar gas de proceso entre capas o lechos catalíticos en una planta de ácido sulfúrico, en el que se produce ácido sulfúrico a partir de gases de alimentación que contienen componentes sulfurosos como SO2, H2S, CS2 y COS o alimentaciones líquidas como azufre fundido o ácido sulfúrico gastado, Para enfriar el gas de proceso entre los lechos catalíticos en el convertidor de SO2 de la planta se utilizan una o más calderas, especialmente calderas acuotubulares, en lugar de sobrecalentadores de vapor convencionales. De este modo se obtiene una disposición del intercambiador de calor menos complicada y más rentable. (Traducción automática con Google Translate, sin valor legal)

Description

DESCRIPCIÓN
Un método para el enfriamiento entre lechos en plantas de ácido sulfúrico de gas húmedo
La presente invención se refiere a un método para el enfriamiento entre lechos de gas de proceso entre capas o lechos catalíticos en una planta de ácido sulfúrico de gas húmedo (WSA por sus siglas en inglés), en la que se produce ácido sulfúrico a partir de gases de alimentación ácidos que contienen componentes sulfurosos como SO2 , H2S, CS2 y COS o alimentaciones líquidas como azufre fundido o ácido sulfúrico gastado que se originan a partir de tecnologías de alquilación o la denominada producción de BTX.
El ácido sulfúrico (H2SO4) es una materia prima química importante, cuya producción supera los 200 millones de t/año. Se utiliza principalmente para la producción de fertilizantes, pero también se utiliza, entre otros, en la fabricación de fibras de viscosa, pigmentos, en baterías, en la industria metalúrgica y en la industria del refino.
En la planta de ácido sulfúrico, los componentes de alimentación sulfurosos se convierten normalmente en SO2 en una cámara de combustión térmica. A continuación, el SO2 gas se oxida aún más a SO3 de acuerdo con la siguiente reacción usando un catalizador activo para la oxidación de SO2 :
SO2 (g) 1/ 2 O2 (g) = SO3 (g) 99 kJ/mol
Debido a que esa reacción es una reacción de equilibrio, y la oxidación de SO2 libera energía, temperaturas más altas limitarán la conversión de SO2 a SO3. Por este motivo, un convertidor industrial de SO2 normalmente está configurado como una serie de lechos catalíticos adiabáticos con enfriamiento entre lechos para aumentar la conversión total.
Aguas debajo de las etapas de conversión de SO2 , el SO3 formado se hace reaccionar con H2O para formar H2SO4, y luego se separa el H2SO4 de la fase gaseosa en una etapa de condensación, produciendo H2SO4 concentrado de calidad comercial y un gas de proceso limpio, ya sea para ser enviado directamente a una chimenea o para ser enviado a una limpieza adicional antes de ser emitido a la atmósfera.
Además de la producción obvia de ácido sulfúrico y de garantizar cantidades de emisión a la atmósfera tan bajas como sea posible, las plantas de ácido sulfúrico se encuentran cada vez más con la demanda de aumentar la eficiencia térmica de la operación. Un alto grado de recuperación de energía reduce la necesidad de cualquier combustible/calor de apoyo (costoso) o aumenta la exportación de energía de alto valor, por ejemplo, como vapor a alta presión.
Con fuertes demandas tanto de alta producción de ácido sulfúrico (bajas emisiones) como de alta recuperación de calor, la complejidad de toda la planta puede aumentar significativamente, y esto es especialmente cierto para plantas de ácido sulfúrico en las que la energía que se genera en la conversión química en combustores y /o convertidores es baja. La complejidad de la planta puede disminuir la flexibilidad y operatividad de la planta.
La configuración normal del sistema de intercambiador de calor para una planta WSA incluye recalentadores de vapor para el enfriamiento entre lechos. El vapor saturado se produce en la caldera de calor residual y el enfriador de gas de proceso. Sin embargo, en algunas configuraciones, especialmente en plantas de viscosa y plantas de regeneración de ácido gastado (SAR), el vapor producido en la caldera de calor residual es insuficiente para los enfriadores entre lechos y, por lo tanto, es necesario un enfriador de vapor (desrecalentamiento del vapor hirviendo agua o precalentando el agua de alimentación de la caldera). El resultado es un diseño de intercambiador de calor complicado y costoso.
En una planta WSA hay agua y SO3 vapor presente en el gas de proceso convertido y, por lo tanto, el ácido sulfúrico líquido se condensará si la temperatura está por debajo del punto de rocío del ácido sulfúrico. Por otro lado, la temperatura del gas de proceso en la entrada de la etapa de condensación de ácido sulfúrico está limitada normalmente a un máximo de 290 °C debido al uso de polímeros fluorados en la entrada del condensador WSA. Una planta WSA normalmente se puede diseñar para un punto de rocío de ácido sulfúrico de hasta 260-263 °C en la entrada del condensador WSA. Por lo tanto, para proporcionar una aproximación de temperatura suficiente en el enfriador de gas de proceso, que es la última etapa de enfriamiento antes del condensador WSA, y al mismo tiempo tener un margen de seguridad suficiente para el punto de rocío del ácido sulfúrico, la temperatura del vapor saturado en el sistema de vapor generalmente se selecciona para que sea 12-15 °C mayor que el punto de rocío del ácido sulfúrico, es decir, 275 °C, lo que da una aproximación de temperatura de 15 °C en el extremo frío del enfriador de gas de proceso. Una temperatura de vapor saturado de 275 °C equivale a una presión de vapor de 6442,6 kPa (58,5 barg).
En cuanto al estado de la técnica, el documento US 2015/0352510 A1 describe un convertidor catalítico adiabático de lechos múltiples con enfriamiento entre lechos. Este convertidor comprende un recipiente a presión, una pluralidad de lechos catalíticos superpuestos, estando cada uno configurado con un recipiente anular cilíndrico y una vía de paso de núcleo axial, y medios para el enfriamiento entre lechos de una corriente de gas entre al menos dos de dichos lechos catalíticos. Los medios para el enfriamiento entre lechos incluyen un intercambiador de calor que comprende cuerpos de intercambio de calor, que se extienden axialmente a través de los conductos del núcleo de al menos dos lechos catalíticos consecutivos, y un sistema de pared, que también está dispuesto en dichas vías de paso de núcleo y rodea dichos cuerpos de intercambio de calor, para definir un límite de un lado de la carcasa del intercambiador de calor. El sistema de pared está estructurado de tal manera que el lado de la carcasa del intercambiador de calor comprende al menos un primer espacio y un segundo espacio, y por tanto, los medios para el enfriamiento entre lechos no tienen nada en común con una caldera acuotubular.
El documento EP 2 610 001 A1 también describe un convertidor catalítico adiabático de lechos múltiples con enfriamiento entre lechos, así como un proceso relacionado. Este convertidor comprende una carcasa que incluye al menos una entrada para una corriente de reactivos frescos y una salida para una corriente de producto, una serie de lechos catalíticos dispuestos en serie y una serie de intercambiadores de calor entre lechos alimentados con un medio refrigerante y dispuestos para enfriar una corriente de proceso que fluye de un lecho a otro. El proceso relacionado con el convertidor comprende una pluralidad de etapas de reacción adiabáticas a través de lechos catalíticos respectivos dispuestos en serie, de modo que una corriente de proceso que sale del primer lecho o un lecho catalítico intermedio se alimenta al siguiente lecho catalítico, y la corriente de proceso que sale del último el lecho catalítico forma la corriente de producto. Las etapas de enfriamiento entre lechos permiten que una corriente de proceso se enfríe mediante intercambio de calor indirecto con un medio de enfriamiento. El proceso está caracterizado por que al menos una corriente de proceso, que deja un primer lecho catalítico genérico para pasar a un segundo lecho catalítico aguas abajo, se mezcla con un flujo de reactivos de enfriamiento rápido, lo que permite un control preciso de la temperatura de la corriente de proceso, antes de entrar en el segundo lecho, teniendo dicho flujo de enfriamiento rápido una temperatura inferior a la temperatura de la corriente de proceso. No hay indicios de que el enfriamiento entre lechos pueda obtenerse utilizando una caldera acuotubular.
El documento US 2015/0147266 A1, propiedad del Solicitante, se refiere a una planta de proceso para la oxidación de SO2 a SO3 , donde se enfría un gas de proceso oxidado en un enfriador entre lechos y posteriormente se somete a un enfriamiento adicional por intercambio de calor en una caldera, que preferiblemente es una caldera acuotubular. Sin embargo, dicha caldera no se utiliza para el enfriamiento entre lechos dentro del convertidor, sino para el posterior enfriamiento después del convertidor, y no se especifica el tipo de enfriador entre lechos utilizado.
Finalmente, los documentos US 3.350.169 A, US 3.653.828 A, US 3.432.264 A, US 3.147.074 A, NZ 203892 A, US 3.536.446 A y EP 2561 921 A1, este último perteneciente al Solicitante, describen todos procesos para convertir catalíticamente gases de proceso que comprenden SO2 en SO3 como parte de un proceso para producir ácido sulfúrico. La conversión de SO2 en SO3 se lleva a cabo haciendo pasar el gas de proceso sobre una serie de lechos de catalizador. El gas de proceso se enfría entre los lechos haciendo pasar el mismo por calderas que calientan el agua para producir vapor. El SO2 se produce por la combustión de diversas fuentes de azufre, como ácido sulfúrico gastado, sulfuro de hidrógeno, azufre fundido u otros sulfuros. Con la excepción del documento EP 2 561 921 A1, todos estos documentos describen plantas alimentadas con un gas seco, de modo que las corrientes se pueden mezclar como se desee sin tener que preocuparse por los puntos de rocío del ácido sulfúrico y también sin tener que preocuparse por la selección de la presión y temperatura del agua de alimentación en las calderas. En cuanto al documento EP 2561 921 A1, se instala un precalentador de agua de alimentación de la caldera, estando diseñado dicho precalentador como un intercambiador de calor ordinario al igual que los recalentadores de vapor existentes salvo por el hecho de que sólo se calienta agua.
El documento US 2,193,816 describe una reacción química que comprende tubos de intercambio de calor que no están colocados entre lechos catalíticos.
La presente invención proporciona un diseño de proceso, donde se combinan alta producción de ácido sulfúrico, alta recuperación de calor y baja complejidad, proporcionando un funcionamiento óptimo de la planta sin pérdida de operatividad y flexibilidad. Al mismo tiempo, el costo de inversión de este nuevo diseño es menor que el del diseño de planta utilizado actualmente. Más concretamente, la idea de la invención es utilizar calderas acuotubulares para la refrigeración entre lechos como alternativa a los recalentadores. Esto dará como resultado una simplificación significativa del diseño general del proceso y reducciones sustanciales de costos debido a una menor área de intercambio de calor total.
La razón de la reducción del área del intercambiador de calor es el enfoque de temperatura más alta en una caldera en comparación con un recalentador y un coeficiente de transferencia de calor más alto del agua hirviendo en comparación con el vapor.
Así, la presente invención se refiere a un método para el enfriamiento de gas de proceso entre capas o lechos catalíticos en una planta de ácido sulfúrico de gas húmedo, en la que se produce ácido sulfúrico a partir de gases de alimentación que contienen componentes sulfurosos como SO2 , H2S, CS2 y COS o alimentaciones líquidas como azufre fundido o ácido sulfúrico gastado, donde, en lugar de recalentadores de vapor convencionales, se utilizan una o más calderas para enfriar el gas de proceso entre los lechos catalíticos en el convertidor de SO2 de la planta.
Las calderas entre lechos utilizadas según la invención son preferiblemente calderas acuotubulares, especialmente calderas acuotubulares horizontales o aproximadamente horizontales. También se pueden utilizar calderas pirotubulares y calderas acuotubulares verticales, pero la caldera acuotubular horizontal es la forma de realización más rentable.
Los tubos de las calderas acuotubulares pueden ser desnudos, provistos con aletas o tener una combinación de tubos desnudos y con aletas en el banco de tubos.
El gas de proceso se origina preferentemente a partir de la combustión de al menos una corriente de alimentación de ácido sulfúrico gastado.
Preferiblemente, al menos una de las corrientes de alimentación a la planta es un gas que contiene CS2 y H2S procedente de una planta de producción de fibras de viscosa.
Para poder controlar la temperatura de entrada al lecho de catalizador aguas abajo, se requiere una derivación del lado de la carcasa. Además, existen ciertas restricciones en la entrada de estratificación al lecho de catalizador aguas abajo para mantener la tasa de conversión. Esto significa que se requiere una disposición para mezclar el gas desviado con el gas enfriado.
Por tanto, la invención trata de la forma en que se lleva a cabo el enfriamiento entre lechos. El enfriamiento entre lechos normalmente se llevará a cabo en un intercambiador de calor utilizando sal de transferencia de calor fundida, gas de proceso (convertido o sin convertir), aire o vapor (saturado o recalentado) o mediante enfriamiento rápido con aire más frío o gas de proceso. Para la mayoría de las plantas, el enfriamiento entre lechos del gas de proceso se lleva a cabo con vapor a alta presión, enfriando el gas de proceso recalentando el vapor. A continuación, la temperatura del gas de proceso se controla ajustando el flujo de vapor al enfriador entre lechos, es decir, generalmente hay una derivación de vapor alrededor del enfriador entre lechos.
El enfriador entre lechos puede estar ubicado dentro de la carcasa del convertidor de SO2 , así como en el exterior de la carcasa del convertidor. Para las plantas WSA, es una práctica general usar enfriadores entre lechos ubicados dentro de la carcasa del convertidor de SO2 , de forma que se eviten las zonas frías del intercambiador de calor, reduciendo así el riesgo de condensación de ácido sulfúrico y corrosión.
A continuación, la invención se describe con más detalle con referencia a las figuras adjuntas, donde
La Fig. 1 muestra una planta típica de ácido sulfúrico de gas húmedo (WSA) configurada para el tratamiento de un gas pobre que contiene CS2 y H2S procedente de una planta de producción de fibras de viscosa,
La Fig.2 muestra una planta WSA configurada para el tratamiento de un gas pobre que contiene CS2 y H2S procedente de una planta de producción de fibra de viscosa usando el método de la presente invención,
La Fig. 3 ilustra la aplicación de la presente invención, donde está configurada una planta WSA para la regeneración de ácido sulfúrico gastado, y
La Fig.4 ilustra otra aplicación de la presente invención, en la que está configurada una planta WSA para el tratamiento de un gas ácido.
Descripción de una planta WSA para el tratamiento de gases de escape de viscosa
En la Fig. 1 se muestra una planta típica de ácido sulfúrico de gas húmedo (WSA), configurada para el tratamiento de un gas pobre que contiene CS2 y H2S procedente de una planta de producción de fibra de viscosa y que produce ácido sulfúrico. Por lo general, el gas pobre será aire atmosférico con CS2 + H2S ≤ 2% en volumen.
El gas pobre (1) se divide en dos partes, de las cuales aproximadamente 1/3 se envía a la cámara de combustión térmica (6) a través de la línea (3), donde se quema junto con el gas combustible (7) que se necesita para mantener una temperatura suficientemente alta en la cámara de combustión. El oxígeno necesario para la combustión está contenido en el gas pobre. Además de eso, se puede alimentar azufre fundido (8) a la cámara de combustión para impulsar la producción de ácido y la entrada de calor a la cámara de combustión. Los 2/3 restantes del gas pobre (4) se derivan de la cámara de combustión y se usan para el enfriamiento rápido de los gases de combustión de la cámara de combustión (11) que luego se alimentan al convertidor de SO2 (12). El CS2 y H2S contenido en el gas pobre derivado se oxida a SO2 , CO2 y H2O en un primer lecho catalítico adiabático (13) activo para la oxidación completa de H2S y CS2. El calor de oxidación del H2S y CS2 normalmente aumentará la temperatura del gas de proceso entre 80 y 150 °C.
El gas de proceso que contiene SO2 entra ahora en el primer lecho de oxidación de SO2 adiabático (14) que está cargado con catalizador de ácido sulfúrico activo para la oxidación de SO2 a SO3. En el primer lecho convertidor de SO2 , la mayoría del SO2 se oxida a SO3 , lo que aumenta la temperatura del gas de proceso a la cual la mayor conversión posible de SO2 está por debajo de los requisitos de emisión y, por lo tanto, se requiere una etapa de enfriamiento y otra etapa de conversión. En el enfriador (15) entre lechos, el gas de proceso parcialmente convertido se enfría a la temperatura de entrada óptima del segundo lecho convertidor de SO2 , donde se lleva a cabo la conversión de SO2 final, llevando la conversión total de SO2 al intervalo de 98-99,5 %. A continuación, el gas de proceso se enfría en el enfriador (17) de gas de proceso antes de enviarlo al condensador WSA (19). En el enfriador de gas de proceso, el SO3 se hace reaccionar parcialmente con H2O para formar H2SO4 gaseoso. En el condensador WSA, el gas de proceso se enfría a unos 100°C, se completa la hidratación de SO3 a H2SO4 , y se condensa H2SO4 para formar H2SO4 líquido concentrado que sale del condensador WSA por la línea (40). El gas limpio sale del condensador WSA a través de la línea (20). El gas limpio puede enviarse para eliminación adicional de SO2 , por ejemplo, en un depurador cáustico o de peróxido o un filtro de neblina ácida (no mostrado en la Fig. 1) antes de añadir aire caliente a través de la línea (37) y el gas se envía a la chimenea a través de la línea (21).
El medio de enfriamiento para el condensador WSA es aire ambiente (31) comprimido en el soplante de aire de enfriamiento (33) y enviado al condensador WSA a través de la línea (34), saliendo del condensador WSA a través de la línea (35).
Para una planta de este tipo, la recuperación de calor es de gran importancia. Para ahorrar gas combustible y reducir el tamaño de la cámara de combustión, solo una fracción del gas pobre se quema térmicamente, quemándose la mayor parte del gas pobre catalíticamente en el primer lecho de catalizador (13). La alternativa sería que todo el gas pobre fuera a la cámara de combustión, lo que aumentaría significativamente el consumo de gas combustible y el tamaño de la cámara de combustión, lo cual requeriría una caldera de calor residual para enfriar el gas de proceso hasta la temperatura de entrada del convertidor de SO2. El calor liberado en la cámara de combustión y los lechos del convertidor catalítico es modesto e insuficiente para producir cantidades suficientes de vapor saturado a alta presión requerido en el enfriador entre lechos y, por tanto, se necesitará un sistema de gestión térmica bastante complejo para maximizar la producción de vapor saturado a la caldera entre lechos.
Se envía agua desmineralizada (50) al desaireador (51) donde se elimina el oxígeno usando vapor a baja presión (52) El agua de alimentación de la caldera desaireado sale del desaireador a través de la línea (56) y la presión es aumentada por la bomba (57) del agua de alimentación de la caldera. A continuación, el agua de alimentación de la caldera (58) se precalienta en el precalentador (59) de agua de alimentación de caldera antes de que vaya al colector de vapor (62) a través de la línea (61). Una pequeña parte del agua de alimentación de la caldera se utiliza para el enfriamiento rápido del vapor de exportación (75). El colector de vapor de alta presión está conectado a dos calderas, a saber, el enfriador (17) de gas de proceso y el generador de vapor (80). El vapor saturado sale del colector de vapor a través de la línea (72) y se recalienta en el enfriador (15) entre lechos. El vapor recalentado se envía luego al generador de vapor (80) a través de la línea (73), donde se desrecalienta, mientras que en el generador de vapor se produce vapor saturado. Una parte del vapor desrecalentado se envía al precalentador (59) de agua de alimentación de la caldera (BFW) donde el vapor se condensa y el calor se utiliza para precalentar el agua de alimentación de la caldera. El condensado de vapor sale del precalentador BFW a través de la línea (77) y regresa al desaireador (51). El vapor restante parcialmente recalentado (75) se estrangula a la presión de vapor de exportación deseada y se enfría rápidamente hasta casi la saturación usando agua de alimentación de la caldera desde la línea (63) y se envía al límite de la batería como vapor de exportación a través de la línea (64).
El sistema de gestión de calor integrado y altamente eficiente descrito es necesario para proporcionar suficiente vapor saturado al enfriador entre lechos, de modo que el gas de proceso pueda enfriarse a la temperatura de entrada óptima al segundo lecho del catalizador de conversión de SO2. Los intercambiadores de calor están estrechamente vinculados y tienen una ventana operativa bastante estrecha en la que el balance de energía está a favor de producir cantidades suficientes o excedentes de vapor saturado.
Descripción de una planta WSA para el tratamiento de gas residual de viscosa usando la presente invención
En la Fig. 2 se muestra una planta de ácido sulfúrico de gas húmedo (WSA) que usa la presente invención configurada para el tratamiento de un gas pobre que contiene CS2 y H2S procedente de una planta de producción de fibra de viscosa.
Con respecto a la combustión térmica, la derivación de gas pobre, oxidación catalítica de H2S y CS2, SO2 y H2SO4 condensación, el diseño del gas de proceso de la presente invención es muy similar a la distribución tradicional descrita anteriormente.
La diferencia entre el diseño tradicional de la planta WSA y el nuevo el diseño según la invención está dentro de la gestión térmica de la planta.
En el nuevo diseño, el agua desmineralizada (50) se envía al desaireador (51) donde se extrae el oxígeno utilizando vapor a baja presión (53). El agua de alimentación de la caldera desaireada sale del desaireador a través de la tubería (56), y la bomba (57) de agua de alimentación de la caldera aumenta la presión. El agua de alimentación de la caldera se envía al colector de vapor (62) a través de la línea (58). El colector de vapor está conectado a dos calderas, a saber, el enfriador (17) de gases de proceso y el enfriador (19) entre lechos que, en este diseño, está configurado como una caldera y no como un recalentador de vapor como en el diseño tradicional. El vapor saturado del colector de vapor (83) se puede estrangular opcionalmente antes de que se envíe al límite de la batería como vapor de exportación a través de la línea (64).
La tarea principal del enfriador entre lechos es controlar la temperatura del gas de proceso al lecho catalítico aguas abajo y, con una caldera instalada, la temperatura del gas de proceso se controla conduciendo una fracción del gas de proceso caliente alrededor de la caldera a través de la línea (85).
Sin embargo, dado que la diferencia de temperatura entre el gas de proceso que pasa a través de la caldera (19) y el gas derivado (85) puede ser muy grande, el rendimiento del segundo lecho convertidor de SO2 aguas abajo disminuirá si la estratificación de la temperatura se vuelve demasiado grande, aunque la temperatura promedio sea adecuada. Esto se debe a que por un lado el catalizador utilizado para la oxidación de SO2 pierde actividad a medida que se reduce la temperatura y, por otro lado, la conversión se verá limitada por las restricciones de equilibrio si la temperatura es demasiado alta. Para evitar esto, se requiere una disposición de mezcla para mezclar el gas de proceso frío procedente de la caldera con el gas de proceso caliente derivado.
En el nuevo diseño del proceso, el enfriador entre lechos es un generador de vapor (caldera), que puede ser del tipo pirotubular o acuotubular. La caldera pirotubular normalmente tendrá que colocarse fuera de la carcasa del convertidor de SO2 , con un mayor riesgo de crear puntos fríos y, en consecuencia, condensación y corrosión por ácido sulfúrico. Debido a la gruesa carcasa de una caldera pirotubular, esta opción de caldera se considera antieconómica.
Una caldera acuotubular dentro de la carcasa del convertidor de SO2 es la solución preferida porque los tubos pueden orientarse en cualquier posición, desde horizontal a vertical, y además los tubos pueden estar desnudos o provistos de aletas.
Se prefiere usar la misma presión de caldera en el enfriador entre lechos que en el enfriador de gas de proceso, ya que esto permite compartir el mismo colector de vapor y simplifica el diseño de la planta. Circunstancias especiales pueden favorecer el uso de diferentes presiones de vapor en los dos intercambiadores de calor, pero esto requerirá dos colectores de vapor o la conexión a un circuito de vapor fuera de los límites.
La invención se describe adicionalmente en los ejemplos que siguen.
Ejemplo 1
En este ejemplo, se tratan 30000 Nm3/h de gas residual de viscosa que contiene 0,38 % en volumen de CS2 , 0,36 % en volumen H2S y el resto aire ambiente, en una planta WSA como se muestra en las Figs. 1 y 2, respectivamente. Además, se incineran 400 kg/h de azufre fundido (7) para impulsar la producción de ácido sulfúrico y añadir calor suplementario para la cámara de combustión térmica, y se utilizan 80 kg/h de vapor a baja presión (54) para atomizar el azufre fundido. Se añade gas natural (8) a la cámara de combustión térmica para alcanzar una temperatura de 850°C en la cámara de combustión térmica (6). El gas de proceso resultante contiene 2-3 %vol de SO2 después de la oxidación catalítica de CS2 y H2S.
En este ejemplo, la temperatura del punto de rocío del ácido sulfúrico en la corriente de gas de proceso (18) en la entrada del condensador WSA (19) es de solo 238 °C. Por tanto, la temperatura de entrada al condensador WSA y también la temperatura del vapor saturado en el sistema de vapor se ha reducido a 270 °C y 255 °C, en comparación con los valores máximos de 290 °C y 263 °C, respectivamente. Esto proporciona un margen mínimo de 17 °C para el punto de rocío del ácido sulfúrico en el enfriador (15) entre lechos/caldera entre lechos (19) y el enfriador (17) de gas de proceso y una aproximación de temperatura de 15 °C en el extremo frío del enfriador (17) de gas de proceso. La presión de vapor correspondiente a una temperatura de vapor saturado de 255 °C es de 4647,5 kPa (42,2 barg).
La razón para reducir la presión del vapor y la temperatura de entrada al condensador WSA en este ejemplo es maximizar la producción de vapor y reducir el costo del sistema de vapor proporcionando una presión de diseño más baja.
La Tabla 1 a continuación muestra la diferencia en el número de intercambiadores de calor en el sistema de recuperación de calor utilizado para controlar las temperaturas de proceso en la planta. Como puede verse, el número de intercambiadores se reduce de cuatro en el esquema tradicional a solo dos en el sistema de recuperación de calor mejorado. Además de eso, el área de intercambio de calor en el enfriador entre lechos se reduce de 43 m2 en el trazado tradicional (caso A) a 8,5 m2 en el nuevo diseño (caso B). Esta reducción en el área de intercambio de calor se debe en parte a la mejora en el coeficiente de transferencia de calor general, ya que el agua hirviendo con un coeficiente de transferencia de calor casi infinito reemplaza a un coeficiente de transferencia de calor por convección más bajo del vapor saturado/recalentado. Además, las mayores diferencias de temperatura en la caldera en comparación con el recalentador de vapor reducen el área de transferencia de calor requerida. Adicionalmente, habrá un mayor ahorro de costos, ya que la caldera generalmente está hecha de acero al carbono, mientras que el recalentador de vapor está hecho de un acero aleado más costoso.
Además de la reducción del número de piezas del equipo y del área del intercambiador de calor, el nuevo diseño es mucho más simple en términos de control de procesos.
La caldera entre lechos funciona ahora independientemente del funcionamiento de la planta, es decir, el rendimiento del intercambiador de calor no depende de una producción suficiente de vapor saturado para enfriar el gas de proceso.
Esto también tiene el beneficio de que las puestas en marcha se pueden realizar de manera más rápida y fluida, y la operación de la planta será mucho más robusta ante cambios en las condiciones de operación. Como ejemplo, el diseño tradicional depende de un cierto calor de reacción en los lechos catalíticos para producir una cantidad suficiente de vapor saturado para el enfriador entre lechos, y esta restricción no existe con la nueva solución de caldera entre lechos. Si se produce un aumento en la demanda de refrigeración en el enfriador entre lechos, por ejemplo, por un aumento de temperatura fuera del primer lecho catalítico (14), entonces el aumento en la capacidad de enfriamiento en el enfriador (15) entre lechos debe esperar la producción de vapor saturado en el enfriador (17) de gas de proceso y el generador de vapor (80). A diferencia del control de proceso simple en el diseño mejorado, existe un grado muy alto de integración de calor en el diseño tradicional porque el vapor recalentado y saturado se utiliza para la producción de vapor y el precalentamiento del agua de alimentación de la caldera, respectivamente, para proporcionar un flujo de vapor suficiente al enfriador (15) entre lechos. Entonces, debido a que el precalentador BFW (59), el generador de vapor (80) y el enfriador (15) entre lechos son todos interdependientes, cualquier perturbación que ocurra en uno de estos intercambiadores de calor afectará la operación de toda la planta.
Se mantiene el conocido alto grado de recuperación de calor de la planta, con la diferencia de que en el nuevo diseño sólo se produce vapor saturado, mientras que en el diseño tradicional era posible cierto grado de recalentamiento. Si se desea exportar vapor recalentado, se puede incluir e instalar un recalentador de vapor dedicado en cualquier lugar entre la salida de la cámara de combustión y la salida del lecho de catalizador de SO2 final.
La siguiente tabla ilustra una comparación entre una planta de ácido sulfúrico con gestión térmica tradicional (caso A) y una planta de ácido sulfúrico con el nuevo esquema de gestión térmica simple según la invención, es decir, utilizando una caldera entre lechos (caso B).
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En la tabla se ve que el nuevo diseño ha reducido la cantidad de intercambiadores de calor de 4 a 2 y ha reducido significativamente el tamaño y el costo del enfriador entre lechos. En el diseño tradicional, el 48 % de la carga adicional se transfiere internamente para enfriar el gas de proceso, mientras que en el nuevo diseño no se necesita transferencia/reciclado interno de calor para poder lograr el enfriamiento deseado del gas de proceso.
Ejemplo 2
En la Fig. 3 se muestra otro ejemplo de la aplicación de la presente invención. En este ejemplo, una planta WSA está configurada para la regeneración de 100 MTPD de ácido sulfúrico gastado (101) que contiene aproximadamente un 90 % en peso de H2SO4, 4 % en peso de H2O, 0,3 % en peso de SO2 y 5,7% en peso de hidrocarburos que contienen azufre. El ácido gastado (101) se atomiza en la cámara de combustión térmica (6) mediante el uso de aire de atomización (102), y el aporte de calor necesario para mantener una temperatura de la cámara de combustión de ~1 000 °C se obtiene quemando gas combustible. El aire de combustión caliente se suministra a través de la línea (141). En la cámara de combustión térmica (6), el ácido gastado se descompone en SO2 , H2O y CO2. El gas de proceso (116) procedente de la cámara de combustión se envía a la caldera (110) de calor residual, donde se enfría el gas de proceso. En otra etapa de enfriamiento, el gas de proceso se enfría en el precalentador de aire (111). A continuación, el gas de proceso entra en el precipitador electrostático (112) donde se separa el polvo, proveniente principalmente de los productos de corrosión del proceso de alquilación aguas arriba.
Opcionalmente, si es necesario reducir las emisiones de NOx, se instalará un reactor SCR (113) y luego se agregará una pequeña cantidad de amoníaco al gas de proceso a través de la línea (145). Con el fin de asegurar suficiente oxígeno para la conversión de SO2 a SO3 en el convertidor de SO2 (12) y para reducir el punto de rocío del ácido sulfúrico del gas de proceso, se añade aire de dilución precalentado al gas de proceso a través de la línea (146). El gas de proceso diluido (122) entra seguidamente en el convertidor de SO2 (12), que en este caso está configurado con tres lechos catalíticos adiabáticos (13, 14 y 124) que contienen un catalizador activo de ácido sulfúrico para la oxidación de SO2 a SO3. En el primer lecho (13), tiene lugar la oxidación de la mayoría del SO2 , aumentando la temperatura del gas de proceso fuera del lecho del catalizador a 500-550°C. En el primer enfriador (19) entre lechos, el gas de proceso parcialmente convertido se enfría antes de enviarse al segundo lecho (14) para su posterior conversión. El gas de proceso convertido posteriormente se envía al segundo enfriador (123) entre lechos, donde el gas de proceso se enfría a la temperatura de entrada del tercer lecho (124). La conversión final de SO2 asegura una conversión total de SO2 de aproximadamente 99-99,7%. A continuación, el gas de proceso se enfría en el enfriador (17) de gas de proceso. El gas de proceso convertido (18) se envía luego al condensador WSA (19) para su posterior enfriamiento a aproximadamente 100°C, hidratación de SO3 a H2SO4 y condensación del H2SO4. El medio de refrigeración para el condensador WSA es aire ambiente que se comprime en el soplante de aire de refrigeración (33). Una fracción (138) del aire caliente (35) del condensador WSA se comprime aún más en el soplante de aire caliente (139) y se utiliza como aire de combustión (141) en la cámara de combustión (6) y como aire de dilución (142). El aire caliente restante se puede utilizar para el precalentamiento del agua de alimentación de la caldera en (159) y/o como adición al gas limpio procedente del condensador WSA, que opcionalmente puede haber sido sometido a una limpieza adicional, por ejemplo, un depurador cáustico o de peróxido de hidrógeno y/o un filtro de neblina (no mostrado en la Fig. 3).
El enfriamiento de los gases de proceso que tiene lugar en la caldera (110) de calor residual, el primer y segundo enfriadores (19 y 123) entre lechos y el enfriador (17) de gas de proceso se lleva a cabo mediante calderas de vapor, preferiblemente calderas acuotubulares. El primer y el segundo enfriadores entre lechos deben configurarse con una derivación de gas de proceso caliente (85, 185) y un mezclador aguas abajo (no se muestra) para garantizar una temperatura de entrada óptima y uniforme para los lechos catalíticos aguas abajo. Todas las calderas están conectadas al colector de vapor (62) a través de subidas y bajadas (70/71,81/82, 114/115 y 181/182). Finalmente, el vapor de exportación saturado se extrae del colector de vapor a través de la línea (64). En caso de que se requiera recalentar la exportación de vapor, puede configurarse uno de los dos enfriadores entre lechos como un recalentador de vapor similar al diseño que se muestra en la Fig. 1. De forma alternativa, el recalentador de vapor puede disponerse en cualquier lugar entre la salida de la caldera (110) de calor residual y la entrada al convertidor de SO2 (12).
En este ejemplo, la temperatura del punto de rocío del ácido sulfúrico en la corriente de gas de proceso (18) a la entrada del condensador WSA (19) es de 263 °C debido a un alto contenido de vapor de agua y SO3. Por tanto, la temperatura de entrada al condensador WSA y también la temperatura del vapor saturado en el sistema de vapor se seleccionan como valores máximos de 290 °C y 263 °C, respectivamente. Esto proporciona un margen mínimo de 12 °C para el punto de rocío del ácido sulfúrico en las calderas (19, 123) entre lechos y el enfriador (17) de gas de proceso y una aproximación de temperatura de 15 °C en el extremo frío del enfriador (17) de gas de proceso.
En el diseño tradicional, los enfriadores entre lechos son recalentadores de vapor que utilizan el vapor saturado producido en la caldera (110) de calor residual y el enfriador (17) de proceso final. Aunque la producción de vapor saturado es mayor que en el caso del gas residual de viscosa (Ejemplo 1), la producción no es lo suficientemente alta como para asegurar un control simple de los dos enfriadores entre lechos. Tradicionalmente, el vapor saturado pasa primero a través del segundo enfriador entre lechos para el primer recalentamiento y luego al primer enfriador entre lechos para el recalentamiento final, estando cada enfriador equipado con un sistema de derivación para controlar la temperatura del gas de proceso. Entre los dos enfriadores entre lechos es necesario añadir un desrecalentador de vapor para permitir el enfriamiento suficiente del gas de proceso en el primer enfriador entre lechos. El desrecalentador suele ser una caldera compacta que produce vapor saturado para el circuito de refrigeración de vapor. También se puede requerir que el vapor recalentado que sale del primer enfriador entre lechos pase a través de un desrecalentador para producir más vapor saturado para el sistema de enfriamiento de vapor. En el diseño tradicional, la transferencia interna de calor es de solo el 5% del trabajo total (véase la Tabla 1 en el Ejemplo 1 para una explicación), que de nuevo se reduce al 0% en el nuevo diseño de la invención.
El sistema tradicional de enfriamiento por vapor tiene una recuperación de calor muy alta, pero también una interdependencia entre los intercambiadores de calor. Como los enfriadores entre lechos necesitan vapor saturado para funcionar, la puesta en marcha de la planta puede ser larga debido a que la producción de vapor saturado debe compensar las necesidades de enfriamiento en los enfriadores entre lechos.
Esta complejidad e interdependencia se elimina mediante la introducción de calderas como enfriadores entre lechos: el control de la temperatura del gas de proceso en el segundo y tercer lecho de catalizador es sencillo, ya que el gas de proceso se deriva y el enfriamiento no depende de la producción de vapor en otros intercambiadores de calor. Esto también permite una puesta en marcha mucho más rápida de la planta.
Como en el Ejemplo 1, el nuevo diseño permite la misma alta recuperación de calor que el diseño tradicional con el uso de menos intercambiadores de calor. Los enfriadores entre lechos requerirán menos área de transferencia de calor y el material de construcción será acero al carbono a diferencia de los aceros de mayor aleación empleados para los intercambiadores de calor tradicionales.
Ejemplo 3
En la Fig. 4 se muestra otro ejemplo de la aplicación de la presente invención. En este ejemplo, se configura una planta WSA para el tratamiento de un gas ácido. Un gas ácido que contiene 30 % en volumen H2S, 0,4 % en volumen CO, 0,1 % en volumen H2 , 700 ppmv COS y el resto CO2 se envía a la cámara de combustión térmica (6) a través de la línea (105). En la cámara de combustión térmica, el gas ácido se oxida a SO2 , CO2 y H2O. El oxígeno necesario para la combustión y oxidación de SO2 se envía a la cámara de combustión como aire caliente a través de la línea (141). El gas de proceso de la cámara de combustión entra en la caldera (110) de calor residual a través de la línea (116). En la caldera de calor residual, el gas de proceso se enfría hasta la temperatura de entrada del convertidor de SO2. Dependiendo de los requerimientos de emisiones de NOx, el gas de proceso puede entonces estar sujeto a una reducción de NOx en el reactor SCR (113), y el amoníaco requerido para la reacción SCR se añade al gas de proceso a través de la línea (165). El gas de proceso (122) que contiene SO2 entra seguidamente al convertidor de SO2 (12) que, como en el ejemplo 2, está configurado con tres lechos de catalizadores adiabáticos con enfriamiento entre lechos llevado a cabo por el primer y el segundo enfriador (19, 123) entre lechos. En el enfriador (17) de gas de proceso, el gas de proceso se enfría hasta 290°C y el SO3 se hidrata parcialmente a H2SO4. A continuación, el gas de proceso convertido (18) se envía al condensador WSA para que un enfriamiento adicional hasta aproximadamente 100 °C, hidratación de SO3 a H2SO4 y condensación de H2SO4 concentrado. El medio de enfriamiento para el condensador WSA es aire ambiente que se comprime en el soplante de aire de refrigeración (33). Una fracción (138) del aire caliente (35) del condensador WSA se comprime aún más en el soplante de aire caliente (139) y se usa como aire de combustión (141) en la cámara de combustión (6). El aire caliente restante se puede utilizar para el precalentamiento del agua de alimentación de la caldera en (159) y/o como adición al gas limpio del condensador WSA, que opcionalmente puede haber sido sometido a una limpieza adicional, por ejemplo, un depurador cáustico o de peróxido de hidrógeno y/o un filtro de neblina (no mostrado en la Fig. 4).
El enfriamiento del gas de proceso que tiene lugar en la caldera (110) de calor residual, el primer y el segundo enfriador (19 y 123) entre lechos y el enfriador (17) de gas de proceso se consigue mediante calderas de vapor, preferiblemente una caldera pirotubular para la caldera de calor residual y calderas acuotubulares para el enfriador entre lechos y el enfriador de gas de proceso. El primer y el segundo enfriador entre lechos deben configurarse con una derivación de gas de proceso caliente (85, 185) y un mezclador aguas abajo (no se muestra) para garantizar una temperatura de entrada óptima y uniforme a los lechos catalíticos aguas abajo. Todas las calderas están conectadas al colector de vapor (62) a través de subidas y bajadas (70/71,81/82, 114/115 y 181/182). En caso de que se requiera recalentar la exportación de vapor, uno de los dos enfriadores entre lechos se puede configurar como un recalentador de vapor similar al diseño que se muestra en la Fig. 1. De forma alternativa, se puede instalar un recalentador de vapor dedicado entre la caldera (110) de calor residual y el convertidor de SO2 (12).
En este ejemplo, la temperatura del punto de rocío del ácido sulfúrico en la corriente de gas de proceso (18) a la entrada del condensador WSA (19) es de 260 °C debido a un alto contenido de vapor de agua y SO3. La temperatura de entrada al condensador WSA y también la temperatura del vapor saturado en el sistema de vapor se seleccionan como 290 °C y 260 °C, respectivamente. Esto proporciona un margen mínimo de 15 °C para el punto de rocío del ácido sulfúrico en las calderas (19, 123) entre lechos y el enfriador (17) de gas de proceso y una aproximación de temperatura de 15 °C en el extremo frío del enfriador (17) de gas de proceso.
En este diseño específico, la producción de vapor saturado en la caldera (110) de calor residual y el enfriador (17) de gas de proceso es suficiente para un diseño simple de los enfriadores entre lechos con vapor saturado o recalentado en el lado frío de los intercambiadores de calor, y por tanto la complejidad e interdependencia es menor en el diseño tradicional.
Sin embargo, en la nueva disposición según la invención, el tamaño y el coste de los enfriadores entre lechos seguirán siendo significativamente reducidos, y la puesta en marcha de la planta con la nueva disposición será aún más rápida.

Claims (10)

REIVINDICACIONES
1. Un método para el enfriamiento de gas de proceso entre capas o lechos catalíticos en una planta de ácido sulfúrico de gas húmedo, donde se produce ácido sulfúrico a partir de gases de alimentación que contienen componentes sulfurosos como SO2 , H2S, CS2 y COS o alimentaciones líquidas como azufre fundido o ácido sulfúrico gastado, donde se utilizan una o más calderas para enfriar el gas de proceso entre los lechos catalíticos en el convertidor de SO2 de la planta.
2. Procedimiento según la reivindicación 1, donde las calderas son calderas acuotubulares.
3. Procedimiento según la reivindicación 2, donde la orientación de las calderas acuotubulares es aproximadamente horizontal.
4. Método según la reivindicación 3, donde los tubos de la caldera acuotubular están desnudos, provistos con aletas o tienen una combinación de tubos con aletas y desnudos en el banco de tubos.
5. Método según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 4, donde el gas de proceso se origina a partir de la combustión de al menos una corriente de alimentación de ácido sulfúrico gastado.
6. Método según cualquiera de las reivindicaciones 1-3, donde al menos una de las corrientes de alimentación a la planta es un gas que contiene CS2 y H2S procedente de una planta de producción de fibras de viscosa.
7. Método según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 5, donde la caldera acuotubular está provista de una derivación lateral del gas de proceso para poder controlar la temperatura de entrada al lecho de catalizador aguas abajo.
8. Método según la reivindicación 7, donde la derivación es interna o externa.
9. Método según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 8, donde la temperatura de entrada al lecho de catalizador aguas abajo se controla mediante el uso de un mezclador para igualar las diferencias de temperatura.
10. Método según cualquiera de las reivindicaciones anteriores, donde la caldera acuotubular está situada dentro de la carcasa del convertidor de SO2.
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