"硫酸の調製方法であって:過剰な酸素を含む乾燥ガス中で硫黄元素を燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と;前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、SO3を含有する転化ガスに転化する工程と;前記転化ガスを、第1の吸収熱回収ゾーンにおいて、硫酸を含む第1の吸収液体と接触させることによって、硫酸を前記転化ガスから前記第1の吸収液体へと移す工程と;前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記第1の吸収ゾーンに入る前記ガスにおける全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり約0.55~約0.98モルまで増加させるのに十分な割合で、前記ガス流の方向に対して前記第1の吸収ゾーンの上流の前記転化ガス中に水蒸気を導入することにより、前記第1の吸収ゾーンに入る前記転化ガスの温度が、約290°C~約340°Cであるとともにその露点を少なくとも約40°C上回り、前記硫黄酸化物担持ガス流中に導入される水蒸気の割合、前記吸収ゾーンに導入される前記吸収液体における前記硫酸の強度および温度、ならびに前記吸収ゾーンにおけるL/G比は、SO3に対する硫酸蒸気のモル比が、吸収ゾーン内の、そのガス入口とガス出口との中間にある位置で、最大値で少なくとも約1.2に達するようになる工程と;前記吸収液体を、前記第1の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および/または前記第1の吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、前記間接式熱交換器においてボイラー給水へと伝達されることによって、前記第1の吸収ゾーンにおいて前記第1の吸収液体へのSO3の吸収によって生成される硫酸のトン当たり少なくとも0.4メガパスカル4バールの圧力で、少なくとも0.55トンの蒸気を生成する工程と;前記吸収液体濃度と前記共沸混合物との差が、前記第1の吸収ゾーン全体にわたって、約-0.2重量以上または約1.0重量超となるよう、前記吸収液体の前記硫酸濃度を制御する工程と;前記第1の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第2の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第2の吸収液体と接触させる工程であって、前記第2の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのSO3が、前記第2の吸収液体において硫酸として回収され、前記第1の吸収ゾーンを出る前記酸流の濃度および温度ならびに前記第1の吸収ゾーンに入る前記転化ガス流の温度および露点が、前記第2の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、20g/Nm3以下の硫酸ミストを含有すべく制御できるようにするようなものであり、前記第2の吸収ゾーンに入る前記ガス流および前記第2の吸収ゾーンに入る前記第2の吸収液体流の相対流量が、前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第2の吸収液相の局所バルク温度との差が、前記第2の吸収ゾーンの前記液体入口または液体出口の両方において約15°C~約35°Cであるようなものである工程と;前記第2の吸収ゾーンを出るガス流を、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり少なくとも300Nm3/時の速度でミストエリミネータシステムに通す工程であって、前記ミストエリミネータシステムを出る前記ガスが、0.1g/Nm3未満の酸ミストを含有する工程とを含む方法。硫酸の調製方法であって:過剰な酸素を含む乾燥ガス中で硫黄を燃焼させて、二酸化硫黄と、酸素と、SO2のモル当たり0.005モル以下の水蒸気とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と;前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、SO3のモル当たり0.005モル以下の水蒸気を含有する転化ガスに転化する工程と;前記転化ガスを、第1の熱回収吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む吸収液体と接触させることによって、硫酸を前記転化ガスから前記吸収液体へと移す工程と;前記ガスにおける当量の水蒸気含量を、前記第1の吸収ゾーン中に前記ガス流が入る前に全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり少なくとも約0.55モルまで増加させるのに十分な割合で、ガス流の方向に対して前記第1の吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に水蒸気を導入する工程と;前記吸収液体を、前記第1の吸収ゾーンと間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および/または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、伝熱流体に伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも150°Cまで加熱する工程とを含む方法。前記硫黄酸化物担持ガス流が、二酸化硫黄と、酸素と、SO2のモル当たり0.002モル以下の水蒸気とを含む燃焼ガスを含む、請求項2に記載の方法。酸素含有ガスが、乾燥剤と接触されて、乾燥された酸素含有ガスが得られ;硫黄および前記乾燥された酸素含有ガスが、前記燃焼ゾーンに導入される、請求項3に記載の方法。前記当量の水蒸気含量を、前記第1の吸収ゾーンに入る前記ガスにおける全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり少なくとも約0.55モルまで増加させるのに十分な割合で、前記転化ガス中に水蒸気が導入される、請求項2~4のいずれか一項に記載の方法。前記転化ガスが、前記水蒸気噴射ゾーンと前記第1の吸収ゾーンとの間で前記硫黄酸化物担持ガス流のいかなる成分の途中の凝縮もなく、前記第1の吸収ゾーンに導入される、請求項2~5のいずれか一項に記載の方法。前記転化ガスが、前記水蒸気噴射ゾーンと前記第1の吸収ゾーンとの間で、前記転化ガスからの熱を途中で除去することなく、前記第1の吸収ゾーンに導入される、請求項6に記載の方法。前記第1の吸収ゾーンに入る当量の三酸化硫黄に対する前記第1の吸収ゾーンに入る前記吸収液体の質量流量比が、約30~約50である、請求項2~7のいずれか一項に記載の方法。三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および/または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、前記第1の吸収ゾーンに入る当量のSO3のキログラム当たり少なくとも約1160KJ当量のSO3のポンド当たり500Btuの量で伝熱流体に伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも150°Cまで加熱する、請求項2~8のいずれか一項に記載の方法。三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および/または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、前記第1の吸収ゾーンに入る当量のSO3のキログラム当たり少なくとも約1220KJ、少なくとも約1270KJまたは少なくとも約1330KJ当量のSO3のポンド当たり、525Btu、少なくとも約550Btu、または少なくとも約575Btuの量で伝熱流体に伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも150°Cまで加熱する、請求項9に記載の方法。熱が前記吸収酸から伝達されて前記熱交換器における少なくとも0.3メガパスカル3バールゲージの圧力で蒸気を生成し、生成される蒸気の量が、前記第1の吸収ゾーンに入る前記SO3から生成される硫酸のトン当たり少なくとも0.45トンである、請求項9または10に記載の方法。生成される蒸気の量が、前記第1の吸収ゾーンに入る前記SO3から生成される硫酸のトン当たり少なくとも約0.55トンである、請求項11に記載の方法。前記蒸気が、少なくとも約0.07メガパスカル0.7バールの圧力で生成される、請求項10または11に記載の方法。前記第1の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第2の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第2の吸収液体と接触させる工程であって、前記第2の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのSO3が、前記第2の吸収液体において硫酸として回収される工程をさらに含み、前記第1の吸収ゾーンを出る前記酸流の濃度および温度ならびに前記第1の吸収ゾーンに入る前記転化ガス流の温度および露点が、前記第2の吸収ゾーンを出る前記ガス流が20g/Nm3以下の硫酸ミストを含有すべく制御できるようにするようなものである、請求項2~13のいずれか一項に記載の方法。前記第1の吸収ゾーンの実質的に全体にわたる前記第1の吸収液体の濃度が、約99.1重量~約99.3重量のH2SO4である、請求項2~14のいずれか一項に記載の方法。前記第2の吸収ゾーンを出る前記ガス流が、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり少なくとも300Nm3/時の速度でミストエリミネータシステムに通され、前記ミストエリミネータシステムを出る前記ガスが、0.1g/Nm3未満の酸ミストを含有する、請求項14に記載の方法。ミスト制御要素を通る線速度が、少なくとも約200m/時である、請求項16に記載の方法。前記ミスト制御要素を通る前記ガスの線速度が、約200~約650m/時である、請求項16または17に記載の方法。三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および/または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ面積の平方メートル当たり少なくとも約19ジュール/秒平方フィート当たり25,000Btu/時の量で伝熱流体に伝達される、請求項2~18のいずれか一項に記載の方法。前記第1の吸収ゾーンの実質的に全体にわたる前記第1の吸収液体の濃度が、約99.3重量~約99.7重量のH2SO4である、請求項2~19のいずれか一項に記載の方法。前記第2の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約340~約500Nm3/時の速度でミストエリミネータシステムに通される、請求項14~20のいずれか一項に記載の方法。前記転化ガスの温度を約270°C~約330°Cまで上昇させるのに十分な割合で前記転化ガス中に水蒸気が導入され;前記転化ガスが、約270°C~330°Cの温度で前記熱回収吸収ゾーンに導入される、請求項2~21のいずれか一項に記載の方法。前記転化ガスが、約290°C~約330°Cの温度で前記熱回収ゾーンに導入される、請求項22に記載の方法。前記転化ガスの温度を約270°C~約320°Cまたは約280°C~約320°Cまで上昇させるのに十分な割合で前記転化ガス中に水蒸気が導入される、請求項22に記載の方法。前記転化ガスの温度を少なくとも約300°Cまで上昇させるのに十分な割合で前記転化ガス中に水蒸気が導入される、請求項22に記載の方法。前記吸収液体が、前記吸収ゾーンと、主要な間接式熱交換器および補助的な間接式熱交換器の両方との間で循環され、前記熱交換器のそれぞれにおいて、三酸化硫黄と水との反応、硫酸の凝縮、および/または前記吸収液体中への三酸化硫黄の吸収によって生成される熱が、前記循環する吸収液体から伝達され、熱が、前記主要な熱交換器において主要な伝熱流体へと伝達されることによって、前記主要な伝熱流体を少なくとも150°Cまで加熱し、熱が前記補助的な熱交換器において水流へと伝達されることによって、前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス流中に噴射するための前記水蒸気を生成する、請求項2~25のいずれか一項に記載の方法。前記主要な熱交換器および補助的な熱交換器が、前記循環する吸収液体の流れに対して直列している、請求項26に記載の方法。前記主要な熱交換器を出る酸が、第1の吸収液体と第2の熱回収液体とを提供すべく分けられ、前記第1の吸収液体が、前記第1の吸収ゾーンに導入されてそこでそれが前記転化ガスと接触し、前記第2の熱回収液体が、前記補助的な熱交換器に通されてそこでそれが冷却され、前記第1の吸収ゾーンを出る前記ガス流が、第2の吸収ゾーンに導入されてそこでそれが前記冷却された第2の熱回収液体を含む第2の吸収液体と接触される、請求項27に記載の方法。前記第1の吸収ゾーンが、前記熱回収吸収ゾーンを含む、請求項28に記載の方法。前記循環する液体が、主要な循環酸流と、補助的な循環酸流とに分けられ、前記主要な循環酸流が、前記主要な熱交換器に通され、前記補助的な循環酸流が、前記補助的な熱交換器に通される、請求項26に記載の方法。前記硫黄酸化物担持ガス流中に導入される水蒸気の割合、前記吸収ゾーンに導入される前記吸収液体における前記硫酸の強度および温度、ならびに前記吸収ゾーンにおけるL/G比は、SO3に対する硫酸蒸気のモル比が、前記吸収ゾーン内の、そのガス入口とガス出口との中間にある位置で、最大値で少なくとも約1.2に達するようなものである、請求項2~30のいずれか一項に記載の方法。SO3に対する硫酸蒸気の前記モル比が、前記吸収ゾーン内の前記ガス入口およびガス出口の中間の位置で、最大値で少なくとも約1.5に達する、請求項31に記載の方法。前記吸収ゾーンを出る前記ガス中のSO3に対する気相硫酸の前記モル比が、約1.0~約3.0である、請求項31または32に記載の方法。前記第1の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第2の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第2の吸収液体と接触させる工程であって、前記第2の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのSO3が、前記第2の吸収液体中の硫酸として回収される工程をさらに含み、前記第2の吸収ゾーンに入る全ガス流に対する前記吸収ゾーンに入る前記第2の吸収液体の質量流量比が、約0.4~約1.5である、請求項2~33のいずれか一項に記載の方法。前記第2の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約340~約500Nm3/時の速度でミストエリミネータシステムに通される、請求項34に記載の方法。前記第2の吸収ゾーンに入る全ガス流に対する前記吸収ゾーンに入る前記第2の吸収液体の質量流量比が、約0.4~約1.0である、請求項34または35に記載の方法。前記第2の吸収ゾーンに入る前記ガス流および前記第2の吸収ゾーンに入る前記第2の吸収液体流の相対流量が、気相の温度と、前記ガスが接触している前記第2の吸収液相の温度との最大局所積分平均差が、約35°C以下であるようなものであり、このような局所積分平均接触温度差が、前記液体入口から前記ゾーンまでの一定の距離によって画定される前記ゾーン内の気/液接触の任意の箇所にわたる積分によって決定される、請求項14、16~18、21、28、29、または34~36のいずれか一項に記載の方法。前記第2の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約340~約500Nm3/時の速度でミストエリミネータシステムに通される、請求項37に記載の方法。前記第2の吸収ゾーンに入る前記ガス流および前記第2の吸収ゾーンに入る前記第2の吸収液体流の相対流量は、前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第2の吸収液相の局所バルク温度との最大差が、前記液体入口から前記ゾーンまでの一定の距離によって画定される前記ゾーン内の気/液接触の任意の箇所内において約35°C以下であるようなものである、請求項14、16~18、21、28、29、または34~38のいずれか一項に記載の方法。前記第2の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約340~約500Nm3/時の速度でミストエリミネータシステムに通される、請求項39に記載の方法。前記第2の吸収ゾーンに入る前記ガス流および前記第2の吸収ゾーンに入る前記第2の吸収液体流の相対流量は、前記気相の局所バルク温度と、前記ガスが接触している前記第2の吸収液相の局所バルク温度との差が、前記第2の吸収ゾーンの前記液体入口または液体出口のいずれにおいても約35°C以下であるようなものである、請求項14、16~18、21、28、29、または33~40のいずれか一項に記載の方法。前記第2の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約340~約500Nm3/時の速度でミストエリミネータシステムに通される、請求項41に記載の方法。前記吸収液体を、前記吸収ゾーンと主要な間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、熱が、主要な伝熱流体に伝達されることによって、前記主要な伝熱流体を少なくとも150°Cまで加熱する工程と;前記主要な熱交換器を出る前記吸収液体流を分けて、前記熱回収吸収ゾーンに再循環される主要な吸収液体流と、補助的な吸収液体流とを提供する工程と;前記補助的な液体流を、ボイラー給水脱気装置の補助的な間接式熱交換器に通す工程であって、熱が、前記脱気装置の補助的な熱交換器において、前記補助的な液体から、脱気蒸気を生成するための水流へと伝達される工程と;前記脱気蒸気を前記脱気装置に送る工程であって、ボイラー給水が、前記ボイラー給水からの非凝縮物を取り除くために前記脱気蒸気と接触される工程と;脱気装置排気流を前記脱気装置から除去する工程であって、前記脱気装置排気流が水蒸気と非凝縮性ガスとを含む工程とをさらに含む、請求項2~42のいずれか一項に記載の方法。前記脱気装置排気流に含まれる水蒸気を、ガス流の方向に対して前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に導入する工程をさらに含む、請求項43に記載の方法。実質的に全ての前記脱気装置排気流が、ガス流の方向に対して前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持流中に導入される、請求項44に記載の方法。前記脱気装置の補助的な熱交換器において生成される蒸気に、前記脱気装置に導入される別の供給源からの蒸気が追加される、請求項43~45のいずれか一項に記載の方法。追加の蒸気が、前記脱気装置に一定の速度で導入される、請求項46に記載の方法。前記吸収ゾーンに入る前記ガス流中の当量の三酸化硫黄に対する当量の水蒸気の比率を制御すべく制御された速度で、前記排気流を前記硫黄酸化物担持流中に導入する前に、追加の蒸気が前記排気流中に導入される、請求項46に記載の方法。前記排気流を前記硫黄酸化物担持流中に導入する前に、蒸気の第2の追加の供給が、前記排気流中に導入され、前記第2の追加の供給の速度が、前記吸収ゾーンに入る前記ガス流中の当量の三酸化硫黄に対する当量の水蒸気の比率を制御すべく制御される、請求項48に記載の方法。前記脱気装置において脱気される水が、蒸気を生成するためのボイラー給水の供給源として前記主要な熱交換器に導入される、請求項43~49のいずれか一項に記載の方法。前記脱気装置において脱気される水が、間接式熱交換器を含む脱気された水の予熱器に通され、熱が前記補助的な液体から前記脱気された水へと伝達されて加圧されたボイラー給水を前記主要な熱交換器に提供する、請求項50に記載の方法。前記脱気された水の予熱器が、補助的な液体酸流の方向に対して前記脱気装置の補助的な熱交換器の上流にある、請求項51に記載の方法。前記脱気された水が、前記脱気された水の予熱器において、少なくとも約80°C、好ましくは少なくとも95°C、より好ましくは少なくとも約105°Cの温度まで加熱される、請求項51または52に記載の方法。前記脱気装置の補助的な熱交換器を出る前記補助的な吸収液体が、間接式熱交換器に通され、熱が、前記補助的な吸収液体からボイラー給水へと伝達される、請求項43~53のいずれか一項に記載の方法。前記脱気装置の補助的な熱交換器を出る補助的な液体酸が、間接式熱交換器を含む脱気装置予熱器に通され、熱が、前記補助的な液体から脱気されていない水へと伝達されて、前記脱気されていない水を前記脱気装置に導入する前にそれを予熱する、請求項54に記載の方法。前記脱気装置に入る脱気されていない水の流量および温度ならびに前記脱気装置の補助的な熱交換器における前記補助的な吸収液体から前記水流への熱伝達の速度の組合せは、前記吸収ゾーンに入る当量の三酸化硫黄に対する前記脱気装置を出る脱気されたボイラー給水の質量流量比が、少なくとも約1.0、好ましくは少なくとも約1.5、より好ましくは少なくとも約2.0、典型的に約2.0~約3.0であるような組合せである、請求項43~55のいずれか一項に記載の方法。前記脱気装置排気流における前記水蒸気含量が、前記硫黄酸化物担持ガス流における全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり、少なくとも約0.55モル、好ましくは少なくとも約0.60モル、より好ましくは少なくとも約0.70モル、最も好ましくは少なくとも約0.80モルである、請求項43~55のいずれか一項に記載の方法。前記脱気装置に入る脱気されていない水の流量および温度ならびに前記脱気装置の補助的な熱交換器における前記補助的な液体から前記水流への熱伝達の速度の組合せが、前記脱気装置の補助的な熱交換器において、前記硫黄酸化物担持ガス流における全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり、少なくとも約0.55モル、好ましくは少なくとも約0.60モル、より好ましくは少なくとも約0.70モル、最も好ましくは少なくとも約0.80モルの速度で蒸気を生成するのに十分である、請求項57に記載の方法。前記脱気装置排気流が、約2psig以下の圧力で前記脱気装置を出る、請求項57または58に記載の方法。前記脱気装置排気流が、約18水柱インチ以下の圧力で前記脱気装置を出る、請求項59に記載の方法。硫黄の前記供給源が硫黄元素を含む、請求項43~60のいずれか一項に記載の方法。インターパス吸収器を含む接触式硫酸製造施設において行われる方法であって、前記施設が、前記第2の吸収ゾーンとして操作されるべく改造されている、請求項14、16~18、21、28、29、または33~42のいずれか一項に記載の方法。前記第2の吸収ゾーンが、前記改造の前に前記施設に存在しているインターパス吸収器によって構成され、前記第2の吸収ゾーンにおけるガスに対する前記第2の吸収液体の質量流量比が、約1.0~約7.0または約14~約18である、請求項62に記載の方法。前記既存のインターパス吸収器が、約7体積~約12体積のSO3のガス強度で、約6~約10のガスに対する硫酸吸収液体の質量流量比での操作のために構成されている、請求項63に記載の方法。熱が、少なくとも0.4メガパスカル4バールゲージの圧力で蒸気を生成すべく伝達され、蒸気の量が、前記吸収ゾーンに入る前記SO3から生成される硫酸のトン当たり少なくとも0.50トンである、請求項2~64のいずれか一項に記載の方法。蒸気が、前記主要な間接式熱交換器において、前記吸収ゾーンに入る前記SO3から生成される硫酸のトン当たり、少なくとも0.55、0.60、0.65または0.70トンの量で生成される、請求項65に記載の方法。前記吸収液体濃度と前記共沸混合物との差が、前記熱回収吸収ゾーン全体にわたって約1.0重量以下となるよう、前記吸収液体の前記硫酸濃度を制御する工程をさらに含む、請求項2~66のいずれか一項に記載の方法。前記吸収液体が、前記吸収熱を除去するために外部熱交換器を通して循環され、前記吸収ゾーンにおいて生成される正味の硫酸が、前記循環する酸から生成物流として取り出され、前記吸収ゾーンへの三酸化硫黄の前記流れに対する生成物の酸の取り出しの速度および吸収液体の循環の速度が、前記吸収液体の前記硫酸濃度を、前記ゾーン内の任意の箇所において-0.2重量未満だけまたは0.8重量超だけ前記共沸混合物と異ならない値に維持すべく制御される、請求項67に記載の方法。熱が、前記外部熱交換器において前記吸収液体から伝熱流体へと伝達されることによって、前記伝熱流体を少なくとも約150°Cの温度まで加熱する、請求項68に記載の方法。前記ガス出口における前記酸濃度が、前記共沸混合物より0.2重量低い濃度と、前記共沸混合物より0.3重量高い濃度との間であり、前記ガス出口における前記酸濃度が、前記共沸混合物より0.3重量以下だけ高い、請求項2~69のいずれか一項に記載の方法。前記熱回収吸収ゾーンへの前記入口酸濃度が、約99.1重量~約99.5重量であり、前記熱回収ゾーンからの前記出口酸濃度が、約99.3重量~約99.7重量である、請求項67~70のいずれか一項に記載の方法。前記第1の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第2の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第2の吸収液体と接触させる工程であって、前記第2の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのSO3が、前記第2の吸収液体において硫酸として回収される工程をさらに含む、請求項67~71のいずれか一項に記載の方法。前記第1の吸収ゾーンを出る前記酸流の濃度および温度ならびに前記第1の吸収ゾーンに入る前記転化ガス流の温度および露点が、前記第2の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、20g/Nm3以下の硫酸ミストを含有すべく制御できるようにするようなものである、請求項72に記載の方法。前記第2の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約340~約500Nm3/時の速度でミストエリミネータシステムに通される、請求項73に記載の方法。前記ガス出口における前記吸収液体濃度と前記共沸混合物との差が、約-0.1重量以上となるよう、前記吸収液体の濃度を制御する工程をさらに含む、請求項2~74のいずれか一項に記載の方法。前記吸収液体が、前記吸収熱を除去するために外部熱交換器を通して循環され、前記吸収ゾーンにおいて生成される正味の硫酸が、前記循環する酸から生成物流として取り出され、前記吸収ゾーンへの三酸化硫黄の前記流れに対する生成物の酸の取り出しの速度および吸収液体の循環の速度が、前記吸収液体の前記硫酸濃度を、前記ゾーン内の任意の箇所において約1重量超だけ前記共沸混合物と異ならない値に維持すべく制御される、請求項75に記載の方法。前記ガス出口における前記酸濃度が、前記共沸混合物より0.1重量低い濃度~前記共沸混合物より0.2重量高い濃度であり、前記ガス入口における前記酸濃度が、前記共沸混合物より0.8重量以下だけ高い、請求項75~76のいずれか一項に記載の方法。前記第1の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、第2の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第2の吸収液体と接触させる工程であって、前記第2の吸収ゾーンに入る前記ガス流に含まれる残りのSO3が、前記第2の吸収液体において硫酸として回収される工程をさらに含む、請求項75~77のいずれか一項に記載の方法。前記第1の吸収ゾーンを出る前記酸流の濃度および温度ならびに前記第1の吸収ゾーンに入る前記転化ガス流の温度および露点が、前記第2の吸収ゾーンを出る前記ガス流を、20g/Nm3以下の硫酸ミストを含有すべく制御できるようにするようなものである、請求項78に記載の方法。前記第2の吸収ゾーンを出る前記ガスが、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり約340~約500Nm3/時の速度でミストエリミネータシステムに通される、請求項79に記載の方法。硫酸の調製方法であって:過剰な酸素を含むガス中で硫黄供給源を燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と;前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、SO3を含有する転化ガスに転化する工程と;前記転化ガスを、熱回収吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む吸収液体と接触させることによって、三酸化硫黄を前記転化ガスから前記吸収液体へと移す工程と;前記吸収液体を、前記吸収ゾーンと主要な間接式熱交換器との間で循環させる工程であって、熱が、主要な伝熱流体に伝達されることによって、前記主要な伝熱流体を少なくとも150°Cまで加熱する工程と;前記主要な熱交換器を出る前記吸収液体流を、前記熱回収吸収ゾーンに再循環される主要な吸収液体流と、補助的な吸収液体流とを提供すべく分ける工程と;前記補助的な液体流を、ボイラー給水脱気装置の補助的な間接式熱交換器に通す工程であって、熱が、前記脱気装置の補助的な熱交換器において、前記補助的な液体から、脱気蒸気を生成するための水流へと伝達される工程と;前記脱気蒸気を前記脱気装置に送る工程であって、ボイラー給水が、前記ボイラー給水からの非凝縮物を取り除くために前記脱気蒸気と接触される工程と;脱気装置排気流を前記脱気装置から除去する工程であって、前記脱気装置排気流が水蒸気と非凝縮性ガスとを含む工程とを含む方法。前記脱気装置排気流に含まれる水蒸気を、ガス流の方向に対して前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持ガス中に導入する工程をさらに含む、請求項81に記載の方法。実質的に全ての前記脱気装置排気流が、ガス流の方向に対して前記吸収ゾーンの上流の前記硫黄酸化物担持流中に導入される、請求項82に記載の方法。前記脱気装置の補助的な熱交換器において生成される蒸気に、前記脱気装置に導入される別の供給源からの蒸気が追加される、請求項81~83のいずれか一項に記載の方法。追加の蒸気が、前記脱気装置に一定の速度で導入される、請求項84に記載の方法。前記吸収ゾーンに入る前記ガス流中の当量の三酸化硫黄に対する当量の水蒸気の比率を制御すべく制御された速度で、前記排気流を前記硫黄酸化物担持流中に導入する前に、追加の蒸気が前記排気流中に導入される、請求項84に記載の方法。前記排気流を前記硫黄酸化物担持流中に導入する前に、蒸気の第2の追加の供給が、前記排気流中に導入され、前記第2の追加の供給の速度が、前記吸収ゾーンに入る前記ガス流中の当量の三酸化硫黄に対する当量の水蒸気の比率を制御すべく制御される、請求項85に記載の方法。前記脱気装置において脱気される水が、蒸気を生成するためのボイラー給水の供給源として前記主要な熱交換器に導入される、請求項81~87のいずれか一項に記載の方法。前記脱気装置において脱気される水が、間接式熱交換器を含む脱気された水の予熱器に通され、熱が、前記補助的な液体から前記脱気された水へと伝達されて加圧されたボイラー給水を前記主要な熱交換器に提供する、請求項88に記載の方法。前記脱気された水の予熱器が、補助的な液体酸流の方向に対して前記脱気装置の補助的な熱交換器の上流にある、請求項89に記載の方法。前記脱気された水が、前記脱気された水の予熱器において、少なくとも約80°C、好ましくは少なくとも95°C、より好ましくは少なくとも約105°Cの温度まで加熱される、請求項89または90に記載の方法。前記脱気装置の補助的な熱交換器を出る前記補助的な吸収液体が、間接式熱交換器に通され、熱が、前記補助的な吸収液体からボイラー給水へと伝達される、請求項81~91のいずれか一項に記載の方法。前記脱気装置の補助的な熱交換器を出る補助的な液体酸が、間接式熱交換器を含む脱気装置予熱器に通され、熱が、前記補助的な液体から脱気されていない水へと伝達されて、前記脱気されていない水を前記脱気装置に導入する前にそれを予熱する、請求項92に記載の方法。前記脱気装置に入る脱気されていない水の流量および温度ならびに前記脱気装置の補助的な熱交換器における前記補助的な吸収液体から前記水流への熱伝達の速度の組合せは、前記吸収ゾーンに入る当量の三酸化硫黄に対する前記脱気装置を出る脱気されたボイラー給水の質量流量比が、少なくとも約1.0、好ましくは少なくとも約1.5、より好ましくは少なくとも約2.0、典型的に約2.0~約3.0であるような組合せである、請求項81~93のいずれか一項に記載の方法。前記脱気装置排気流における前記水蒸気含量が、前記硫黄酸化物担持ガス流における全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり、少なくとも約0.55モル、好ましくは少なくとも約0.60モル、より好ましくは少なくとも約0.70モル、最も好ましくは少なくとも約0.80モルである、請求項81~93のいずれか一項に記載の方法。前記脱気装置に入る脱気されていない水の流量および温度ならびに前記脱気装置の補助的な熱交換器における前記補助的な液体から前記水流への熱伝達の速度の組合せが、前記脱気装置の補助的な熱交換器において、前記硫黄酸化物担持ガス流における全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり、少なくとも約0.55モル、好ましくは少なくとも約0.60モル、より好ましくは少なくとも約0.70モル、最も好ましくは少なくとも約0.80モルの速度で蒸気を生成するのに十分である、請求項95に記載の方法。前記脱気装置排気流が、約2psig以下の圧力で前記脱気装置を出る、請求項81~96のいずれか一項に記載の方法。前記脱気装置排気流が、約18水柱インチ以下の圧力で前記脱気装置を出る、請求項97に記載の方法。硫黄の前記供給源が硫黄元素を含む、請求項81~98のいずれか一項に記載の方法。インターパス吸収器を含む接触式硫酸製造施設における硫酸の調製方法であって、前記施設が、少なくとも約150°Cの温度で有用な形態でSO3の吸収熱を回収するプロセスにしたがって操作されるべく改造されており、前記方法が:過剰な酸素を含むガス中で硫黄の供給源を燃焼させて、二酸化硫黄と酸素とを含む燃焼ガスを含む硫黄酸化物担持ガス流を生成する工程と;前記燃焼ガスを含む前記硫黄酸化物担持ガス流を、二酸化硫黄を三酸化硫黄に転化するための触媒と接触させることによって、前記硫黄酸化物担持ガス流を、SO3を含有する転化ガスに転化する工程と;前記転化ガスを、第1の吸収ゾーンにおいて、硫酸を含む第1の吸収液体と接触さ対応する参照符号は、図面におけるいくつかの図中の対応する構成要素を示す。接触式硫酸プラントにおいて、SO2および酸素を含有するガス流は、SO3へのSO2の酸化を促進する触媒と接触される。典型的に、SO2担持ガス流は、硫黄元素の燃焼によって生成される。しかしながら、SO2担持流は、金属鉱石、例えば、黄鉄鉱の焙焼の際、または他の硫黄担持化合物の燃焼によって、または使用済み酸の再生SO2が、酸の分解によって生成されるの際にも生成され得る。次に、転化ガス中のSO3は、強硫酸への吸収によって回収される。得られる吸収熱が、別の流体への伝達によって吸収酸から回収される場合、回収される熱の量は、吸収器に入るSO3担持ガス流中への水蒸気の噴射によって向上され得る。接触式硫酸製造プラントにおける硫黄酸化物担持ガス流中への水蒸気の噴射により、SO3と水との気相反応が生じて、気相中にH2SO4が形成される。水蒸気は、SO3担持転化ガス中に直接かまたは転化器の上流のSO2担持燃焼ガス中のいずれかに噴射され得る。いずれの場合も、水蒸気は、ガス中に既に存在するSO3と反応するか、またはSO3が形成された後、SO3と反応する。本発明の方法の様々な好ましい実施形態において、水蒸気は、転化器の上流のSO2担持ガスではなくSO3担持転化ガス中に噴射され、より好ましくは、水蒸気は、SO2および酸素の反応熱が回収される熱交換器の下流で噴射される。SO3と水との気相反応は、ガスの温度を上昇させる高度な発熱反応である。気相反応はまた、H2SO4への転化が温度に反比例して変化する平衡反応である。気相H2SO4、SO3および水蒸気を含むガス流が、硫酸と接触されるとき、いくつかの現象が生じ、そのそれぞれがかなりのエネルギーを生成し、それによって、液相の温度を上昇させる。これらは、H2SO4の凝縮、SO3の吸収、水蒸気の凝縮、SO3と水との液相反応、および、典型的に、気相から液相への顕熱の伝達を含む。熱が、液相、すなわち、吸収酸から伝熱流体へと伝達される場合、SO3と水との反応の気相熱、H2SO4の凝縮熱、SO3の凝縮熱、および吸収熱、すなわち、SO3と水との反応の液相熱は全て、有用な形態で回収され得る。したがって、吸収器およびその関連する酸冷却器が高温で運転される場合、吸収器の上流のSO3担持転化ガスまたはSO2担持燃焼ガス中への水蒸気の噴射は、高温で回収され得るエネルギーの量をかなり向上させる。しかしながら、本発明以前には、蒸気が、化学量論反応の水の必要量の約33を超える割合で噴射される場合、すなわち、当量のSO3含量に対する当量の水蒸気含量のモル比を、吸収器に入るガス中、約0.33を超える値まで上げるのに十分な割合で蒸気が噴射される場合、酸冷却器の過度の腐食および/または過度の硫酸ミスト生成が発生され得るという懸念によって蒸気噴射の程度は制限されていた。SO3との反応のために加えられる水は、本明細書において希釈水と呼ばれることがあり、その理由は、従来の実施の際には、循環吸収酸流は、吸収ゾーン中へのSO3の導入の速度と化学量論的に同等の速度で水で希釈されるためである。次に、吸収酸が吸収ゾーンを通過し、ガス流からSO3を吸収して、希釈水との反応によって液体中に硫酸を生成するにつれて、酸強度が徐々に上がる。したがって、吸収器を出る酸は、吸収工程の目標濃度であり、吸収酸流が得られ、これは、システムから取り出される生成物の酸流と、吸収ゾーンへの導入の前に水で希釈される再循環酸流とに分けられる。吸収ゾーンの前のSO3担持ガス流中への反応水の導入により、吸収ゾーンにわたる酸濃度勾配が減少する。反応水の100が、水蒸気の形態でSO3流中に導入される場合、吸収ゾーンにわたる濃度勾配は、全体的になくなり、すなわち、それ自体希釈がなく、このゾーン全体にわたって液相中の酸強度が一定である。この濃度が低過ぎる値に維持される場合、合金吸収容器に過度の腐食が生じ得る。濃度が高過ぎる場合、吸収されていないSO3が、吸収器を通過し、それによって、収率が低下し、ガスが吸収器の下流で冷却されるときにかなりの硫酸ミストが生じ、および/または下流の触媒接触ゾーンにおいて転化を阻害するおそれがある。しかしながら、本発明によれば、吸収システムの上流のSO2またはSO3担持ガス流中への水蒸気の噴射によって増加した割合の反応水を導入することによって、向上した量のエネルギーが、吸収システムから回収され得ることが発見された。さらに、本方法は、過度の腐食、および酸ミストの過度の生成を生じずに吸収システムからのかなり向上したエネルギー回収を達成するべく操作され得る。これらの好ましい結果は、SO2またはSO3担持ガス流中への水蒸気の導入に対する吸収システムの応答に影響するプロセス変数の組合せの特定identification、調整co-ordinationおよび制御から生じる。適切な条件は、吸収システムの前にこの流れに導入される希釈水の割合に応じたSO3担持ガス流の組成および温度についてのデータを考慮し、温度に応じた共沸組成についてのデータを考慮して選択される。熱回収吸収ゾーンの上流のガス中への水蒸気の噴射によって供給される希釈水の割合を増加することにより、吸収システムから最終的に回収されるエネルギーのかなりの増加が可能になる。この操作形態は、気相中の生成物である硫酸の形成から得られる高いガス温度および高いガスエンタルピーを提供する。硫酸の蒸発の顕熱および潜熱は、典型的に中圧蒸気の生成によって、熱回収吸収器熱交換器において気相から有用な形態で回収される。本発明の方法によれば、熱回収の速度は、米国での運転において工業規模で得られるSO3吸収システムからの有用な熱回収の最高速度から25程度だけ上昇され得る。例えば、0.3メガパスカル3バールゲージ以上、典型的に0.7メガパスカル7バールゲージ以上における中圧蒸気が、吸収システムにおける正味の硫酸生成のトン当たり0.48トンの速度で生成されるここで、必要な希釈水の1/3が、吸収器の前にガス流中に蒸気を噴射することによって提供される一方、エネルギー回収の速度は、生成される硫酸のトン当たり0.6~0.9トンもの高さの中圧蒸気に上昇され得るここで、蒸気噴射によって提供される反応水の割合は、95~100に増加され、熱回収吸収ゾーンにおける濃度勾配は、0.2重量以下に減少される。反応水の100以上が、熱回収吸収ゾーンの上流で噴射される蒸気の形態で提供される場合、希釈装置の容器を省略すると、資本および保守費用がさらに大きく節約される。図1に示されるのは、従来技術のSO3吸収および吸収エネルギー回収システムであり、このシステムでは、最大で約33の希釈水が、システムに入るSO3担持ガス流中への蒸気の噴射によって提供される。システムへの硫黄酸化物担持ガスの流れに対してSO3吸収および吸収エネルギー回収システムの上流で、SO2担持ガス流が、空気を上回る硫黄を燃焼させることによって生成される。あるいは、SO2担持流が、典型的に硫化鉱石sulfidicoreの焙焼によって、冶金プラントにおいて生成され得る。SO2と少なくとも化学量論的に同等の割合で未消費の酸素を含有するSO2担持流が、触媒転化器に通され、触媒転化器において、高い割合のSO2が、ガス中での酸素との触媒反応によってSO3に転化され、したがって、SO3を含む転化ガスを生成する。SO3へのSO2の酸化により、かなりの反応熱が生成され、この熱は、SO3担持転化ガスを、1つ以上の熱交換器、例えば、廃熱ボイラー、過熱水蒸気発生器および/またはエコノマイザーに通すことによって、少なくとも部分的に回収される。次に、転化ガスは、図1に示されるように、SO3吸収および吸収エネルギー回収システムに送達される。このシステムは、吸収器例えば、向流吸収塔1を含み、吸収器において、吸収液体に硫酸を徐々に加える形でSO3をガス流から液相へと移動するために、SO3転化ガス流が濃硫酸と接触される。吸収器において、液体流およびガス流は、熱回収吸収ゾーン3内で接触され、熱回収吸収ゾーン3は、酸相と液相との間の気/液接触および物質移動を促進するための手段を含む。図示されているように、ガスおよび液体は、熱回収吸収ゾーン3を通って向流的に流れる。ガスおよび液体は、代わりに、例えば、ベンチュリ塔などの並流吸収器において接触され得ることが当業者によって理解されよう。吸収システムは、吸収酸から吸収エネルギーを回収するための外部熱交換器5と、さらなる量のSO3との反応のために水が再循環酸流中に導入される希釈装置7とをさらに含む。富化された硫酸流が、酸出口9を介して塔から取り出され、酸循環ポンプ11によって熱交換器5および希釈装置7を通して循環され、酸戻り入口13において塔に戻される。吸収ゾーンを高温で操作することによって、高温酸流が生成され、これを用いて、伝熱流体を高温に加熱することができる。伝熱流体は、典型的に、約144°Cを超える温度、例えば、160°C~235°Cの範囲の温度まで加熱される。したがって、熱交換器5が熱回収システムHRSボイラーである場合、蒸気が、0.4メガパスカル4バールゲージ超、より典型的に0.5メガパスカル5バールゲージ超、好ましくは約0.5メガパスカル5バール~約1メガパスカル10バールの圧力で内部で生成され得る。蒸気は、現地のサービス需要および全体的なプロセス経済性から認められる場合、1.8~2メガパスカル18~20バールゲージの範囲の圧力で生成され得る。図1に示されるように、吸収器は、場合により、有利には2つの吸収ゾーンを含む。第1の熱回収吸収ゾーン3は、有用な形態で吸収エネルギーを回収するために酸循環ポンプ11を介して熱交換器5を通して循環される高温吸収酸流を生成すべく高温で操作される。第2の吸収ゾーン15は、塔1において第1の吸収ゾーンの上に配置される。第2の酸入口17において導入される酸は、第1の吸収ゾーンを出るガスに対して向流的に、第2の吸収ゾーンを通過する。第2の吸収ゾーンは、ガス流を冷却すべく機能し、気相から残りの硫酸を凝縮し、第2の吸収酸への吸収によってガス流から残りのSO3を取り出す。図1に示されるように、第2の吸収酸は、下向きに流れて第1の吸収ゾーンに入り、第1のゾーンを通って流れる第1の吸収酸流の一部になる。第2の吸収ゾーン15を出る減損ガス流は、残りの硫酸ミストを除去するためにミストエリミネータ19を通過する。熱回収吸収システムが、インターパスプラントのインターパス吸収器を含む場合、ミストエリミネータを出るガスは、転化器のさらなる段階に戻される。単一パスプラントにおいて、ミストエリミネータを出るガスは、大気中に放出される。従来技術のプロセスにおいて、希釈水の一部が、吸収塔ガス入口23の上流の噴射ポート21を介してSO3転化ガス流中に水蒸気として導入される。しかしながら、腐食およびミスト生成の懸念のため、吸収器の上流のガス中に導入される水蒸気の割合は、約33以下に制限されてきており、すなわち、水蒸気は、ガスにおける全当量の水蒸気含量の比率が、第1の吸収ゾーン3に入る前にガス流における全当量のSO3含量のモル当たり0.33モル以下であるような割合で導入されてきた。希釈水の少なくとも約67は、典型的に液体形態で、希釈装置7を介して導入される。あるいは、希釈水の残りの一部または全ては、第2の酸入口17を介してより低い濃度の硫酸の直交流によって供給され得る。比較すると、本発明の方法において、ガスにおける当量の水蒸気含量を、吸収ゾーンにガス流が入る前に全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり少なくとも約0.40モルまで増加させるのに十分な割合で、水蒸気が、吸収システムの上流で導入される。好ましくは、ガスにおける当量の水蒸気含量を、吸収ゾーンにガス流が入る前にガスにおける全当量のSO3含量当たり、少なくとも約0.50モル、より好ましくは少なくとも約0.55モル、より好ましくは少なくとも約0.60モル、さらにより好ましくは少なくとも約0.70モル、最も好ましくは少なくとも約0.80、0.90または0.95モルまで増加させるのに十分な割合で、水蒸気が導入される。水蒸気が、硫黄酸化物ガス流の方向に対して転化器の上流で導入される場合、これらの比率は、全SO2含量に対して測定され得る。より一般的に、これらの比率は、全当量の硫黄酸化物ガス含量、すなわち、SO2プラス当量のSO3に関して表され得る。これらの比率のため、当量の水蒸気含量は、気相中で硫酸に転化された水蒸気を含み、当量のSO3含量は、気相中で硫酸に転化されたSO3を含む。本発明の方法は、乾燥ガスプラントこのプラントでは、硫黄燃焼空気が、燃焼空気流の方向に対して硫黄バーナーの上流の乾燥塔において硫酸と接触することによって乾燥される、または湿潤ガスプラントこのプラントでは、硫黄供給源が、乾燥されていない周囲空気中で燃焼され、および/または硫黄供給源自体が、水分の供給源であるのいずれかにおいて実施され得る。冶金プラントにおいて生成されるSO2流は、使用済みの硫酸の分解によって生成されるSO2流と同様に典型的に湿潤している。いくつかの硫黄供給源は、水素を含有する硫黄化合物、例えば、硫化水素またはメルカプタンを含み、これらは必然的に湿潤SO2ガスを生成し、このガスは、転化のための湿潤SO3ガス供給源に転化される。乾燥ガスプラントにおいて、全当量の水蒸気含量をもたらすのに十分な速度で、SO3担持ガスに水蒸気が導入される。湿潤ガスプラントにおいて、目標の当量の水蒸気含量とガス中に既に存在する水蒸気濃度との差に相当する水蒸気が所定の速度で導入される。硫黄供給源がH2Sであり得る本発明の実施形態において、希釈水必要量の100が、水蒸気の追加的な噴射なしで燃焼ガス中に提供される。一般に、第1の熱回収吸収ゾーンにおける質量流量比、第1および第2の吸収ゾーンにおける酸濃度プロファイル、第1の吸収ゾーンに入る転化ガス温度の選択、第1の反応ゾーンにおける気相の組成プロファイル、および酸ミストの制御についての様々な条件provisionに関する本発明の改良および変更は、硫黄燃焼プラントについて開発された。好ましくは、それらはまた、硫黄供給源が硫黄元素以外、例えば、金属供給源およびH2Sなどの供給源であるプロセスに適するいかなる場合にも適用される。より好ましい実施形態において、硫黄供給源は、硫黄元素または硫化鉱石である。いくつかの乾燥した地理的地域において、周囲空気の相対湿度は、硫黄燃焼接触式硫酸プラントの運転が、硫黄燃焼空気のための乾燥塔がなくても乾燥ガスプラントに類似し得るようなものであり得る。しかしながら、本発明の趣旨では、空気中で硫黄を燃焼させることによって生成される燃焼ガスがSO2のモル当たり0.005モルを超える水蒸気を含有する場合、プラントは、湿潤ガスプラントとみなされ得る。本発明の方法は、SO2流の転化によって得られるSO3の吸収が、SO2のモル当たり、0.005モル以下、より典型的に約0.002モル以下の水蒸気を含有する乾燥ガス運転に適用可能であるが、これに限定されない。本発明の好ましい実施形態に係るSO3吸収および吸収エネルギー回収システムの例示的な流れ図が、図2に示される。吸収システムは、熱回収第1の吸収ゾーン103と第2の吸収ゾーン115とを含有する吸収塔101を含む。両方の吸収ゾーンが、充填packing手段または気相と液相との間の気/液接触および物質移動を促進するための他の手段を含む。SO3担持転化ガスが、ガス入口123を介して塔の底部中に導入される。ガスは、吸収酸の下向きの流れに対して向流的に第1の吸収ゾーン103を通って上向きに流れる。SO3の吸収および気相からのH2SO4の凝縮によって増加される吸収酸が、第1の吸収ゾーンの底部を出て、酸出口109において塔から取り出され、吸収酸から伝熱流体への熱の伝達によって有用な形態で吸収熱を回収するために、酸循環ポンプ111を介して熱交換器105を通して循環される。熱交換器を出る酸は、吸収システム、主に熱回収吸収ゾーンにおける硫酸の正味の生成に等しい画分、プラス外部の供給源例えば、第2の吸収ゾーンまたは希釈媒体としての直交流において使用するためから提供される任意の酸を取り出すために分けられる。残りの画分は、塔の酸戻り入口113を介して第1の吸収ゾーン103の上部に再循環される。第1の吸収ゾーン103の上部を出る減損ガス流が、第2の吸収ゾーンの上部またはその上にある第2の酸入口117を介して塔に供給される第2の吸収酸に対して向流的に第2の吸収ゾーン115を通って上向きに通過する。示されるように、第2の吸収酸が、第2の吸収ゾーンの酸出口底部から第1の吸収ゾーン中へと流れ、ここで、第2の吸収酸は、第1の吸収酸流の一部になる。第2の吸収ゾーン115の上部を出る減損ガスは、硫酸ミストを除去するためのミストエリミネータ119を通過する。そのため、ガスが、転化器のさらなる段階に戻されるかまたはシステムから排出される。本発明の趣旨では、SO3吸収および吸収エネルギー回収システムは、熱回収吸収ゾーン103、第2の吸収ゾーン115存在する場合、熱回収吸収ゾーンを出る吸収酸から有用な形態でエネルギーを回収するための熱交換器105、酸循環ポンプ111、および熱回収塔101その内部に熱回収吸収ゾーンが含まれるを含む。本発明の明細書において、第1の熱回収吸収ゾーンとしての熱回収吸収ゾーン103の表記は、第2の吸収ゾーン115の存在を必要としないことが理解される。本方法の好ましい実施形態において、蒸気が、熱交換器105において、好ましくは少なくとも約0.4メガパスカル4バールゲージの圧力で生成される。有用なエネルギーが第1の熱回収または第2の吸収ゾーン存在する場合からそれを取り出した後に吸収酸から回収される任意の他の熱交換器はまた、SO3吸収および吸収エネルギー回収システムの一部である。これらのいくつかが本明細書に記載される。吸収および吸収エネルギー回収システムは、第1の熱回収ゾーンまたは第2の吸収ゾーン存在する場合を出た後であるが、SO3転化器のさらなる段階に導入される前に、減損ガス流から残りの熱を回収するための任意の熱交換器も含むであろう。熱回収吸収システム自体は、硫黄酸化物ガス流の流れに対して熱回収吸収ゾーンの上流の何らかの硫黄酸化物ガス流SO2燃焼ガスまたはSO3転化ガスのいずれかから熱を取り出すための何らかの手段、またはSO2からSO3へのさらなる転化が熱回収塔の下流で行われたガスからエネルギーを回収するための何らかの手段を含まない。しかしながら、本明細書において特に規定される場合を除いて、このような手段の存在は、本発明の方法を実施する硫酸プロセスから除外されない。熱回収吸収システムは、第1の熱回収ゾーンまたは第2の吸収ゾーンのいずれかに導入および/または再循環されるいずれかの酸流中に位置し得る任意の希釈装置を含む。図2に示されるように、熱回収吸収システムは、希釈装置を含まない。したがって、この好ましい実施形態において、希釈水の100が、噴射ポート121を介して転化ガス中への水蒸気の噴射によって供給され、塔のガス入口123の上流の転化ガス供給導管129内の水蒸気噴射ゾーン127においてガスと混合される。しかしながら、必要に応じて、第1の吸収ゾーンの上流での噴射によって供給される希釈水の割合が、ガスにおける当量の水蒸気含量を、第1の吸収ゾーンにガス流が入る前に全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり約0.40モル~約1.05モルまで増加させるのに十分な範囲の値で制御され得ることが理解されよう。このモル比が約1.00未満である場合、追加の希釈水が、図1の希釈装置7と同等の希釈装置を介してまたは第1の吸収ゾーン内でのガス流または酸流中への噴射によって加えられてもよい。一般に、水蒸気は、第1の吸収ゾーン103に入るガスにおける当量のSO3含量に対する当量の水蒸気含量のモル比が、約0.40~1.05、好ましくは約0.50~約0.98または1.00、好ましくは約0.55~約0.98または1.00、より好ましくは約0.60~約0.98または1.00、さらにより好ましくは約0.70~約0.98または1.00、最も好ましくは約0.80または0.90~約0.98または1.00となるのに十分な割合で、噴射ポート121を介して加えられる。第1の吸収ゾーンに導入される際のSO3担持ガス流の温度は、少なくとも約260°C、より好ましくは少なくとも約270°C、さらにより好ましくは少なくとも約285°C、最も好ましくは少なくとも約300°Cである。この流れの温度は、好ましくは約345°C以下である。したがって、例えば、SO3担持流の温度は、約260°C~約345°C、約270°C~約345°C、約290°C~約340°C、約300°C~約340°C、または約310°C~約330°C、最適にはおよそ約300°C~330°Cまたは約300°C~約320°Cであってもよく、その露点を少なくとも約40°C上回っていてもよい。好ましい実施形態において、図2に示されるように、ガス流は、第1の熱回収吸収ゾーンにおける吸収液体流に対して向流的に移動する。本発明が、例えば、ベンチュリ塔などの並流吸収器において吸収酸およびSO3転化ガスを接触させることによって実施することもできることが当業者によって理解されよう。本明細書において記載されるような運転の好ましい条件は、図面に示されるタイプの向流システムにおける運転を指す。図2のプロセスの好ましい制御手法は、熱回収吸収ゾーンに戻る酸の流れを調節することによって、熱回収熱交換器を出る酸の温度を制御する工程と、蒸気噴射器への流れを主に調節することによって、および第2の吸収ゾーンへと流れる酸の濃度および流量を調節することによって、熱回収吸収ゾーンを出る酸の濃度を制御する工程とを含む。熱回収吸収システムにおける最大の熱回収のために、SO3担持ガス流は、水蒸気噴射ゾーンと第1の吸収ゾーンとの間の硫黄酸化物担持ガス流のいかなる成分の途中の凝縮もなく、第1の吸収ゾーンに導入される。水蒸気噴射ゾーンと第1の吸収熱回収ゾーンとの間でガス流が流れる間に、凝縮によるか、顕熱のかなりの移動によるか、またはその他の方法であるかにかかわらず、何らかの形態でSO3転化ガス流から取り出される熱の量はあまり多くないのが好ましい。好ましくは、転化ガス中の当量のSO3のポンド当たり、30Btuを超える速度で、転化ガスから有用なエネルギーを回収するための任意の熱交換器の下流に水が導入される。吸収酸が、好ましくは少なくとも約180°C、典型的に170°C~220°Cの範囲の温度で第1の吸収ゾーンに導入される。酸は、好ましくは、約200°C~約240°Cの範囲の温度で第1の吸収ゾーンを出る。高温の吸収酸が、酸出口109を介して塔101から取り出され、ポンプ111によって間接式熱交換器105を通して循環され、間接式熱交換器105において、SO3吸収の熱、SO3とH2Oとの反応の気相熱、およびH2SO4の凝縮熱が、伝熱流体に伝達され、有用な形態で回収される。伝熱流体は、約150°Cを超える温度、好ましくは約160°C~約235°C、より好ましくは約180°C~約220°Cの範囲の温度まで加熱される。したがって、熱交換器105がボイラーである場合、蒸気が、0.3メガパスカル3バールゲージ超、好ましくは0.5メガパスカル5バールゲージ超、より典型的に約0.5~約1メガパスカル5~約10バールゲージ、さらにより好ましくは0.7メガパスカル7バールゲージ超の圧力、場合によっては1.8~2メガパスカル18~20バールゲージもの高さの圧力で内部で生成され得る。第1の吸収ゾーンを通る通路において、ガス流は、ガス流と接触している吸収酸との直接の熱交換によって冷却され、それによって、出口ガス流を、実質的に入口酸流の温度になるまで冷却する。第1の吸収ゾーンを出る吸収酸の強度は、好ましくは約99.1重量~約99.8重量、より好ましくは約99.3重量~約99.7重量の範囲のH2SO4である。任意の所与の出口酸濃度において、入口酸濃度は、第1の吸収ゾーンにそれを導入する前にSO3転化ガス流中に導入される水蒸気の形態で提供される希釈水の割合に応じて必然的に変化する。希釈水の100が、それが熱回収吸収ゾーンに入る前にガス流に提供される場合、熱回収吸収ゾーンにおける濃度勾配がない。希釈水の一部が、例えば、図1に7で示されるものと同等の希釈装置において循環酸ループ内に提供される場合、第1の吸収ゾーンにわたって濃度勾配が生じる。最小の条件下で、すなわち、第1のゾーンに入るガスにおける当量の水蒸気含量が、当量のSO3含量のモル当たり約0.40モルである場合、第1の吸収ゾーンに入る吸収酸の濃度は、典型的に約99~約99.5であり得る。第1の吸収ゾーンを出る酸の強度を、熱回収ボイラー、および熱回収塔シェルの下側部分ここで、後者の構造は合金構造であるにおける腐食を最小限に抑えるために適しているほどの高さに維持することが望ましい。99.3~99.7の吸収酸濃度が、この目的のために望ましいが、一部の運転において、酸濃度が第1の吸収ゾーンの基部においてこの範囲の上限に近づくと吸収効率が異常になり、例えば、第2のゾーン中へのSO3の過度な画分の破過breakthroughによる酸ミスト形成の制御を妨げる可能性があり、または収率の低下およびSO3放出にさえつながることがあることがさらに観察されている。個々のユニットの独自性、および酸強度を測定するのに使用される伝導度計測器conductivityinstrumentの較正の変動を考慮に入れると、高容量の産業的実施においては、目標の酸濃度を、向流熱回収吸収ゾーンの酸入口/ガス出口で約99.5以下に維持することが一般に好ましい。99.5を超えるわずかな増加は、第1のゾーンを出るガス流の組成が、SO3含量、および第2のゾーンの入口への酸の濃度または流れの調整によって第2のゾーンに提供される希釈水について監視される場合、許容され得る。吸収酸が、第1の吸収ゾーンを通して比較的高い速度で循環される。好ましくは、第1の吸収ゾーンにおける気体に対する液体の質量流量比L/Gは、少なくとも約3、典型的に約4~約15である。第1の吸収ゾーンに入るガス流におけるSO3含量を参照して表される際、質量L/Gは、好ましくは少なくとも約4または少なくとも約15および約120もの高さ、典型的に約20~約120または約20~約70、より典型的に約25~約110、最も好ましくは約30~約100である。第2の吸収ゾーンを出る酸流は、好ましくは約35°C以下、より好ましくは約30°C以下、より好ましくは約25°C以下、さらにより好ましくは約20°C以下、最適には約15°C以下またはさらには約10°C以下、第1の吸収ゾーンを出るすなわち、第2の吸収ゾーンに入るガスの温度より低い。第2の吸収ゾーンを通る酸の流れは、第1の吸収ゾーンを通る流量と比較して低い。酸は、約40°C~約110°Cの温度で第2の吸収ゾーンに導入されてもよく、約175°C~約215°Cの範囲の温度で第2のゾーンから取り出される。さらに後述されるように、ミストの最適な制御は、第2のゾーンにおける気相と液相との温度差すなわちΔtを制御することによって促進される。酸流の入口および出口の両方におけるΔtの制御には、酸の入口温度が好ましい範囲の上方部分、例えば、約65°C~約95°C、または約75°C~約90°Cに向かって維持されること、および第2のゾーンからの酸の出口温度が第1のゾーンを出るガスの温度より著しく低くないように流量が制御されることが必要とされ得る。第2の吸収ゾーンを出る第2の酸の酸強度は、熱回収システム熱交換器から第1の吸収ゾーンの入口へと再循環される第1の吸収酸の濃度に近くなるよう一般に維持され、この強度は、好ましくは共沸混合物と同じかまたはそれを上回る。第2の吸収ゾーンに入る酸の酸濃度および流量が、第1のゾーンを出るガス中の残りのSO3の吸収を確実にし、第2のゾーンの出口において酸流を生成すべく制御され、所望の範囲内になる。したがって、典型的に、SO3反応水の高い割合が第1の吸収ゾーンに入る転化ガス中に導入される場合と同様に、第1のゾーンに入る第1の酸の強度が比較的高い場合、第2のゾーンに入るガス流において予測されるSO3の比較的高い残りの濃度に適合するために、第2のゾーンに入る酸において比較的高い速度で水が供給される。しかし、第1の吸収ゾーンに入る第1の酸の強度が比較的低い場合、典型的に、蒸気噴射を用いないしたがって、熱回収システム熱交換器から戻る第1の吸収酸のかなりの希釈を必要とする乾燥ガスプラントの場合と同様に、水が第2のゾーンに入る第2の酸に供給されるべき速度は、比較的低くなり得、これは、第2のゾーンに入るガス中の残りのSO3も比較的低いことが予測されるためである。第1のゾーンを出る酸が、約99.0~約99.7、より典型的に、約99.3~約99.6の強度を有することが一般に好ましい。したがって、反応水のかなりの割合が転化ガス中への蒸気の噴射によって供給される場合、第1の吸収ゾーンに入る第1の吸収酸の強度は、一般に99.0~99.7、より典型的に99.2~99.6の範囲であり、第2の吸収ゾーンを出る第2の酸は、約99.0~約99.7、より典型的に約99.1~約99.6である。しかし、蒸気噴射を用いない乾燥ガスの場合、第1の吸収ゾーンに入る第1の酸の強度は、熱交換器と第1のゾーンの酸入口との間で水または比較的希薄な酸を導入することによって、約98.5~約99.2、より典型的に約98.8~約99.2の範囲に希釈される。100の蒸気噴射の場合における入口の第1の酸と接触しているガスにおける平衡SO3濃度が、必然的に、蒸気噴射を用いない場合の乾燥ガスにおける入口の第1の酸と接触しているガスにおける平衡SO3濃度よりわずかに高いため、前者の場合には、わずかに多い反応水が、第2の吸収ゾーンにおいて提供されるのが好ましい。したがって、約100の蒸気噴射の場合、第2の吸収ゾーンに入る酸の強度は、典型的に約98.0~約99.2、好ましくは、約98.2~約99.1であるが、乾燥ガスの場合、第2の吸収ゾーンに入る酸の強度は、約98.3~約99.2、より典型的に約98.4~約99.0である。第1および第2の吸収ゾーンの両方に入る酸濃度およびそれらを出る酸濃度の範囲、ならびに典型的な最適な目標濃度が、以下の表1に示される。中間の運転条件下で、すなわち、反応水の一部、例えば、40~70が蒸気噴射によって供給される場合、第1の吸収ゾーンの入口、第2の吸収ゾーンの出口および第2の吸収ゾーンの入口における酸濃度の好ましい値は、一般に、約100の蒸気噴射および蒸気噴射がゼロの乾燥ガスの極限の場合について表に記載される値の間に含まれる。第2の酸の流れは、第1の酸と比べて非常に低いが、第2の酸は、それにもかかわらず、第1の吸収ゾーンに入る第1の酸と混合される場合、ある程度の希釈をもたらし得る。次に、これは、第1のゾーンにおける濃度勾配を生じ、濃度勾配は、腐食を増大させ、または第1のゾーンにおけるミスト形成をもたらす傾向があり得る。本発明によれば、第2の吸収ゾーンは、酸の比較的高い出口酸濃度、例えば、99.1~99.2もの高さの範囲で操作可能であり、それによって、第2の酸が第1のゾーンに流れ込むときのいかなる希釈効果も最小限に抑えることが発見された。あるいは、第1のゾーンに入る第1の酸と第2のゾーンを出る第2の吸収酸を混合するのではなく、第2のゾーンを出る第2の吸収酸を酸収集タンクに送達することによって、第1の吸収酸の希釈は妨げられ得る。しかしながら、この代案は、残りのSO3の吸収熱の回収およびガス流から第2のゾーンにおける第2の吸収液体への顕熱の移動を犠牲にする。後者のエネルギー源は、比較的少量であるが、図2のプロセスにおいて回収される。以下にさらに詳細に説明されるように、第2のゾーンにおけるL/Gは、第2のゾーン全体にわたる気/液Δtを最小限に抑えるべく調整されるのが好ましい。転化ガス中への蒸気の噴射を含む本発明の方法の実施形態において、例えば、上述した蒸気圧で比較的高いグレード形態でエネルギーを回収することができるだけでなく、大幅に増大した量でもエネルギーを回収することができる。有用な高い値のエネルギー回収は、転化ガス流において、SO3のキログラム当たり1160KJSO3のポンド当たり500Btuを上回る。必要な希釈水の半分よりはるかに多くが、第1の吸収ゾーンに入るSO3転化ガス流において水蒸気の形態で提供される本発明の好ましい実施形態において、有用な高い値のエネルギー回収は、転化ガス流において、SO3のキログラム当たり1220KJSO3のポンド当たり525Btuを上回る。当量のSO3に対する当量の水蒸気のモル比が、第1の吸収ゾーンに入る転化ガス流において0.80を超える実施形態において、有用な高い値のエネルギー回収は、SO3のキログラム当たり1280KJSO3のポンド当たり550Btuを超え、希釈水のほぼ100が、ガス流において当量の水蒸気によって提供される場合、高い値のエネルギー回収は、SO3のキログラム当たり1330KJSO3のポンド当たり575Btuを超え得る。熱回収システムボイラーからの蒸気生成について表される際、少なくとも約0.4メガパスカル4バールゲージ、好ましくは少なくとも約0.5メガパスカル5バールゲージの圧力を有する蒸気の形態のエネルギー回収は、生成物の硫酸のトン当たり0.5トンの蒸気を超え得る。好ましくは、蒸気は、生成物の硫酸のトン当たり少なくとも約0.55トンの速度で、このような圧力で生成される。希釈酸の95~100が、吸収器の前に転化ガス中への蒸気噴射の形態で提供される場合、エネルギー回収は、生成物の酸のトン当たり約0.64トンである。これらの条件下での運転には、熱回収システム熱交換器の大きさの適度な増大、すなわち、33の蒸気噴射と比較して、熱交換表面積において最大で約25が必要とされ得る。本発明の方法はまた、例えば、より高められた圧力で蒸気を生成することによって、エネルギー回収を達成する温度を上昇させるべく操作され、制御され得る。より高い酸温度における操作について、酸強度は、塔の基部および熱交換器における腐食の速度の大きな上昇を避けるために、実現可能な最大レベルで維持されるのが好ましい。第1の吸収酸の温度および濃度がいずれも許容される範囲の上限である場合、第2の吸収ゾーンにおける平衡段階の数の適切な調整および/または第2の吸収酸の流れのわずかな増加は、第1の吸収ゾーンを通してわずかに増加したSO3の逸損slippageを補償し得る。第2の吸収ゾーンにおけるL/Gの過度の増加は、ミスト生成に対して結果として悪影響を与える、このゾーンに入るガスの急激な冷却shockcoolingをもたらし得るが;特に第1のゾーンが好ましい酸濃度の上限で操作される場合、わずかな増加が許容され、その理由は一つには、ガスにおけるより高いSO3含量が、第2の吸収ゾーンのより低い領域における熱生成の増加をもたらし、したがって、出口酸がより高いL/Gにおいてさえも低温になり過ぎるのを防ぐためである。しかしながら、第2のゾーンのL/Gをわずかにでも増加させることが必要となるよう第2のゾーンへのSO3の著しい破過を防ぐことが好ましい。第2のゾーンへの酸の濃度が、SO3の破過に応答すべく容易に制御されないため、第1のゾーンを出るガスにおけるSO3含量の著しい逸脱を防ぐために、第1のゾーンにおける条件を維持することが好ましい。別の代案は、第1の吸収ゾーンの基部において優勢な酸強度より低い濃度で第2の吸収酸を導入することである。さらなる代案によれば、第2の吸収ゾーンにおいて比較的高い濃度を維持できるようにしながら、SO3の逸損を最小限に抑えるために第1の吸収ゾーンにおいて酸濃度をわずかに低下させることができ、第2の吸収ゾーンを出る酸の温度は、第1のゾーンに入る酸の温度またはその温度付近で維持される。後述されるように、この濃度プロファイルは、SO3の逸損分が第2の吸収ゾーンにおいて接触している酸が、共沸混合物と同じかまたはそれを上回る濃度にある場合、ミスト形成が最小限に抑えられることを示す米国特許第5,538,707号明細書の図3と一致している。この代案では、塔の基部におけるより高い腐食速度が、塔の上側部分におけるより低い腐食速度によって相殺され得る。このような実施形態において、より高い耐腐食性corrosiontoleranceが、塔の基部の設計および構造に組み込まれ、より低い耐腐食性が、塔の残りの部分において使用され、機器の費用全体を従来技術の構成と同等に保つ可能性がある。上記の範囲内のプロセス変数の適切な選択および組合せによって、吸収システムからのエネルギー回収の著しい改良が、向上したエネルギー回収がもたらす経済的利益を実質的に損ない得る吸収塔の腐食または硫酸ミストの生成の不利益を埋め合わせることなく達成される。熱回収塔の全体高さおよび/または第1のゾーンの上に第2の吸収ゾーンも含む塔の第1の吸収ゾーンの全体高さを減少することによって、さらなる利益が得られる。好ましい比較的高いL/Gにおける操作が、物質移動を向上させ、平衡段階の数および/または塔の熱回収ゾーンにおける理論上の移動ユニットの高さを減少させる。これにより、塔に入るSO3転化ガスの流量に対して塔の高さが減少される。さらに、塔の直径が、酸流ではなくガス流によって主に決まるため、増加したL/Gには直径の増加は必要でない。これらの要因により、新たな塔に対する資本投資の必要性が減少し、熱回収システムを有さないか、または蒸気噴射なしで操作されるか、もしくは熱回収吸収ゾーンに入るガス流における当量の水蒸気含量を当量のSO3含量のわずか33以下まで増加させるのに十分な蒸気噴射速度で操作されているシステムを有する既存のプラントの改造が促進される。熱回収吸収ゾーンにおける好ましい温度条件下での操作により、増加した量の熱の回収だけでなく、高温での増加した量の回収も提供される。熱回収吸収ゾーンは、図2のプロセスの第1の吸収ゾーン、すなわち第2の吸収ゾーンを有さない吸収システムにおける唯一の吸収ゾーンを含む。高温での操作は、熱交換器および合金熱回収塔の基部における腐食の速度を速める傾向があるが、上述したような比較的高い酸強度での操作は、吸収酸の腐食性を抑え、過度の腐食速度を伴わずに高温での操作を可能にする。好ましい260°C~345°Cの範囲の、熱回収吸収ゾーンの入口におけるSO3担持ガス流の温度を達成するために、転化器を出るガスは、廃熱ボイラー、過熱水蒸気発生器、エコノマイザーなどにおいて、水蒸気噴射ゾーン127の上流で、約160°C~約250°Cの範囲の温度まで冷却される。好ましくは、水蒸気噴射ゾーンにおいて、または熱回収吸収ゾーンにガス流が入る前に、水蒸気噴射ゾーンの下流の経路に沿って、ガス流からの凝縮がない。より好ましくは、水蒸気噴射ゾーンにおいて、または熱回収吸収ゾーンに転化ガスが入る前に、水蒸気噴射ゾーンから下流の経路に沿って、ガス流からの実質的な熱除去がない。当業者は、環境に対する熱のいくらかの損失が避けられないが、環境への熱損失の速度を大きく上回る速度における熱の除去は避けられるのが好ましいことを理解するであろう。好ましい温度条件下での操作により、SO3へのSO2の反応の熱が、熱回収吸収システムの上流でかなり取り除かれるが、SO3と水蒸気との反応の気相熱、硫酸の凝縮熱、およびSO3と水との反応の液相熱の全てではないが高い割合が、熱回収吸収システムにおいて確実に回収される。吸収システムにおけるエネルギーの回収は、SO2燃焼ガスではなくSO3担持転化ガス中に蒸気が導入される場合に最大化されるが、湿潤ガスプラントにおける周囲燃焼空気の成分は、吸収システムにおけるエネルギーの回収を実質的に損なわない。米国特許第5,130,112号明細書に記載される代案によれば、水蒸気が、エコノマイザーの上流でSO3担持転化ガス中に導入され、それによって、比較的高い圧力の蒸気の形態で、SO3と水との反応の熱の一部を回収することができる。エコノマイザーが凝縮エコノマイザーである場合、硫酸の凝縮熱の一部が、同じように回収される。さらに他の代案によれば、蒸気が、硫黄バーナーと廃熱ボイラーとの間でSO2担持ガス流中に、あるいは転化器段階に入るSO2担持ガス流または転化器段階を出るSO3担持ガス流のいずれかに噴射され得る。本発明の方法の特定の実施形態は、向上した吸収熱回収のためのこれらの代案を包含するが、ただし、ガスにおける水蒸気含量を、熱回収吸収ゾーンにガス流が入る前に全当量の硫黄酸化物のモル当たり少なくとも約0.40モルまで増加させるのに十分な割合で、熱回収吸収器の上流のある地点で水蒸気が噴射され、好ましくは、当量の水蒸気含量が、熱回収吸収ゾーンに入る時点で全当量の硫黄酸化物ガスのモル当たり少なくとも0.40のままであることが理解されよう。より好ましくは、ガスにおける水蒸気含量を、熱回収吸収ゾーンにガス流が入る前に全当量の硫黄酸化物のモル当たり、少なくとも約0.50、少なくとも約0.55、少なくとも約0.60、少なくとも約0.70モル、最も好ましくは少なくとも約0.80モル、少なくとも約0.90モル、または少なくとも約0.95モルまで増加させるのに十分な割合が水蒸気が噴射され、好ましくは、当量の水蒸気含量が、熱回収吸収ゾーンに入る時点で全当量の硫黄酸化物ガスのモル当たり、少なくとも約0.50モル、少なくとも約0.55、少なくとも約0.60モル、少なくとも約0.70モル、少なくとも約0.80モル、または少なくとも約0.90モルのままである。より複雑な問題が、酸ミストの発生に影響する。図4にプロットされているのは、温度に応じた、水、SO3および硫酸の蒸気圧である。線形目盛りでの絶対温度の逆数に対する対数目盛りでの蒸気圧をプロットすることによって、線形構成が得られる。これらの曲線は、純粋な成分についてのものであり、特に、吸収酸において優勢な濃度での硫酸と平衡状態のSO3または水のいずれかの蒸気圧を示さない。しかし、SO3の高揮発性を実証する際、曲線は、高強度の硫酸の共沸濃度に比較的近似して吸収システムを操作することの望ましさを示していない。熱回収吸収ゾーンにおけるSO3の最大の回収は、酸強度がガス出口において共沸混合物と同じである場合に得られる。ここで、好ましい熱回収ゾーン吸収ゾーン酸濃度条件下での操作が、共沸混合物より高い側にわずかに外れることが分かっている。本発明にしたがって生じたデータにより、共沸組成が、例えば、図2に示されるプロセスの、第1の吸収ゾーンにおいて優勢な温度で約99重量であり、第2の吸収ゾーンにおいて好ましくは優勢である温度で約99.2重量であることが示される。共沸混合物のわずかに高い側での操作は、未吸収のSO3が吸収システムを通過し得る程度を増大する傾向があり得、下流での深刻な酸ミスト問題を生じる可能性があり、この問題には、構成材料が小さい割合のSO2を含有する乾燥ガスとのみ接触し得ることに基づいて選択される下流の機器の腐食を結果として伴う。しかしながら、上述され、以下でさらに説明される条件の組合せにしたがった操作によって、酸ミストが適度なレベルに維持されることがさらに発見された。酸ミストのさらなる制御は、本明細書においてさらに説明されるように、熱回収ゾーンを出るガス流を第2の吸収または凝縮ゾーンに通すことによって提供され得る。これらの手段によって、吸収塔を出るミストは、残りのミストが従来のミストエリミネータ要素の使用によって経済的に除去される程度に減少される。酸ミストの許容できない生成は、第1の吸収ゾーンの上流の転化ガス流中への水蒸気の噴射による33を大幅に超える希釈水の供給から生じることが予測されていたであろう。水蒸気の噴射および気相中の硫酸の形成により、ガス流の露点が必然的に上がり、これにより、酸ミスト形成が悪化されることが予測されていたであろう。例えば、米国特許第5,118,490号明細書の図2に示されるように、ミスト形成は、吸収器に入るガスの露点がガスが接触している酸の温度を超える程度とともに増加し、また、ガスの温度とその露点との差が減少するにつれて増加する。したがって、米国特許第5,118,490号明細書の図2によれば、希釈水が熱回収吸収ゾーンの上流の蒸気噴射によって供給される程度の増加、およびその結果としてのガス露点の上昇が、ミスト形成を悪化させる明らかな可能性を有する。産業的実施において、このような問題は、ガス流中の蒸気として供給される希釈水の割合を、約33を超えるまで増加させることに対する抑止となる。しかしながら、図5に示されるように、水蒸気の噴射は、転化ガス流をその飽和点に向かわせない。代わりに、SO3と水との気相熱が、気相温度を上げ、これは、SO3の硫酸への転化を阻止する傾向があり、それによって、転化ガス中への噴射によって加えられる水蒸気の割合に応じて露点の上昇を調節する。したがって、大気中蒸気が断熱条件下で乾燥SO3と混合される場合、ガス温度とガス露点との差は、ガスが、約0.33の当量のSO3に対するモル比で当量の水蒸気を含有するとき約44°Cまで増加し、ガスが、約0.50のSO3に対するモル比で当量の水蒸気を含有するとき約53°Cまで増加し、最終的には、約1.0のモル比で約58°Cに達する。系に入るガス中の気相における硫酸へのSO3の定量的転化を行う代わりに、気相における増加した熱生成の影響は、気相におけるH2SO4/SO3の平衡比をより低い値に変え、熱回収吸収ゾーンにわたって、気相におけるH2SO4へのSO3の転化を分配する。これは、気相と液相とのΔtを減少し、SO3吸収に対する駆動力を増大し、したがって、気相中ではなく液体中でSO3が硫酸に転化される程度を増大する傾向がある。これらの要因は、酸ミストの生成を制限する働きをし得る。図5は、100の蒸気噴射が、米国特許第5,118,490号明細書の図2のミスト生成の相関においてx軸因子の分母を有利に増加させることを示すが、熱回収吸収ゾーンを出る吸収酸の温度の著しい上昇がない場合、分子も増加するはずである。この影響を最小限に抑えるために、水分を含む流入SO3担持流が、熱回収吸収ゾーンの酸出口において吸収酸と接触するとき、熱回収吸収ゾーンは、急激な冷却を最小限に抑えるために高い酸温度で操作されるのが好ましい。しかしながら、酸の温度の大幅な上昇は、熱回収システムボイラーおよび合金熱回収塔の基部における腐食を著しく悪化させ得る。結果として、熱回収塔を出る酸の温度は、わずか33の蒸気噴射率での従来技術の操作のために確立された範囲で一般に維持されるのが好ましい。意外にも、米国特許第5,118,490号明細書の図2の半経験的関係が、本発明によって想定される高い割合の蒸気噴射操作に完全に該当しない可能性があり;または、該当する場合、図5に示されるデータの知識および理解がなければ蒸気噴射適用についての十分な指針を提供しなかった可能性があることがさらに分かっている。実地試験を行ったところ、この試験では、乾燥転化ガス中への蒸気噴射の割合率が、33から44に増加した。すなわち、当量のSO3含量に対する当量の含水量のモル比が、0.33から0.44に増加した。この試験の結果が、表2に示される。ガス温度とガス露点との差を増加させることの好ましい結果が、高い割合の希釈水が吸収器に入るガス流中の蒸気として提供される操作において、ガス露点を上げることの悪影響を埋め合わせることが分かった。吸収システムからの最大エネルギー回収は、全ての希釈水が、熱回収吸収ゾーンにSO3転化ガス流が入る前に、SO3転化ガス流中に水蒸気を噴射することによって供給される実施形態において達成される。示されるように、これにより、熱回収ゾーンにおける酸濃度勾配が実質的になくなる。特に、1つのみの吸収ゾーンがある実施形態において、これには、慎重に酸濃度のバランスをとる必要があり、その理由は、共沸濃度未満での操作は、高温における硫酸の揮発性によりミストを生じ、金属合金熱回収塔の腐食を生じ得る一方、共沸濃度を超える濃度での熱回収吸収ゾーンの操作は、SO3の逸損、すなわち、未吸収のSO3の塔内の通過を生じ得るためである。SO3の逸損は、減損ガス流が冷却されるとき、下流のミスト生成を生じ得る。共沸組成が温度と反比例して変化することがさらに発見された。したがって、熱回収ゾーン条件に応じて、熱回収ゾーンおよび/または下流におけるミスト生成を最小限に抑える1つの方法は、向流熱回収吸収ゾーンのガス入口において共沸混合物を超えるが、ガス出口において優勢な適度により低い酸温度で共沸混合物と同じかまたはそれに近い一定の酸濃度で操作することである。これはSO3吸収の駆動力を制限するが、硫酸の凝縮速度を損なわない。第1の吸収ゾーン内の酸相操作線に沿った位置における酸強度座標が、対応する温度座標において共沸濃度をやや超える場合、SO3吸収効率も依然として許容可能であり;ただし、吸収液体の酸濃度は、吸収液体濃度と共沸濃度との差が熱回収ゾーン全体にわたって約1.0重量以下となるよう制御され、出口酸濃度は、変曲点その温度を超えると、吸収効率が一部の工業的運転において異常になるかまたは急激に悪化することが観察されている以下、例えば、99.5~99.6に維持される。SO3を監視しながら、工業的な酸プラントは、99.6~99.7の範囲内で確実に運転され得る。好ましくは、酸濃度と共沸濃度との差は、熱回収ゾーン全体にわたって、-0.2重量以上かつ1.0重量以下、より好ましくは0.0以上かつ1.0重量以下である。この差は、以下のとおりに定義され得る:Δazi=[H2SO4]i-[H2SO4az]i式中:Δazi=このゾーン内の位置iにおける差であり;[H2SO4]i=位置iにおける実際の積分平均H2SO4濃度座標であり;[H2SO4az]i=位置iの積分平均温度座標における共沸濃度であり;位置i=第1の吸収ゾーンの底部において酸出口を通過する水平面から等距離である、このゾーン内の点の任意の位置である。したがって、マイナスの差は、実際の濃度が、位置iの温度において共沸混合物より低いことを意味し、プラスの差は、実際の吸収酸濃度が、位置iの温度において共沸混合物より高いことを意味する。第1の吸収ゾーンの操作のために好ましい条件が、図22に概略的に示される。図22の曲線S1およびS2は、向流の第1の吸収ゾーン内の吸収酸相の別の酸濃度操作線、すなわち、このゾーンのガス入口/酸出口からの距離に応じた、第1のゾーンにおける位置に対する濃度のプロットである。曲線S2が、曲線S1よりわずかに高い入口酸濃度に基づいている。曲線Tが、第1のゾーン内の酸相の温度プロファイルである一方、曲線Zは、このゾーン内の温度に応じた共沸濃度のプロットである。したがって、このゾーンの底部からの所与の距離で描かれた水平線が、曲線S1またはS2上の該当位置の濃度座標および曲線T上の該当位置の温度座標、ならびに曲線Tの温度での共沸組成に交差する。このゾーンの上部において、曲線S1上の入口酸濃度と、入口酸温度における共沸濃度との差が-0.1重量であり、出口酸濃度と、酸出口温度における曲線S1上の濃度および共沸濃度との差が0.5重量であることが分かるであろう。比較すると、曲線S2上の対応する差はそれぞれ、0.2重量および0.8重量である。曲線S1が、入口酸濃度についての好ましい下限を反映する一方、曲線S2は、示される仮想の場合において優勢なL/Gにおいて入口酸濃度についての好ましい最大値に近づく。気相中における硫酸へのSO3の転化は、酸の蒸気が凝縮するにつれて促進され、ガスの冷却は、順反応のより好ましい平衡をもたらす。水蒸気の凝縮は、気相反応を遅延させる傾向があり得るが、H2SO4のはるかに低い蒸気圧は、水蒸気の凝縮よりむしろ硫酸の凝縮およびSO3の気相転化に有利に働く。さらに、熱回収ゾーンにおける酸濃度を、共沸混合物と同じかまたはそれを上回る濃度に維持すると、吸収ゾーンのガス出口で未吸収のまま残っているSO3の画分が何であれ、それから生じるミスト形成の程度を最小限に抑えるというさらなる利点が提供される。米国特許第5,538,707号明細書の図3に示されるように、酸濃度が共沸混合物より低い場合、出口ガス流は、平衡SO3および水蒸気分圧を、SO3の逸損に起因するSO3圧力の増分と組み合わせる組成を有し、出口ガスの露点は、単独の平衡組成物と比較して上昇される。これにより、典型的にミスト形成を招く気相中の過飽和が生じる。しかしながら、逸損に起因する同等のSO3増分があるが、酸濃度が共沸混合物と同じ濃度かまたはそれを上回る場合、出口ガスの露点は、SO3の逸損によって実際に低下され、過飽和条件は、この時点で避けられる。出口SO3および/またはH2SO4蒸気濃度が大きい場合、下流の領域におけるミスト生成を避けるべくSO3を回収するために、熱回収ゾーンの下流で他の手段が取られるのが好ましいことが理解されよう。例えば、以下にさらに詳細に記載されるように、第1のゾーンを出るガス流は、残りのSO3の吸収のために第2の吸収ゾーンに通され得る。さらに後述されるように、このような第2のゾーンの操作条件は、後者の吸収ゾーンまたはさらに下流のいずれかにおいてミスト形成を最小限に抑えるべく制御することができる。あるいは、熱回収吸収ゾーンの前に、SO3担持ガス流中への水蒸気の噴射によって化学量論的な水の必要量の全てに満たない量を供給することによって、一定の熱回収ゾーン出口酸濃度において、SO3吸収のための増加した正味の駆動力を生じさせることができる。例えば、蒸気は、当量のSO3含量に対する当量の水分含量のモル比を、0.40を超えるが1.0未満の値に上げるのに十分な割合で、蒸気をSO3転化ガス中に噴射することができる。しかしながら、SO3の吸収のための向上した駆動力を提供する酸濃度プロファイルが確立される場合、向流吸収ゾーンのガス出口における酸濃度は、共沸混合物より十分に低く、SO3の逸損が生じた場合、特に熱回収吸収ゾーンの下流で優勢なより低い温度において、蒸気圧およびミスト形成のリスクが比較的高くなる。一方、出口ガス流と接触している酸の蒸気圧を最小限に抑えるために、向流吸収ゾーンに入る酸の濃度が共沸濃度に維持される場合、SO3転化ガス中への100より大幅に少ない水蒸気の噴射による操作は、ガス出口から遠隔の吸収ゾーンの領域全体にわたってSO3の吸収のための駆動力を増大するのではなく、大幅に減少する効果を有する。さらに、SO3転化ガス中に導入される蒸気としてではなく酸循環ループを介して希釈水が提供される程度に、エネルギー回収における不利益が生じる。熱回収吸収ゾーンが、上に記載される好ましいL/G範囲で操作される場合、物質移動係数が向上され、したがって、SO3の逸損の制御に寄与し、それによって、酸ミストの制御にさらに寄与する。さらに、高いL/Gが、外部熱交換器を通るより低い酸側温度の低下、および結果として伝熱流体への熱伝達のための向上した駆動力をもたらす。充填の適切な選択によって、熱回収塔の直径を過度に増加することも、または同じガス速度および比較的低い従来のL/Gにおける操作のために設計された熱回収塔の性能と比較して増加したガス圧力低下を生じることもなく、好ましい比較的高いL/G比を達成することができる。したがって、上記の好ましい高いL/G比における操作において、吸収酸液体の質量流量は、好ましくは少なくとも約3,770ポンド/平方フィート/時18,440kg/m2/時、より好ましくは少なくとも約4500ポンド/平方フィート/時22,100kg/m2/時、典型的に約6000~約15000ポンド/平方フィート/時約29,500~約73,800kg/m2/時である。熱回収吸収ゾーンを通るガスの質量流量は、典型的に、熱回収吸収ゾーンを通る約18cmH2O7.1インチH2Oの圧力低下において約320~約1,100ポンド/平方フィート/時1,500~5,200kg/m2/時の範囲である。迅速で効率的な物質移動は、構造化充填の使用によって促進される。例えば、気相と液相との間の気/液接触および物質移動を促進するための手段は、KochKnightLLC製の商品名FLEXERAMIC登録商標88KGまたはFLEXERAMIC登録商標28KGで販売される構造化充填固体を含み得る。別の塔充填は、Koch-Glitschから入手可能な7.6cm3インチのIntaloxサドル、および同様にKochKnightLLCから入手可能なFlexisaddleLPD7.6cm3インチKGを含む。要約すれば、熱回収吸収ゾーンにおけるミスト生成は、吸収システムの上流のSO3転化ガス中への高い割合の蒸気の噴射によって達成される高いガス温度と、熱回収ゾーンの酸出口において一般に高い吸収酸温度と、高強度吸収酸との組合せによって最小限に抑えられる。図7は、ガス流における当量のSO3含量に対する当量の水蒸気含量のモル比を、吸収ゾーンのガス入口において約0.95~1.0まで増加させるのに十分な割合で、水蒸気噴射ゾーン123に水蒸気を噴射することを含む、操作の好ましい条件下での向流熱回収吸収ゾーンにおける温度プロファイルを示す。このゾーンの基部において、酸はかなり高温であるが、気相と液相とのかなりのΔtが依然として存在する。ガスは、その露点より高い温度まではかなり迅速に冷えるが、露点に近づき、露点より低い温度になるにつれて、減少したΔtおよび潜熱放出の影響により、ガスは徐々に冷えるようになり、それによって、気相中の過飽和およびミストの形成を最小限に抑える。過飽和が避けられる場合、硫酸は、ガス流中の急なcrash凝縮およびミスト形成ではなく液相への規則的な移行を行う。実際、図12にさらに示されるように、熱回収ゾーンの基部において実質的にミスト形成はない。ガスがその露点に達すると適度なレベルのミストが生成され、吸収ゾーンのガス出口/酸入口ここで、大量のH2SO4凝縮が起こるの近くでミストの増分がさらに生成される。図12にさらに示されるように、液相温度は、酸出口で最高に達するが、吸収ゾーンの底部の酸出口を超えると、ガス温度は、急速に液体温度に近づき、2つの線が、同じレベルで、酸出口から酸入口までの行程の約3分の1を描く。本発明の向流熱回収カラムの気相操作線は、図7を参照することによって理解され得る。このグラフのプロファイルは、熱回収ゾーン内の流体流経路の位置ではなく温度に応じた当量のSO3を基準にしたガス組成を実際にプロットしている。しかしながら、吸収ゾーン内のガス温度および位置の相関によって、それらは、図7の右側のカラム段階1の下の当量のSO3を基準にした熱回収吸収ゾーン操作線の図を提供する。示される場合、希釈水の100が、転化ガス流の方向に対して熱回収吸収ゾーンの上流のSO3転化ガス流中への水蒸気の噴射によって提供される。硫酸の凝縮、および顕熱の大幅な除去が、吸収ゾーンにガス流が入る前に避けられるのが好ましい。したがって、ガス流は、315°Cの温度で熱回収吸収ゾーンに入る。ガスが入るときのガスの組成は、グラフの一番右側に、すなわち、当量のSO3を基準にして示され、ガスは、約69モルのSO3および約31モルのH2SO4を含み、SO3に対するH2SO4のモル比が約0.45である。これが、希釈水の95~100が熱回収吸収ゾーンに転化ガスが入る前に加えられる場合であるとき、本発明によって想定される操作の範囲は、一般に、SO3に対する硫酸蒸気のモル比が少なくとも約0.25、好ましくは少なくとも約0.30、より好ましくは、少なくとも約0.35であるガス流の導入を含む。ガス流が、吸収液体に対して向流的に吸収ゾーンを通り抜ける際、図7は、ガスにおけるSO3含量が徐々に減少することを示す。ガス入口および酸出口の近くの吸収ゾーンの領域において、硫酸蒸気含量は、ガスが吸収ゾーンを通って進むにつれて、徐々に増加する一方、ガス温度は、ガスがその露点温度になる点に達するまで低下する。ガスがその露点温度またはそれを下回る温度まで冷却されたら、気相中の硫酸の連続的形成が、硫酸が凝縮して液相になることによって相殺される。したがって、硫酸含量は、ガス温度が約260°Cになると、SO3を基準にして約63モルのピークから低下し始める。図7のプロットは、やや急な低下を示すが、図12と比較すると、ガスが熱回収吸収ゾーンの下およそ3分の1にわたって上向きに移動すると63モルから約15モルへの気相硫酸含量の減少が生じることが示され、これは、図7の場合、約1.5メートル5フィートの距離であり、または0.75秒-1の空間速度である。一般に、転化器において生成されるSO3の少なくとも40、好ましくは少なくとも50が、気相から硫酸として凝縮され、空間速度が、気相からの硫酸の凝縮が発生する熱回収ゾーンの領域において、少なくとも約0.3秒-1、好ましくは約0.3~約1秒-1であることが好ましい。図7に示されるピークの硫酸蒸気含量において、残りのSO3含量は、当量のSO3を基準にして約33モルであり、したがって、SO3含量に対する硫酸含量のモル比は約1.9である。また同様に、これは、希釈水の95~100が熱回収吸収ゾーンに転化ガスが入る前に加えられる場合である。本発明によって想定される操作の範囲内で、硫黄酸化物担持ガス流中に導入される水蒸気の割合、硫酸強度、吸収ゾーンに導入される吸収液体の温度、および吸収ゾーンにおけるL/G比は、SO3に対する硫酸蒸気のモル比が、吸収ゾーン内の、そのガス入口およびガス出口の中間の位置で、少なくとも約1.2、好ましくは少なくとも約1.5の最大値に達するようなものである。図7に示される操作において、気相は、熱回収吸収ゾーンのガス出口/酸入口において、いずれも吸収ゾーンに導入される当量のSO3を基準にして表した際に、約10モルのH2SO4および約4モルのSO3を含有し、すなわち、モル比が約2.5である。同じ基準で、吸収ゾーンを出るガス流におけるH2SO4蒸気プラスSO3含量の合計は、吸収ゾーンに入るガス流における当量のSO3含量の約14モルである。好ましくは、ガス出口におけるガスにおけるH2SO4蒸気プラスSO3含量の合計は、吸収ゾーンに入るガス流における当量のSO3含量の約25以下、より好ましくは約20以下であり、ガス出口におけるガス流におけるSO3含量は、吸収ゾーンに入るガス流におけるSO3含量の約8以下であり、出口蒸気流中のSO3に対するH2SO4のモル比は1.6以下である。本発明の好ましい実施形態において、酸ミストの制御は、熱回収吸収ゾーンを出るガスを、ガス流中の残りのSO3を回収するための第2の吸収ゾーンに通すことによって促進される。第2の吸収ゾーンに通される第2の吸収酸は、ガス流を冷却し、気相からの追加の硫酸を凝縮して第2の酸にする働きも果たす。本明細書において記載されるような第2の吸収ゾーンの操作が、熱回収の程度が水蒸気の噴射によって促進される吸収熱回収システムの操作の際だけでなく、追加の水蒸気が転化ガス、燃焼ガスまたは燃焼空気中に導入されない従来の乾燥ガスまたは湿潤ガス硫酸プラントにおいても、ミスト生成の制御に一般に有効であることを理解されたい。本明細書において記載される第2の吸収ゾーンの操作の新規な原理は、熱回収が水蒸気の噴射によって促進されるかどうかにかかわらず実質的に同じである。図17は、水蒸気が、ガス入口123において2ゾーン熱回収塔101に入る前に転化ガス中に噴射されないことを除いて、図1のプロセスと類似のプロセスを示す。乾燥しているかまたは燃焼空気に由来する大気中水分を含む転化ガスは、充填手段または気/液接触および物質移動を促進するための他の手段を含む第1の吸収ゾーン103を上向きに通過する。SO3は、第1の吸収ゾーンにおいて気相から液相へと移行され、硫酸に富んだ液体が、酸出口109において熱回収塔を出て、ポンプ111を循環させることによって、熱回収ボイラー105を通して循環される。ボイラーの下流の正味の硫酸生成を取り出した後、酸流は、転化器ガスからのSO3と反応させるための水を加えることによって希釈され希釈装置は図示せず、次に、酸入口113において第1の吸収ゾーンの上部に戻される。第1の吸収ゾーン103の上部を出るガスは、第2の吸収ゾーン115の底部に入り、第2の吸収ゾーン115も、充填手段または気/液接触および物質移動のための他の手段を含む。ガスは、酸入口117において塔に入る第2の吸収酸に対して向流的に第2のゾーン115を通って上向きに流れる。次に、ガス流は、転化器またはプロセスからの出口に戻る前にミストエリミネータ119を通過しながら塔を出る。第2の吸収ゾーンを出入りする酸の好ましい濃度は上述したとおりであり、蒸気噴射および乾燥実施形態のいずれについても実質的に同じである。第1の吸収ゾーンのガス入口/酸出口における酸の強度も、好ましくは、蒸気噴射操作について記載したとおりであるが、第1の吸収ゾーンへの入口酸濃度は、HRSボイラーから第1の吸収ゾーンへと酸流が戻る前に希釈水を導入する必要があるため、比較的低い。これにより、第1のゾーンの上部における酸濃度は、共沸混合物より低くなり、それによって、第1の吸収ゾーンの上端におけるミスト形成を増加し得るが、ミストの制御は、上記の条件下での第2の吸収ゾーンの操作によってなお達成される。図18は、転化ガス流が乾燥しているかまたは大気中水分のみを含む別のプロセスの流れ図である。このプロセスは、生成物の酸の取り出し点の下流の酸流が、酸入口113において第1の吸収ゾーンに入る第1の吸収酸流と、補助的な熱交換器131に通される第2の吸収酸とに分けられることを除いて、図17のプロセスと同一であり、熱交換器131において、例えば、酸入口117を介して第2の吸収ゾーンの上部に戻る前に、第2の吸収酸の温度を、所望の約40°C~110°C、好ましくは約65°C~95°C、より好ましくは、約75°C~90°Cの範囲まで低下させるためにボイラー給水を加熱することによって、さらなる吸収熱が取り出される。図面に示されるように、生成物の酸は、熱交換器131の上流または下流のいずれかで第2の酸流から取り出すことができる。蒸気噴射がないことを除いて、図18のプロセスは、図3のプロセス以下に詳細に説明されると同等である。従来技術の参照文献は、第2の吸収ゾーンにおける酸の濃度に関するその教示内容が様々である。米国特許第4,996,038号明細書には、酸が99.5の濃度で第2の吸収ゾーンに入り、99.8の濃度で出る例示的な操作が記載されている。比較すると、凝縮段階として第2の段階に言及している米国特許第5,118,490号明細書には、凝縮段階を出る酸流は、98.5~99.0の濃度を有することが記載されている。米国特許第5,130,112号明細書には、酸流が約98.5で凝縮段階を出ることが報告されている一方、米国特許第5,538,707号明細書では、酸が98.8の濃度で第2の吸収ゾーンを出ることが示されている。本発明の方法において、これらの条件のいずれも選択することができる。しかしながら、本発明によれば、第2のゾーンのガス入口/酸出口において、比較的高い酸濃度で、例えば、共沸混合物と同じかまたはそれよりわずかに高い濃度であるが、第2のゾーンのガス出口/酸入口において、第1の吸収ゾーンから入るガス流から残りのSO3を実質的に完全に確実に回収するのに十分なほど適度に低い濃度で操作するのがミスト制御のために好ましいことが分かった。したがって、第2のゾーンのガス出口における酸強度は、一般に、約98.7~約99.2、例えば、98.8~99.0ここで、第1の吸収ゾーンに入る第1の酸は、99.2~99.4の範囲の強度を有する、または98.5~99.0、好ましくは98.5~98.7の範囲であり、ここで、第1の吸収ゾーンに入る第1の酸は、99.4~99.6の範囲である。後者の場合、第1のゾーンに未吸収のまま残っており、ガス流中で第2のゾーンに移動する比較的大きい割合の残りのSO3を吸収するための十分な駆動力を確保するために、第2の吸収ゾーンの酸入口/ガス出口において、酸の比較的低い濃度が必要である。L/Gが、第2の吸収ゾーン全体にわたって酸とガスとのΔtを最小限に抑える範囲内に維持されること、および特に、流入ガスと接触している第2の吸収ゾーンを出る酸の温度が、第1の吸収ゾーンのガス出口において酸より大幅に低くないことがさらに好ましい。第2のゾーンのガス入口における比較的高い酸強度は、第1のゾーンを出るガスが最初に接触する第2の酸が、共沸混合物と同じかまたはそれを上回る強度であることを確実にし、したがって、第2のゾーンにおける平衡蒸気と、第1の吸収ゾーンからのSO3の逸損分との混合が、過飽和およびミスト形成を生じず、むしろ露点を低下させ、残りのSO3の制御された吸収を促進する。第2のゾーンのガス出口における適度に低い酸濃度は、残りのSO3の効率的な吸収を確実にし、それによって、吸収器の下流のSO3とH2Oとの反応によるミスト形成の可能性を最小限に抑える。米国特許第5,538,707号明細書の図3を参照して、第1の吸収ゾーンおよび第2の吸収ゾーンのガス入口/酸出口における共沸混合物と同じかまたはそれを上回る酸流での操作により、第1のゾーンを出るガス流中にSO3がどんなものであれ未吸収のまま残っている結果としてガスの露点が上昇されるのを防ぐ。これは、酸ミストの最高の割合が通常、第2のゾーンにおいて生成されるため重要であり得る。第1の吸収ゾーンを出るガスが、第2の吸収ゾーンの下側部分において、190°C~210°Cの温度および共沸混合物より低い濃度を有する第2の吸収酸と接触する場合、ガスにおけるSO3含量が酸相からの水蒸気と反応すると露点がガス温度を超えて急上昇し、したがって、比較的低い酸強度および高い腐食性を有するかなりの体積の硫酸ミストを形成する。しかしながら、第2のゾーンのガス出口/酸入口において、わずかに低い酸強度は、許容されかつ望ましい。ほとんどの場合、実際に、第2のゾーンに入る酸の強度は、残りのSO3を吸収するための駆動力を提供するために共沸混合物よりいくらか低い。第2の吸収ゾーンに入る酸の濃度が共沸混合物より低いと、入口の酸の温度が比較的低いため、米国特許第5,538,707号明細書の図3に反映される被害を生じない。第2のゾーンを出るガスが、流入酸と飽和平衡状態にある一方、温度が低いため、関連するミスト負荷は小さい。示されるように、第2のゾーンへの入口の酸は、好ましくは約65°C~95°Cの範囲、より好ましくは約75°C~90°Cの範囲に維持され、この範囲では、酸のH2SO4蒸気圧が比較的わずかである。出口ガス中に残っているかまたは形成されるいかなる割合のミストも、従来のミストエリミネータによって容易に除去することができる。第2の吸収ゾーンにおけるSO3の最大の吸収を達成することの重要性は、図19~21を参照することによって分かるであろう。図19は、向流吸収プロセスにおける第1の吸収ゾーンのガス入口からガス出口へのガス流中のSO3、H2SO4蒸気およびH2O蒸気の成分流を示し、ここで、希釈反応水のほぼ100が、第1の吸収ゾーンの上流の転化ガス中への蒸気の噴射によって供給され、第1の吸収酸は、99.5の強度に維持される。硫酸蒸気が、液体酸相へと実質的に移動され、SO3が、実質的に吸収されるかまたは水蒸気と反応されて硫酸蒸気が生成され、硫酸蒸気が液体酸相に移動され、H2Oが、実質的に吸収されるかまたはSO3と反応されて硫酸が生成され、硫酸が液体酸相に移動されることが分かる。しかしながら、SO3および硫酸の両方の材料濃度は、第1の吸収ゾーンのガス出口において蒸気流中でそのままであり、ここで、温度は200°Cの範囲であり、第1の吸収酸の濃度は99.5である。約300ポンドモル/時のSO3、約90ポンドモル/時の硫酸蒸気、および約7ポンドモル/時の水蒸気が、第1の吸収ゾーンから第2の吸収ゾーンへと通過するガス流中に残る。図20は、図19に示される第1の吸収ゾーンを出る組成および約200°Cの温度を有するガス流が向流の第2の吸収ゾーンに入り、向流の第2の吸収ゾーンの上部で、第2の酸が、98.5の濃度で導入されるプロセスの実施形態を示す。約95°Cの温度で第2のゾーンを出るガス流において、SO3の流量は、約0.003ポンドモル/時まで減少され、硫酸蒸気の流量は、約0.06ポンドモル/時まで減少され、水蒸気負荷は、約0.16ポンドモル/時まで減少された。ガス出口における酸の濃度、すなわち、98.5は、95°Cの出口温度におけるその共沸混合物より低いが、SO3、H2SO4およびH2O蒸気の負荷は、かなりの下流のミスト負荷をシステムに与えるには低過ぎる。さらに、第2のゾーンのガス入口に向かって優勢になるより高い温度において、酸濃度は、好ましくは共沸混合物より高い。比較すると、図21は、ほぼ100の蒸気噴射での操作を示し、ここで、第1のゾーンに入る第1の酸流は、99.5の強度を有し、第2のゾーンに入る第2の酸は、99.2の強度を有する。SO3の残りの成分流は0.03ポンドモル/時であり、すなわち第2の酸が98.5で第2のゾーンに入る場合に達成されるレベルの10倍であり、硫酸蒸気の残りの成分流は0.8ポンドモル/時であり、すなわち、98.5における速度の12~14倍である。水蒸気の残りの成分流は0.01ポンドモル/時であり、すなわち98.5における速度よりわずかに低いが、はるかに高いSO3およびH2SO4蒸気流は、吸収器の下流のかなり高いミスト形成を確実にする。下流のプロセス要素に対するミスト充填は、図12~16に反映されるようなガス流中に実際に存在する液相ミストに、残りのSO3から形成されるH2SO4を含む、ガスが冷えると凝縮するH2SO4蒸気およびガス中の水蒸気を加えた合計である。これらは、図20および21に反映される。ミストエリミネータによって完全に除去され得ない実際の液相ミスト充填の任意の割合に、ガス中で水蒸気と反応して、さらなるH2SO4を生成する、ミストエリミネータを通って流れるガスのSO3含量を加えたものが、プロセス側の機器のより低い温度でおよび吸収器ここで、温度は、第2の吸収ゾーンを出るガスの典型的な温度である95°Cより著しく低いレベルまで低下し得るの下流の導管表面において、比較的低い温度のガス流から凝縮し得る。ミスト制御のために、第2の吸収ゾーンの入口および出口において、より好ましくはこのゾーンのほぼ全体にわたって、気相と液相とのΔtを最小限に抑えることが非常に好ましい。Δtが高いと、気相から液相への熱伝達が、液相へのSO3および硫酸蒸気の物質移動と比べて速くなり過ぎ、したがって、液相へのSO3および硫酸蒸気の物質移動に優先的にミスト形成を生じる。ガス入口の近くの第2のゾーンの領域において、これは、ガス流を急激に冷却し、気相中の微細な硫酸液滴の大量の析出を引き起こす。図13~16に示され、また、後述されるように、第2のゾーンのガス出口の近くの過度のΔtは、典型的に、不十分な酸流および残りのSO3これは、次に第2のゾーンの下流のガス中の水蒸気と組み合わされて、ガスがさらに冷えるとミストを形成するの不十分な吸収と関連している。好ましくは、Δtは、酸入口、酸出口、より好ましくはこのゾーン全体にわたって、約35°C以下である。さらにより好ましくは、酸入口Δt、酸出口Δt、およびこのゾーン全体にわたるΔtは、約30°C以下、さらにより好ましくは約25°C以下、または約20°C以下である。最適な条件下で、入口および出口Δtは、約15°C以下またはさらには約10°C以下である。したがって、第2のゾーンにおけるL/Gは、ガス流が、第1の吸収ゾーンを出る温度第2のゾーンを出る酸の温度に好ましくは比較的近いから、第2の段階に供給される酸の温度に近い温度まで冷却されるべくエネルギーバランスを制御するように設定される。酸およびガスの両方のための所望の第2のゾーン入口および出口温度を規定することによって、L/Gは、以下の関係式にしたがって、第2の段階のエネルギーバランスによって効果的に決定される:GCpgTgin-TgoutHRxSO3HcondH2SO4=LCplTLin-TLoutGおよびLが液体およびガス流である場合、CpgおよびCplは、ガスおよび液体の熱容量である。本発明者らはまた、三酸化硫黄の反応熱および硫酸の凝縮熱三酸化硫黄および硫酸のほとんどが第1の段階で凝縮されるため、これらの期間は短いを有する。酸強度は、一般に、第2の段階の上側部分における共沸混合物より低いが、硫酸揮発度は、第2のゾーンの上側部分に優勢なより低い温度ではるかに低く、したがって、SO3が気相中で優勢になり、ミスト中の酸が比較的濃くなる。第2の吸収ゾーンの温度プロファイルを、上記の範囲に維持するために、第2の吸収ゾーンは、比較的低い質量L/G比、例えば、ガスの合計を基準にして約0.3~約2.0で操作される。第2の吸収ゾーンの温度プロファイルは、L/G比に極めて影響されやすいことが発見された。図13は、高い液体流量、すなわち、約2.2のL/G比で向流的に操作される第2の吸収ゾーンの典型的な温度プロファイルを示す。示されるように、このような操作は、第2の吸収ゾーンのガス入口における気相と液相との非常に大きいΔtをもたらす。その結果として生じるガス流の急激な冷却は、上記のプロファイルにさらに示されるように、大量のミスト形成をもたらす。したがって、これらの条件下における第2の吸収ゾーンの影響は、酸ミストを制御することではなく、むしろ酸ミストを生成することである。しかし、過度に低い第2の吸収酸液体流も、ミストを生成し得る。約0.5の低いL/Gでの操作が、図14にプロットされる温度プロファイルに示される。この場合、液体流量は、ガス流を十分に冷却し、および/または残りのSO3を吸収するのに不十分であり、向流の第2のゾーンのガス入口からガス出口へと移動する気/液Δtが徐々に増加し、その結果、流体温度がこのゾーンを通るガスの滞留中に分散すると、酸ミストが徐々に形成される。図15は、約0.8のL/Gをもたらす媒体、またはバランスの取れた液体流を用いた本発明の好ましい実施形態を示す。この場合、気相と液相とのΔtは、約10~12°Cを超えない。ガスが冷えるとある程度のミストが形成されるのは不可避であるが、ミストの割合は、従来のミスト除去要素を用いて対処することができる範囲内である。ミストのさらなる減少は、本明細書において上述したタイプの構造化充填を用いて実現することができる。このような操作は、図16に示され、ここで、Δtは、第2の吸収ゾーン全体にわたって約8~10°C以下であり、ミスト生成は、図15の場合より約20低い。一般に、第2の吸収ゾーンが、全ガス流を基準にして、約0.3~約2、より好ましくは約0.4~約1.5、最も好ましくは約0.4~約1.0のL/Gで操作されるのが好ましく、最適な比率は、一般に、第2のゾーンに導入される酸の強度とともに増加する。これらの好ましい比率は、水蒸気が、第1の吸収ゾーンに入る転化器ガス中に噴射されるか、あるいはその代わりに、転化器ガスが、乾燥しているかまたは大気中の水分のみを含有するかにかかわらず適用される。第2の吸収液体の質量流量は、典型的に少なくとも約380ポンド/平方フィート/時1850kg/m2/時、好ましくは約415~約1,130ポンド/平方フィート/時約2,000~約5,500kg/m2/時である一方、気相の質量流量は、少なくとも約200ポンド/平方フィート/時1,040kg/m2/時、好ましくは約400~約1,100ポンド/平方フィート/時約2,000~約5,000kg/m2/時である。ミスト形成を最小限に抑えるために、第2の吸収ゾーンに入るガス流および第2の吸収ゾーンに入る第2の吸収液体流の相対流量は、気相の局所バルク温度と、ガスが接触している第2の吸収液相の局所バルク温度との差が、第2の吸収ゾーンの液体入口または液体出口のいずれにおいても約35°C以下であるようなものであることが好ましい。例えば、気相の局所バルク温度と、ガスが接触している第2の吸収液相の局所バルク温度との差が、第2の吸収ゾーンの液体入口または液体出口の両方において約15°C~約35°Cである。気/液Δtが、第2のゾーンのガス入口/液体出口において、約30°C以下、より好ましくは約25°C以下、より好ましくは約20°C以下、さらにより好ましくは約15°C以下、最適には約10°C以下であることが特に好ましい。これらの相対流量が、気相の局所バルク温度と、ガスが接触している第2の吸収液相の局所バルク温度との最大差が、液体入口からこのゾーンまでの一定の距離によって画定されるこのゾーン内の気/液接触の任意の箇所内において、約35°C以下、より好ましくは約30°C以下、より好ましくは約25°C以下、より好ましくは約20°C以下、さらにより好ましくは約15°C以下、最適には約10°C以下であるようなものであることも好ましい。言い換えると、気相の温度と、ガスが接触している第2の吸収液相の温度との局所積分平均差が、第2の吸収ゾーンのどこにおいても、約35°C以下、好ましくは約30°C以下、より好ましくは約25°C以下、より好ましくは約20°C以下、さらにより好ましくは約15°C以下、最適には約10°C以下であり、このような局所積分平均接触温度差は、液体入口からこのゾーンまでの一定の距離によって画定されるこのゾーン内の気/液接触の任意の箇所にわたる積分によって決定される。好ましいL/G範囲内において、第2の吸収ゾーンを出る酸の温度は、上に示される範囲、すなわち、約40°C~110°C、より好ましくは約75°C~90°Cに維持され得、酸出口温度は、約175°C~215°Cの範囲に維持される。対応するガス温度は、典型的に、ガスが接触している酸の温度より10°C~35°C高い。向流の第2の吸収ゾーンへの入口酸の好ましい濃度、すなわち、第2のゾーンを出るガス流と接触している酸の濃度は、上述したとおりであり、表1に概略が示される。好ましい範囲内のL/Gの制御は、第2の吸収ゾーン全体にわたって最小のレベルで気相と液相とのΔt、例えば、第2の吸収ゾーン全体にわたって約35°Cを超えないΔtを制御すべく機能する。第2のゾーンを出るガス流中の酸濃度は、第2の吸収ゾーンの出口酸濃度、入口酸濃度および入口酸/出口ガス温度を制御することによって制御される。出口ガスの温度は、このゾーンへの入口酸温度を制御することによって制御される。上に概略が示される範囲の出口ガス温度が許容されるが、第2の吸収酸を、40°C~110°Cの範囲の下方部分の温度で導入することによって、ミスト充填をさらに減少させることが可能である。しかしながら、好ましいL/G比で所望のΔtプロファイルを保つために、より低い入口酸温度およびより低い出口ガス温度に対応するために、充填高さを第2の吸収ゾーンに追加する必要があり得る。しかしながら、出口ガス流の温度が低いため、出口ガス流中のSO3、硫酸蒸気および水蒸気のミスト充填に対する寄与は小さい。図12を図13~16と比較すると、酸ミスト形成の主な箇所は、第2の吸収ゾーン内の、液体流が高過ぎる上流部分、または液体流が低過ぎる下流部分のいずれかであることが分かるであろう。いずれの場合も、第2のゾーン内のミスト形成は、第1のゾーン内のミスト形成をはるかに超える。第2のゾーンの主な目的がミスト形成を制御することである一方、これらのプロファイルは、効果的なミスト制御が、L/G、入口酸濃度および気/液Δtの適切なバランスが第2のゾーン全体にわたって保たれる場合にのみ達成されることを示す。L/Gの選択が不適切である結果として酸流が高過ぎるかまたは低過ぎる場合、または入口酸濃度が所望の範囲内に含まれない場合、第2のゾーンの操作は、第2のゾーンが存在する主な目的を達成しない。例えば、共沸混合物より低い吸収酸を用いることによって、第1のゾーン内の条件の好ましくない選択によるミスト問題の悪化を避けることが依然として望ましいが、ミスト制御の主な負担は、第2のゾーン内の条件の管理および制御にある。第1の吸収ゾーン中への水蒸気噴射の高速での操作において、第1の吸収酸は、典型的に、吸収ゾーンの酸出口および酸入口の両方において、オレウム側にあり、すなわち、共沸混合物より高い。このゾーンの出口における高い酸強度は、吸収のエネルギーを回収するために酸が内部を循環される熱交換器のFe/Cr合金管の腐食の速度を最小限に抑えるために非常に望ましい。例えば、80超、90以上といった高い割合の反応水が水蒸気の噴射によって提供される場合、吸収器にわたる濃度勾配はごく小さく、これは、入口ガス出口酸強度が、典型的に、オレウム側にあるかまたはわずかにオレウム側にあることも意味する。第1の吸収ゾーンを出るガスが、第1のゾーンに入る酸と実質的に平衡状態であるため、第2の吸収ゾーンに入るガスも、共沸混合物より高い組成を有し、これは、ガスが第1の吸収酸において取り出されなかったSO3のかなりの残りの濃度を有することを意味する。SO3が気相から取り出されない限り、第2の吸収ゾーンを出るガス中でミスト形成のかなりの可能性がある。SO3が第1の吸収ゾーンを出るガスから完全に取り除かれたことを確実にするために、第2の吸収ゾーンに入る第2の酸が、第1のゾーンを通してSO3の逸損と少なくとも化学量論的に等しい、すなわち、第2のゾーンに入るガスにおけるSO3含量と等しい正味の給水を第2の吸収ゾーンに提供するのに十分な差で、硫酸の共沸濃度より低いことが重要である。これに関して、McAlisteretal.の米国特許第5,130,112号明細書において推奨され、この文献の図3に示されるように、第2の吸収ゾーンの操作の原理は、第1の吸収ゾーンの操作の原理と異なる。McAlisterの開示が、向流の第1の吸収ゾーンに入る酸およびそのゾーンを出るガスが、比較的低い露点を確実にし、ひいては第1のゾーンを出るガスが冷却される際のミスト形成を最小限に抑えるために、SO3濃度が共沸濃度を上回る組成を有することを推奨する一方、異なるが相補的な原理が、第2のゾーンを出るガスとして優勢なはるかに低い温度で適用される。ガスが、第2のゾーンを通って通路内で冷えると、露点より高いままの状態で留まるための唯一の方法は、ガスからSO3を取り出すことであり;この目的のために、過剰の水が必要とされる。図24は、このゾーンにおける最小の気/液温度差すなわちΔtおよび第1のゾーンの出口から流れるガスとともに入る残りのSO3を取り出すのに十分な第2の吸収酸への給水の両方を確実にすべく第2の吸収ゾーンの操作を制御するためのシステムの概略図である。温度センサTSが、第2の吸収ゾーン115に入るガスの温度TS1、第2の吸収ゾーンを出る第2の吸収液体の温度TS2、第2の吸収ゾーンに入る第2の吸収液体の温度TS3および第2の吸収ゾーンを出るガスの温度TS4を測定する。これらの温度センサからの信号が、Δt制御プロセッサ171に送られる。第2の吸収ゾーンへの第2の吸収酸供給ラインにおける弁173を制御するためのΔt制御プロセッサからの信号が、第2の吸収ゾーンの酸入口および酸出口の両方における気/液Δtが約35°C以下、好ましくは約30°C以下、さらにより好ましくは約25°C以下、または約20°C以下となるよう、吸収ゾーンに送達される第2の酸の流れを調整する。最適条件下において、入口および出口Δtは、約15°C以下またはさらには約10°C以下である。第1の吸収ゾーン103に入る第1の吸収酸と接触している伝導度センサCS1が、第1の吸収酸の伝導度レコーダ/制御装置CRC1および第2の酸強度制御プロセッサ175の両方に信号を送る。この信号に応答して、伝導度制御装置CRC1は、第1の吸収ゾーン103に再循環される吸収酸の所望の強度を維持する速度で循環している第1の吸収酸流に希釈水を送達する速度を制御する制御弁177を調整する信号を送る。場合により、また、有利なことには、比較的希薄な酸、例えば、93の酸の直交流が、希釈用の水の供給源として使用されてもよい。吸収器に入る転化ガスの当量の含水量が、第1の吸収ゾーンに入るガスにおける全当量の硫黄酸化物含量のモル当たり、少なくとも0.40モル、より好ましくは少なくとも0.50、0.55、0.60、0.70モル、または0.80モル、最も典型的に約0.55~約0.98モルとするのに十分な割合で、水蒸気噴射ゾーン127のポート121を通して転化ガス中に水蒸気が噴射される。当量の水/当量の硫黄酸化物の比率が0.98に近づくにつれて、操作は、第1の吸収ゾーンのための全ての反応水が127において水蒸気の噴射によって供給される点に近づき、弁177によって水または希酸を導入する必要がなくなる。典型的に、吸収システムから取り出される正味の酸生成のバランスの取れた速度は、吸収塔サンプまたは別個の酸ポンプタンク図示せずにおける酸のレベルまたは伝導度の制御によって維持され得る。第2の酸強度制御プロセッサ175に保存された平衡データおよびCS1から受信された伝導度信号から、プロセッサ175は、第1のゾーンを出るガス流がこのゾーンに入る酸と平衡状態にあることを前提として、第1の吸収ゾーン103を出るガスおよび第2の吸収ゾーン115に入るガスにおける硫酸蒸気、水蒸気およびSO3蒸気含量を計算する。第2の酸強度制御プロセッサ175はまた、第2の吸収ゾーン115に入る第2の酸流において流れセンサFS1から、第1の吸収ゾーン103に入る転化ガス流において流れセンサFS2から、および転化ガス流において転化ガスにおけるSO3含量を測定するインライン分析装置179から信号を受信する。これらの信号に加えて、CS1伝導度信号および保存された平衡データから決定されるような第2の吸収ゾーン115に入るガスの組成から、プロセッサ175は、第2の吸収ゾーンを出るガスの組成が、含水量に関して共沸組成と等しいかまたはそれを上回り、SO3含量に関して共沸組成と等しいかまたはそれを下回ることを確実にするのに十分な正味有効給水量を第2のゾーンに提供するために、水が第2の吸収ゾーン115に入る第2の酸流に加えられるべき速度を決定する第2の吸収ゾーンにわたる材料バランスを計算する。定常状態条件が確立されている場合、硫黄元素または他の均質の硫黄供給源が硫黄バーナーに供給される速度が測定され得、材料バランスの計算では、インライン分析装置179および流れセンサFS2によって測定されるガス流の組合せではなくこの速度がプロセッサ175に入力される。伝導度センサCS2が、第2の吸収ゾーンに入る酸の伝導度を測定し、第2の酸強度制御プロセッサ175および伝導度レコーダ/制御装置CRC2第2の酸流中に導入される希釈水または直交流の希酸の速度を制御する弁181における弁位置決め装置と連絡しているの両方に該当する信号を送信する。プロセッサ175は、第2の吸収ゾーンに入る酸の温度を測定する温度センサTS3からの信号も受信する。第2のゾーンについて計算された材料バランスから、プロセッサ175は、吸収ゾーンを出るガス中のSO3を、ガスが冷えた際の過剰なミスト形成を避けるのに十分なレベルまで確実に失わせる正味の給水を提供するのに十分な、第2の酸吸収ゾーン115に入る第2の酸の濃度を決定する。プロセッサは、所望の濃度を、TS3によって測定される酸温度における伝導度に変換し、伝導度レコーダ制御装置CRC2に信号を送信し、伝導度レコーダ制御装置CRC2は、第2の吸収ゾーンを出るガスの所望の組成を確立する速度で循環する第2の酸流への希釈水の送達の速度を制御する弁181を調整する。プロセッサは、第2の酸が第1のゾーンに流れ込む際に第1の吸収ゾーン中の酸強度を実質的に希釈する過剰分を生じずに、第2の吸収ゾーンを出るガス中のSO3の抑制を確実にする水の添加の速度を確立する。図24の制御スキームの原理が、設備に必ずしも左右されないプロセス設計および始動プロトコル、図24において実現されるプロセッサおよびフィードバック制御ループに適用され得ることがさらに決定されている。図24とともに概略を示される操作を決定付ける、材料バランス、熱バランス、および平衡関係は、プロセスの設計、始動および操作において事前に決定される事項である。バランスの取れた定常状態で設計された操作下では、第2の吸収ゾーンへの第2の酸の送達の速度は、硫黄バーナーへの硫黄元素または他の硫黄供給源の送達の速度ならびに第1の吸収ゾーンに入る酸および第1の吸収ゾーンを出る酸の伝導度によって測定される酸強度の制御によって決定付けられる操作の最適な速度のための一定レベルで確立され得る。材料バランスおよび公知の平衡関係から、任意の所定の操作速度において、第2の吸収ゾーンに送達される酸の流量は、第2の吸収ゾーンの末端におけるΔtを、約35°C以下または約30°C以下などの設計目標未満に制御すべく固定値で確立され得、希釈水の添加の速度は、この酸流の強度を制御すべく固定値で確立され得る。第1および第2の吸収ゾーンが、本明細書に記載される好ましい条件下で操作される場合、第2の吸収ゾーンを出るガス中の実際のミスト充填は、典型的に約20g/Nm3以下である。ミスト含量は、従来のミストエリミネータにおいて5.0mg/Nm3程度の低さまでさらに減少され得る。さらに、吸収器を出るガス中のミストの比較的低い充填のため、ミスト充填は、ミストエリミネータによって、ガス流の方向に対して横方向に、ミストエリミネータ要素表面積の平方メートル当たり、例えば、少なくとも約300Nm3/時または少なくとも約340Nm3/時または約340~約500Nm3/時の比較的高い速度を維持しながら、ミストエリミネータシステムを出るガス中、約20g/Nm3から約0.1g/Nm3未満または約0.05g/Nm3未満まで減少され得る。適切に操作される第2の吸収ゾーンの有効性の例示が、工業規模の接触式硫酸プラントの第1の熱回収吸収ゾーン、第2の吸収ゾーンおよびミストエリミネータのそれぞれを出るガスについて以下の表に示されるミストおよび蒸気充填データに見られる。第2の吸収ゾーンにおける好ましい比較的低いL/Gが、第1のゾーンにおける好ましいL/Gよりはるかに低いことが留意されるであろう。したがって、第2のゾーン内の単位体積当たりの物質移動のより大きい領域を提供することが望ましい。例として、サドルの場合、第1のゾーンには、公称7.6cm3インチの寸法のサドルが充填され得ることが有利である一方、第2のゾーンには、公称5cm2インチの寸法のサドルが充填され得ることが好ましい。本明細書において上述される好ましい条件下での操作において、このプロセスは、希釈水の80超、好ましくは90超、最も好ましくは95~100が熱回収吸収ゾーンの上流のSO3転化ガス中に導入される場合でさえ、吸収システムを出る減損ガスの標準立方メートル当たり、約20g以下、好ましくは約15、10または5.0g以下のミストを生成すべく制御することができ、有用なエネルギーが、吸収器に入るSO3のKg当たり1160KJ、SO3のKg当たり1220KJ、SO3のKg当たり1270KJまたはさらにはSO3のKg当たり1330KJSO3のポンド当たり500Btu、SO3のポンド当たり525Btu、SO3のポンド当たり550Btu、またはさらにはSO3のポンド当たり575Btuを超える速度で吸収システムから回収される。別の観点から考慮すると、例えば、ミスト除去要素を通る線速度が、少なくとも200m/時、好ましくは少なくとも300m/時、より好ましくは少なくとも約400m/時となるよう、流れに対して垂直な全断面積を有するミスト除去要素を提供することによって、比較的小さいミストエリミネータ容量でのこのような条件下でこのプロセスを操作することができる。例えば、ミストエリミネータは、この要素を通る線ガス速度が、約250~約650m/時、好ましくは約400~約500m/時となるよう大きさが決定され得る。さらに、本発明によれば、熱回収吸収酸中に回収されるエネルギーは、一つには、それが従来技術において適用された目的に勝る目的のために使用され得る。図3は、図2のプロセスと実質的に同じ方法で操作される本発明の別の実施形態を示すが、ただし、主要な間接式熱交換器105を出る酸が、システムから取り出される酸の正味の生成を含む流れと、第1の吸収ゾーン103に戻される再循環酸流と、補助的な熱交換器131に通される第2の吸収酸流を含む補助的な酸本明細書において第2の熱回収液体とも呼ばれるとに分けられる。熱が、交換器131において補助的な酸流から水流へと伝達され、第1の吸収ゾーン103の上流の水蒸気噴射ゾーン127においてSO3転化ガス流中に噴射するための低圧蒸気を場合により生成する。交換器131を出る冷却された補助的な酸は、生成物の酸画分と、第2の吸収酸画分とに分けられてもよく、これは、第2の吸収ゾーン115の酸入口117に循環される。吸収酸熱交換器105および131は、図3に示されるように直列して、または循環する吸収液体に対して並列して操作され得る。所望の圧力で蒸気を生成するために最大限利用可能な熱が主要な熱交換器105において回収された後でさえ、循環する酸の温度およびエネルギー含量が、水蒸気噴射ゾーン127における噴射のための蒸気を生成するのにかなり十分であるため、直列での操作が好ましいであろう。しかしながら、補助的な交換器に入る酸の温度が、並列操作においてより高いため、補助的な熱交換器の必要な表面積は、補助的な交換器に通されるべきである酸の画分と同様により小さくなる。図3のプロセスのための好ましい制御手法は、熱回収吸収ゾーンを出る酸の濃度が、蒸気噴射器への蒸気流および生成物の酸が吸収システムから取り出される体積速度を調節することによって制御され得ることを除いて、図2のプロセスと類似している。図9は、第2の熱回収液体循環ループにおいて直列した2つの補助的な熱交換器があること、および吸収システムにおいて硫酸の正味の生成を含む硫酸流が、むしろ図2および3に示される第1の吸収酸循環ループからの交換器133の下流の第2の酸流から分かれることを除いて、図3のプロセスと類似のプロセスを示す。第1の補助的な熱交換器131は、水蒸気噴射ゾーン127においてSO3転化ガス流中に噴射するための蒸気を生成する。交換器131において蒸気の形態で希釈水必要量の最大100を生成した後、酸流は、第2の吸収ゾーンのための好ましい酸入口温度より高い温度のままである。したがって、さらなるエネルギーが、第2の吸収酸の流れに対して交換器131から下流にある第2の補助的な熱交換器133において有用な形態で回収される。図9の流れ図において、熱交換器105を出る吸収酸は、第1の吸収ゾーンに再循環される流れと、第2の吸収酸および正味の生成流が最終的に得られる補助的な第2の熱回収液体流れとを提供すべく分けられる。図9の流れ図は、熱交換器131の上流の補助的な酸流中に希釈ゾーン135も含む。希釈を伴うかまたは伴わずに、補助的な酸流が、まず、第1の補助的な熱交換器131を通過し、ここで、大気中蒸気が、水蒸気噴射ゾーンにおいてSO3転化ガス流中に噴射するために生成される。次に、熱交換器131を出る補助的な酸流が、熱交換器133に通され、ここで、さらなる熱が、熱回収システムボイラー105用のボイラー給水に伝達される。交換器133を出る補助的な酸が、熱回収吸収システムにおける硫酸の正味の生成を構成する流れと、第2の吸収酸として働く流れとを提供すべく分けられる。後者は、第2の吸収ゾーン115の上部において、塔の酸入口117を介して送達される。希釈装置135における補助的な酸流の希釈によって、第2の吸収酸および正味の生成酸の両方が、第1の吸収酸の濃度に関係なく、より低い濃度で制御され得る。必要に応じて、第1の吸収酸の不適切な希釈を避けることができ、第2の吸収ゾーンを出る第2の酸を、第1の吸収ゾーン中に流れ込ませるのではなく、酸収集タンク、乾燥塔の酸供給タンクまたは他の行先へと方向転換することによって、過剰な水を吸収システムから除去することができる。後者の選択肢も、図1および2に示されるプロセススキームにおいて必要に応じて利用可能であることを理解されたい。図10は、冶金プラントにおいて、例えば、銅鉱石焙焼炉において生成されるSO2から硫酸を生成するよう構成されるプロセスを示す。図10のプロセスは、最も特定的には図9のプロセスと類似しているが、補助的な酸流の希釈についての配置に関して異なる。補助的な酸用の希釈ゾーン137が、第2の吸収酸流れの方向に対して熱交換器131の上流ではなく、第2の補助的な熱交換器133の下流に提供される。さらなる希釈ゾーン107が、再循環される第1の酸流において、それが第2の酸流から分離された後でかつそれが酸戻り入口113を介して塔101に入る前に提供される。図9および図10の両方において、より希薄な酸の直交流が、酸循環ループにおける酸の希釈のための水の供給源として使用され得る。図11は、図9のプロセスのさらなる変更を示し、このプロセスにおいて、SO3吸収エネルギーを用いて、脱気装置においてボイラー給水を取り除くための蒸気を生成する。脱気装置からの排気流は、吸収ゾーンの上流のSO3担持ガス流中に噴射するための水蒸気供給源として使用され得る低圧での水蒸気を含有する。脱気装置排気流中の非凝縮物は、それらが導入されるSO3担持流を実質的に希釈せず、吸収ゾーンにおけるSO3の吸収またはH2SO4の凝縮の効率を妨げない。非凝縮物は、接触式の酸プロセスからの排ガス中で、好都合に処理される。図11に示されるように、熱回収吸収ゾーン103を出る吸収液体は、主要な熱交換器105を通過し、ここで、熱が、中圧蒸気の生成のために、吸収液体からボイラー給水へと伝達される。蒸気は、本明細書に記載される圧力で生成され得る。熱交換器105を出る吸収液体は、熱回収吸収ゾーン103に再循環される主要な吸収液体流と、第2の吸収液体および正味の硫酸生成物を含む補助的な第2の熱回収酸流とを提供すべく分けられる。示されるような好ましい実施によれば、補助的な酸流は、生成物の酸タンクに送られる正味の酸生成物と、残りの液体すなわち、第2の吸収液体これは、第1の吸収ゾーン103を出るガス流から残りのSO3を回収するために第2の吸収ゾーン115に導入されるとを提供すべく最終的に分けられる。分割点と第2の吸収ゾーンとの間の流れ経路において、補助的な酸流は、補助的な脱気装置熱交換器163に通され、ここで、熱が、補助的な液体から、熱交換器163と脱気装置165との間で循環される水流へと伝達される。水流は、脱気装置において優勢な圧力、典型的にほぼ大気圧下で実質的にその沸点において補助的な脱気装置熱交換器163に入るのが好ましい。補助的な脱気装置熱交換器における熱の伝達により、水流のかなりの割合が蒸気に転化され、熱交換器を出る液体水および蒸気混合物は、脱気装置に導入され、ここで、それは、脱気されていないボイラー給水と接触し、給水から非凝縮物を取り除く働きをする。脱気された凝縮物は、脱気装置の底部または底部の近くから流出し、非凝縮物は、典型的に少なくとも約99.5体積、より典型的に少なくとも約99.8体積、最も典型的に約99.8体積~約99.999体積の水蒸気を含有する脱気装置排気流において、脱気装置の上部から排出される。脱気装置からの排気流は、典型的に、約34.5キロパスカル5psiゲージ未満、より典型的に約13.8キロパスカル2psiゲージ未満、最も典型的に約18水柱インチ以下の圧力にある。この流れは、有利には、吸収器ガス入口123の上流のガス供給導管129中の噴射ポート121に送られる。さらに後述されるように、脱気装置排気流中の水蒸気の流量は、ガス流中のSO3の硫酸への転化のために必要な反応水のうちの高い割合を提供するのに十分であり得る。非凝縮物は、硫酸設備からの排ガス中に無害な状態で放出される。図11に示されるプロセスにおいて、補助的な酸第2の熱回収液体流は、まず、第2の酸流の方向に対して補助的な脱気装置熱交換器163の上流にあるボイラー給水予熱器167を通過する。ボイラー給水予熱器167は、間接式熱交換器を含み、間接式熱交換器において、熱が、補助的な流れからボイラー給水へと伝達され、好ましくは、蒸気がボイラー中で生成される圧力において平衡温度に近い温度まで加圧下でボイラー給水を加熱する。本発明の方法のさらなる好ましい実施形態において、図11にも示されるように、交換器167において加熱されるボイラー給水は、加圧された給水として主要な熱交換器105へと送達され、熱交換器105において、中圧蒸気が、熱回収吸収ゾーンを出る吸収液体からのSO3吸収熱の伝達によって生成される。ボイラー給水予熱器167を出る補助的な酸が、脱気装置の補助的な熱交換器163に送られる。補助的な脱気装置熱交換器163を出た後、補助的な酸は、正味の生成物の酸流と、第2の吸収ゾーン115に送達され得る第2の吸収液体流とを提供すべく分けられ、第2の吸収ゾーン115において、第2の吸収液体流は、第1の吸収ゾーン103を出るガスと接触し、ガス流を冷却し、ガスが吸収システムを出る前にそれから残りのSO3を吸収する働きを果たし、転化器のさらなる段階に戻されるかまたは排ガスとして、接触式の酸設備から排気される。図11に示されるさらなる好ましい実施形態において、酸が、正味の生成物流と、吸収器に戻される第2の吸収酸流とに分けられる前に、補助的な脱気装置熱交換器163を出る補助的な酸を、さらに別の間接式熱交換器に通すことによって、さらなるSO3吸収熱が回収される。図11の実施形態において、処理されているが脱気されていないボイラー給水が、熱交換器163を出る補助的な酸からの熱の伝達によって、交換器169において予熱される。次に、脱気されていないボイラー給水の予熱器169を出る水が、脱気装置165に流れる。新規な方法の特に好ましい実施形態において、図11に示されるように、ボイラー給水予熱器167中に導入されるボイラー給水は、脱気装置165を出る脱気された水である。したがって、図11の全体的なスキームにおいて、脱気されていない水が、給水予熱器169において予熱され、予熱された水が、脱気装置165において脱気され、ここで、非凝縮物が、補助的な脱気装置熱交換器163において生成される蒸気を用いて取り除かれ、脱気された水は、脱気されたボイラー水予熱器167において圧力下で、吸収熱回収交換器105のユーティリティー側において優勢な圧力における気/液平衡温度またはそれに近い温度まで加熱される。これらの工程のそれぞれにおいて、熱の供給源は、脱気されたボイラー給水の予熱器167、補助的な脱気装置熱交換器163、および脱気されていないボイラー給水の予熱器169を通して、水の流れに対して向流的に効果的に流れる補助的な酸流である。脱気されたボイラー給水の予熱器167を出る加圧された水は、熱回収吸収ゾーンを出る吸収液体からの熱の伝達によって、中圧蒸気へと転化するために交換器105に送達される。脱気されていないボイラー給水を予熱し、脱気のための蒸気を生成するために補助的な吸収液体から利用可能なエネルギーは、脱気装置からの排気流が、転化器ガスに含まれるSO3との反応に必要な水蒸気のかなりの割合を提供し得るほど十分である。補助的な脱気装置熱交換器163が、十分な熱伝達能力を有する場合、脱気装置165と熱交換器163との間で循環される水流のかなりの割合を蒸気に転化することができ、脱気装置の排気ガスにおける水蒸気のかなりの流れが生じる。例えば、脱気装置に入る脱気されていないボイラー給水の流量および温度、ならびに脱気装置熱交換器における補助的な吸収液体から水流への熱伝達の速度は、硫黄酸化物担持ガス流の全当量の硫黄酸化物ガス含量のモル当たり、少なくとも0.40モル、好ましくは少なくとも約0.55モル、好ましくは少なくとも約0.60モル、より好ましくは少なくとも約0.70モル、最も好ましくは少なくとも約0.80モルの、脱気装置排気流中の水蒸気を生成する組合せで制御され得る。補助的な酸から利用可能なエネルギーはまた、ボイラー給水が、脱気温度まで予熱され、主要な吸収熱回収ボイラー105の水需要を超える体積で脱気され得るほど十分である。したがって、脱気されたボイラー給水は、図11に示されるシステムから取り出され、製造施設のどこか、例えば、SO2を生成するために硫黄供給源を燃焼させる際に生成される燃焼ガスからのエネルギーの回収のために廃熱ボイラーへと送達され得る。さらに、図11のプロセススキームは、熱回収吸収ゾーンの上流のSO3担持ガス中に噴射するために生成される水蒸気を最大にし、蒸気がこの目的のために他の供給源から取り込まれるべき速度を最小にし、または吸収熱回収システムから取り出される脱気された水のボイラー給水の流れを最大にすべく操作され得る。補助的な酸の冷却負荷の高い割合が、脱気装置の補助的な熱交換器に割り当てられる場合、水蒸気の最大の画分が、吸収器の上流の転化器ガス中に噴射するための反応水として生成され得る。脱気装置への水流の速度が、脱気装置の補助的な熱交換器における熱伝達の速度と比べて高い場合、脱気されたボイラー給水の最大量が、ボイラー105における使用および/または吸収システムからの取り出しのための使用ならびに製造プラントの他のどこかにおける使用のために生成され得る。後者の代案によれば、脱気装置に入る脱気されていない水の流量および温度ならびに脱気装置の補助的な熱交換器における補助的な酸流から水流への熱伝達の速度の組合せは、吸収ゾーンに入る当量の三酸化硫黄に対する脱気装置を出る脱気されたボイラー給水の質量流量比が、少なくとも約1.0、好ましくは少なくとも約1.5、より好ましくは少なくとも約2.0、典型的に約2.0~約3.0となるよう制御され得、それによって、SO2燃焼ガス廃熱ボイラーまたは発電所ボイラーへの脱気されたボイラー給水のかなりの取り出しを可能にする。特に、硫酸部門および全製造プラントの水およびエネルギーバランスを含む、プロセスが行われる施設の必要性によれば、噴射のための蒸気として補助的な酸流から回収される吸収熱の割合は、吸収熱回収システムからの取り出しのための脱気ボイラー給水において消費される吸収熱の割合と適切にバランスを取ることができる。脱気装置排気流中の水蒸気の形態の第2の吸収液体からのエネルギーの最大回収においてさえ、追加の低圧蒸気が、ボイラー給水から非凝縮物を確実に十分に取り除くために、脱気装置中に好ましくは導入される。脱気装置の補助的な熱交換器における蒸気生成の速度が、熱回収吸収ゾーンに入る三酸化硫黄担持ガス流中に噴射するための、脱気装置排気ガス中の水蒸気の所与の目標流れを提供するのに不十分である場合、脱気装置に供給される追加の蒸気が不足を補い、それによって、脱気装置の排気、および噴射混合ゾーンにおいて、熱回収吸収ゾーンに入る転化器ガスの全当量の三酸化硫黄ガス含量当たり、少なくとも0.40、0.55、0.60、0.70、または0.80モルの水蒸気を提供することができる。追加の蒸気は、少なくとも約13.8キロパスカル2psiゲージ、好ましくは少なくとも約34.5キロパスカル5psiゲージ、典型的に約55~約83キロパスカル8~約12psiゲージの圧力で典型的に導入される。追加の蒸気は、水蒸気が、熱回収吸収ゾーンの上流のSO3担持流中に噴射するための脱気装置排気流中に供給され得る速度にさらに寄与する。追加の蒸気は、一定の速度で脱気装置中に導入されてもよく、または、場合により、追加の蒸気供給の速度は、反応水が、吸収器の上流のSO3担持ガス流中への脱気装置の排気の噴射によって送達される速度を制御すべく制御されてもよい。例えば、脱気装置中への低圧蒸気の導入の速度は、開示内容が参照により本明細書に援用される米国特許第5,538,707号明細書に記載されるように制御され得る。本発明の方法の特に好ましい実施形態において、追加の蒸気の第1の供給が、一定の速度で脱気装置中に導入される一方、追加の蒸気の第2の供給が、吸収ゾーンに入るガス流中の当量の三酸化硫黄に対する当量の水蒸気の比率を制御すべく制御される速度で排気流中に導入される。第2の追加の供給は、好ましくは、脱気装置内または脱気装置と、SO3ガス供給導管129中の水蒸気噴射ゾーン127用の噴射ポート121との間で排気流中に導入される。図23は、図11のプロセスの代案を示し、このプロセスにおいて、SO3吸収エネルギーを用いて、吸収ゾーンの上流のSO3担持ガス流中に噴射するための水蒸気供給源として使用するための蒸気を生成する。図23に示されるように、熱回収吸収ゾーン103を出る吸収液体は、主要な熱交換器またはボイラー105を通過し、ここで、熱が、中圧蒸気を生成するために吸収液体からボイラー給水へと伝達される。蒸気は、本明細書に記載される圧力で生成され得る。熱交換器105を出る吸収液体は、熱回収吸収ゾーン103に再循環される主要な吸収液体流と、第2の吸収液体および正味の硫酸生成物を含む補助的な第2の熱回収酸流とを提供すべく分けられる。示されるような実施によれば、補助的な酸流は、生成物の酸タンクに送られる正味の酸生成物と、残りの液体すなわち、第2の吸収液体これは、第1の吸収ゾーン103を出るガス流から残りのSO3を回収するために第2の吸収ゾーン115中に導入されるとを提供すべく最終的に分けられる。補助的な酸第2の熱回収液体流は、まず、ボイラー給水予熱器167に通される。ボイラー給水予熱器167は、間接式熱交換器を含み、間接式熱交換器において、熱が、補助的な流れからボイラー給水へと伝達され、好ましくは、蒸気がボイラー中で生成される圧力において平衡温度に近い温度まで加圧下でボイラー給水を加熱する。交換器167中で加熱されたボイラー給水は、加圧された給水として主要な熱交換器105へと送達され、熱交換器105において、中圧蒸気が、熱回収吸収ゾーンを出る吸収液体からのSO3吸収熱の伝達によって生成される。図23に示されるようなプロセスにおいて、ボイラー給水予熱器167を出る補助的な酸が、フラッシュタンク予熱器180に送られ、ここで、熱が、補助的な酸から、フラッシュタンク182からの水流へと伝達される。フラッシュタンク予熱器中の熱の伝達により、加圧下で水流が加熱され、この水流は、フラッシュタンクに戻され、ここで、加熱された水流の大部分を蒸発させ、低圧蒸気を形成させるべく圧力が低下される。この低圧蒸気は、有利には、吸収器ガス入口123の上流のガス供給導管129中の噴射ポート121に送られる。フラッシュタンク182からの水蒸気の流量は、ガス流中のSO3の硫酸への転化のために必要な反応水のうちの高い割合を提供するのに十分であり得る。図23の実施形態において、ボイラー給水例えば、タービン発電機凝縮物が、まず、予熱器169において、フラッシュタンク予熱器180を出る補助的な酸からの熱の伝達によって予熱される。次に、加熱された凝縮物は、場合により脱気装置165中に導入され、フラッシュされる。また、脱気するための脱気装置165中に補給水を導入することもできる。脱気された凝縮物は、脱気装置の底部または底部の近くから流出し、非凝縮物は、脱気装置排気流において脱気装置の上部から排出される。図23に示されていないが、脱気装置排気流は、フラッシュタンク182から、吸収器ガス入口123の上流のガス供給導管129中の噴射ポート121へと送られる低圧蒸気と組み合わされてもよい。次に、脱気装置165を出る脱気された凝縮物は、ボイラー給水予熱器167に流れる。図23に示されるように、脱気装置165からの脱気された凝縮物の一部が、場合により、フラッシュタンク182に送られてもよい。予熱器169を出た後、補助的な酸は、正味の生成物の酸流と、第2の吸収ゾーン115に送達され得る第2の吸収液体流とを提供すべく分けられ、第2の吸収ゾーン115において、第2の吸収液体流は、第1の吸収ゾーン103を出るガスと接触し、ガス流を冷却し、ガスが吸収システムを出る前にそれから残りのSO3を吸収する働きを果たし、転化器のさらなる段階に戻されるかまたは排ガスとして、接触式の酸設備から排気される。したがって、図23の全体スキームにおいて、タービン発電機凝縮物が、給水予熱器169において予熱され、場合により脱気され、予熱された脱気された水は、ボイラー水予熱器167において圧力下で、吸収熱回収交換器105のユーティリティー側において優勢な圧力における気/液平衡温度またはそれに近い温度まで加熱され、フラッシュタンク182からの液体水が、フラッシュタンク予熱器180において圧力下で加熱される。これらの工程のそれぞれにおいて、熱の供給源は補助的な酸流である。ボイラー給水予熱器167を出る加圧された水は、熱回収吸収ゾーンを出る吸収液体からの熱の伝達によって、中圧蒸気へと転化するために交換器105に送達される。ボイラー給水を予熱し、蒸気を生成するために補助的な吸収液体から利用可能なエネルギーは、フラッシュタンクが、転化器ガスに含まれるSO3との反応に必要な水蒸気のかなりの割合を提供し得るほど十分である。必要に応じて、追加の低圧蒸気が、熱回収吸収ゾーンに入る三酸化硫黄担持ガス流中に噴射するための、水蒸気の所与の目標流れを提供するために導入され得る。図6は、吸収システムの上流のSO3転化ガス流中に蒸気を噴射するためのシステムを示す。図面に概略的に示されるのは、熱回収塔101、第1の吸収ゾーン103およびSO3転化ガス供給導管129である。大気中蒸気が、導管ノズル143内で同軸上に整列され、かつ導管ノズル上のフランジ147に固定されたフランジ145上に支持されたポリテトラフルオロエチレン封入噴射ノズル141を介して、供給源139例えば、図10の第1の補助的な熱交換器131から水蒸気噴射ゾーン127中に供給される。導管ノズルは、導管129中の屈曲部149に位置決めされる。蒸気と転化ガスとの混合は、ガス流の方向に対して噴射ノズルの下流の導管129の内壁上のバッフル151によって促進される。好ましくは、混合は、硫酸が凝縮し得る低温の箇所を生じ得る局所的な組成および温度勾配を防ぐのに十分である。バッフル151または静的混合タブおよび導管129は、例えば、米国特許第4,929,088号明細書に記載されるように好適に構成され、これらには、耐食コーティングが施されてもよい。支柱153が、導管129を支持するが、硫酸が凝縮し得る低温の箇所の形成を避けるために導管129から熱的に絶縁される。支柱は、第2の屈曲部155の下流に位置し、その端部には、酸凝縮物の蓄積を収集するための凹部157がある。酸性れんがまたはタイル159が、凹部の底部の内側を覆い、凹部は、排出弁161と連通している低い箇所を提供すべく傾けられ、排出弁161を通して、何らかの酸凝縮物が、弁に連結され得るトラップまたはシールを通して定期的に取り出され得る。さらに本発明によれば、SO3吸収熱の回収のためのプロセスが、インターパス吸収器を含み、かつ熱回収吸収ゾーンを提供すべく改造されている既存の接触式の硫酸プラントにおいて操作される。熱回収吸収ゾーンは、高温吸収酸を生成するために高温で操作すべく調整されproportioned、構成される新たな吸収器の装着によって提供され、高温吸収酸から、熱が、新たな熱交換器において、別の流体への熱の伝達によって伝達され、それによって、別の流体を、約150°Cを超える温度まで加熱する。例えば、図2、3または9~11に示されるような第2の吸収ゾーンを提供することが望ましい場合、既存のインターパス吸収器は、第2の吸収ゾーンを含むよう構成され得る。しかしながら、インターパス塔が、それが典型的に元々設計されている、ガスに対する吸収液体の質量流量比で操作されないのが好ましいことが発見された。インターパス塔が、典型的に7~12体積のSO3を含有するガス流からSO3を回収すべく設計されている場合、インターパス塔は、典型的に、約6~約10の液体対ガスの質量流量比で操作すべく調整され、構成される。しかしながら、本発明によれば、このようなL/G範囲内の第2の吸収ゾーンの操作、および本明細書において上述した温度が、過度の、場合によっては、大量のミストの生成をもたらすことが発見された。しかしながら、意外にも、既存のインターパス塔内で操作される第2の吸収ゾーンにおけるミスト生成問題は、インターパス塔が元々設計され、調整され、構成されたL/Gより明らかに低いかまたは明らかに高いL/Gで操作することによっておおむね解決することができることがさらに発見された。特定の理論に制約されるものではないが、約1.0~約7.0の範囲の比較的低いL/Gにおける操作により、ガス流が、比較的高い温度で第2の吸収ゾーンに通され、塔が元々設計されたL/Gにおいて起こる急激な冷却および著しいミスト生成が避けられると考えられる。他方、約14~約18の範囲の比較的高いL/Gにおける操作は、急激な冷却の影響を必ずしも避けるとは限らないが、ミストが生成されるとミストを取り除く大量の液体流を提供し、ガス流が第2の吸収ゾーンを出る前に第2の吸収液体中のミスト酸を捕捉する。これらの説明は事後になされ得るが、実際は、ミスト生成問題が、典型的にインターパス塔設計のL/Gにおける場合ほど深刻であり得るという予測に根拠はなく、より高いL/Gまたはより低いL/Gのいずれか、ましてやその両方が、問題に大きな解決をもたらし得るという予測に対する根拠もさらに乏しい。本発明はさらに、硫酸へのSO3の吸収熱を高温で回収するための既存のインターパス吸収器を含む既存の接触式の硫酸プラントを改造するための方法に関する。本方法によれば、新たな吸収器が、三酸化硫黄を含む転化器ガスを受け入れるために取り付けられる。新たな吸収器は、内部にさらなる硫酸を生成するために硫酸を含む第1の吸収液体にSO3を高温吸収すべく設計される第1の吸収ゾーンを含む。新たな吸収器は、高温で操作し、高温吸収酸を生成するよう構成され、調整される。この改造方法は、第1の吸収液体からのSO3吸収の熱を別の流体へと伝達し、それによって、別の流体を少なくとも150°Cの温度まで加熱すべく設計される高温熱交換器を取り付ける工程をさらに含む。好ましくは、高温熱交換器は、吸収熱回収ボイラーを含み、吸収熱回収ボイラーにおいて、蒸気が、最小で約0.4メガパスカル4バールの圧力で生成される。新たな吸収器の第1の吸収ゾーンと高温熱交換器との間で第1の吸収液体を循環させるための手段が提供される。このような循環手段は、典型的に、新たな吸収器において少なくとも3,770ポンド/平方フィート/時18,440kg/m2/時の吸収液体質量流量を生成するのに十分な容量を有する高容量の酸ポンプと、新たな吸収器の酸出口を新たな熱交換器の入口につなぐ酸流導管と、熱交換器の出口を新たな吸収器の第1の吸収の入口につなぐ酸流導管とを含む。ガス流導管が、新たな高温吸収器を出るガス流を、既存のインターパス吸収器の入口に送るために取り付けられる。SO3担持転化器ガスをインターパス塔に供給するために予め設けられたガス導管は、この目的のために必要な導管構成の修正が何であれ、新たな吸収器に向け直される。既存のインターパス吸収器を通して第2の吸収液体を循環させるための手段がさらに提供され、ここで、第2の吸収液体への移動によって第1の吸収ゾーンを出るガス流から残りのSO3を除去することができる。有利には、吸収熱回収熱交換器を出る吸収液体は、第1の吸収ゾーンに再循環される第1の吸収液体と、既存のインターパス塔の上部に送達される第2の吸収液体とを提供すべく分けられ得る。このような実施形態において、インターパス塔にわたる循環のための手段は、したがって、新たな吸収器と、吸収熱を回収するための新たな熱交換器との間で吸収酸を循環するために取り付けられるポンプと組み合わせて、分割点からの第2の吸収液体をインターパス塔の上部に送るために取り付けられる導管を含む。第2の吸収液体を循環させるための手段は、第2の吸収ゾーン中のガスに対する第2の吸収液体の質量流量比が、約1.0~約7.0または約14~約18となるよう、大きさが決定され、および/または制御手段に供される。さらに本発明によれば、吸収システムが、例えば、11体積~13体積の範囲の高濃度の三酸化硫黄を含有する入口転化器ガス流を用いて操作される場合、中圧蒸気生成のさらに高い速度が実現され得ることが発見された。このような高い硫黄酸化物レベルは、冶金プラントにおいて生成されるSO2の転化によって、または過剰な空気の低減された割合における操作において実現され得る。ガス流中の非凝縮物への顕熱損失の減少のため、中圧蒸気が、吸収ゾーンに入るSO3から生成される硫酸のトン当たり少なくとも約0.50トンの量で、少なくとも0.4メガパスカル4バールゲージの圧力で生成され得る。ガス強度が上記の好ましい高い範囲内であり、必要な反応水の70超が、熱回収吸収ゾーンの前に転化器ガス流中に水蒸気として噴射される場合、0.4メガパスカルゲージ以上における蒸気は、正味の硫酸生成物のトン当たり少なくとも約0.55トンの量で生成され得る。反応水の80超が、熱回収吸収器の前に蒸気として噴射される場合、0.4メガパスカルゲージ以上における蒸気は、正味の硫酸生成物のトン当たり、少なくとも約0.60トン、より好ましくは少なくとも約0.65トン、最も好ましくは最小で約0.70トンの量で生成され得る。概して、蒸気は、正味の硫酸生成物のトン当たり0.4~約0.9トンの範囲内で生成され得る。吸収熱回収システムがインターパス接触式酸施設用のインターパス吸収器として機能する場合、高いガス強度における操作が特に魅力的であり得る。高いガス強度および低減した過剰の空気の両方が、転化器を出て、熱回収吸収システムを通過するガス流中のわずかにより高い残りのSO2含量をもたらす。しかしながら、ガスが、さらなる転化器段階に、次に最終的な吸収器に送り戻される場合、最終的な硫酸収量の純損失は、ごくわずかになるかないしはなくなる。上述したような本発明の様々な実施形態は、有利には、熱回収吸収器がインターパス吸収器として機能するインターパス接触式硫酸プラントにおいて実施することができ、図2、3および/または9~11に例示される第2の吸収ゾーンがある場合またはない場合がある。しかしながら、熱回収システムがまた、熱回収吸収システムが唯一の吸収システムとして働く単一パス酸プラントにおいて実施されてもよいことが理解されよう。後者の場合、さらなる代案が、熱回収吸収器を出るガス流を凝縮段階に送ることであり、凝縮段階において、気相酸および残りの水およびSO3のほぼ100が、濃硫酸の形態で凝縮される。これらの実施形態において、凝縮熱伝達表面が、濃硫酸の凝縮の当該技術分野において公知の材料で構成され得る。以下の実施例は、本発明の方法をさらに例示する。実施例1図2に示されるプロセスにおいて、50標準立方メートル/秒106,000標準立方フィート/分の速度で流れ、11.6モルのSO3、0.6モルのSO2、4.2モルのO2、および83.6モルのN2を含有する、165°Cの温度における乾燥SO3転化ガス流を、間接式熱交換器に通して、過熱蒸気への伝達によって、SO2とSO3との反応の熱を回収する。165°Cで過熱水蒸気発生器を出るSO3ガス流を、約0.2メガパスカル18psiaの絶対圧力で、図2に示される水蒸気噴射ゾーン127に送達する。噴射ゾーン127において、ガス流中の当量のSO3に対する当量の水蒸気のモル比を約0.95~1.0に設定するのに十分な、ガス管中の圧力を少なくとも約0.1メガパスカル1バール超える圧力における蒸気を、4.3Kg/秒570ポンド/分でガス流中に噴射する。水蒸気噴射ゾーンにおいて、SO3と水蒸気との反応の気相熱が、ガス流の温度を312°Cに上昇させる。転化ガスを、第1の熱回収吸収ゾーン103の下のガス入口123を介して、図2の熱回収塔101に導入する。ガスは、熱交換器105から再循環される第1の吸収酸画分を、第2の吸収ゾーン115の酸出口から下向きに流れる第2の吸収酸と組み合わせることによって形成される第1の吸収酸に対して向流的に吸収ゾーンを通って上向きに流れる。99.5の強度および200°Cの温度を有する再循環される吸収酸を、約560Kg/秒74,000ポンド/分の流量で酸戻り入口113を介して塔101内の第1の吸収ゾーン103に戻す一方、第2の吸収酸が、約48.5Kg/秒6,400ポンド/分の速度および約190°Cの温度で第2の吸収ゾーンの酸出口から下向きに流れる。第1の吸収酸が、吸収ゾーン103を通って下向きに流れるにつれて、硫酸が、気相から液相へと凝縮し、SO3が、気相から液相へと吸収され、ここで、それが水と反応して、さらなる硫酸を形成する。第1の吸収酸は、吸収ゾーンを出て、232°Cの温度および約630Kg/秒83,000ポンド/分の流量で酸出口109を介して塔から取り出される。吸収ゾーンに入る転化ガス中の当量のSO3に対する当量の水蒸気のモル比が約1.0であるような十分な速度で水蒸気が転化ガス中に導入されたため、酸強度は、塔全体にわたって、および出口109を介して塔を出る高温の吸収酸中で、99.5のままである。塔出口109から引き出される酸が、熱回収システムボイラー105を通して循環され、熱回収システムボイラー105において、熱が、酸から伝達されて、熱回収吸収ゾーン103における硫酸の凝縮およびSO3の吸収によって生成される酸の正味のトン当たり0.6トンの蒸気の速度で0.9~1メガパスカル9~10バールの圧力を有する蒸気を生成する。吸収の際に生成される正味の硫酸を取り出す支流を除いて、熱交換器105を出る酸が、戻り入口113を介して第1の吸収ゾーンに戻される。正味の酸生成は、約25Kg/秒2,100ポンド/分である。第2の吸収酸を、60°Cの温度、約48.5Kg/秒6,400ポンド/分の流量および98.5の強度で入口117を介して熱回収塔101内の第2の吸収ゾーン115に導入する。第1の熱回収吸収ゾーン103の上部を出る減損ガスが、第2の吸収酸に対して向流的に第2の吸収ゾーン115を通って上向きに流れ、それによって、残りのSO3およびH2SO4が、ガス流から第2の吸収酸へと移動される。ガス流は、70°Cの温度および約44.3標準立方メートル/秒94,000SCFMの流量でミストエリミネータ119およびガス出口を通って吸収ゾーンの上部を出る。乾燥出口ガス流は、約0.001モルのSO3、0.6のSO2、4.2モルの酸素、および95.2モルの窒素を含有する。実施例2図3に示されるプロセスにおいて、第1の吸収ゾーンをより高いL/Gで操作し、第1の吸収ゾーンにわたる対応してより低い酸側温度上昇および熱交換器105にわたるより低い酸側温度低下があることを除いて、操作は実施例1の操作と類似している。主要な吸収酸熱交換器105を出る吸収酸が、酸戻り入口113を介して第1の吸収ゾーンに戻される第1の吸収酸流と、正味の酸生成流と、補助的な酸熱交換器131において60°Cまで冷却される第2の吸収酸流とに分けられる。あるいは、熱交換器105を出る酸流は、第1の吸収酸流と、熱交換器131を通過する補助的な酸流とに分けられ、その後、正味の生成物流と、第2の吸収ゾーン115に戻される第2の酸流とに分けられる。図3の実施形態において、再循環される吸収酸が、約200°Cおよび710Kg/秒94,000ポンド/分の速度で第1の吸収ゾーンに入り、ここで、吸収酸を、第2の吸収ゾーン115の底部を出る約48.5Kg/秒6,400ポンド/分の酸と混合する。吸収酸を、約790Kg/秒104,000ポンド/分の速度および226°Cの温度で第1の吸収ゾーンの底部から引き出し、硫酸の正味の生成が、約13.5Kg/秒1,800ポンド/分のままである。実施例1と同様に、酸強度は、第1の吸収ゾーン全体にわたって99.5である。ガス側温度、流れおよび組成は、第2の酸の温度、流れおよび組成と同様に、実施例1と同じである。図3のより高いL/Gでの操作が、第1の吸収ゾーンにおける向上した物質移動、ならびに熱回収塔の基部および熱交換器105におけるわずかに低い腐食可能性をもたらす。実施例3図9のプロセスにおいて、過剰な酸素を含有する使用済み酸プラントからの湿潤SO2流を触媒床に通して、SO2をSO3に転化する。さらなる水蒸気を蒸気噴射ゾーン227におけるガス流中に導入して、ガス流を生成し、このガス流は、入口123において熱回収塔101に入り、かつ315°Cの温度で第1の吸収ゾーン103に流れ込む。蒸気噴射の後に吸収ゾーンに導入される際、転化ガスは、103Kgモル/秒13,623ポンドモル/時で流れ、0.4体積のSO2、5.4体積のSO3、2.3体積の酸素、72.7体積の窒素、5.6体積の水蒸気、11体積のCO2および2.5体積のH2SO4を含む。吸収酸は、99.5の強度、107Kgモル/秒14,100ポンドモル/時の流量および204°Cの温度で第1の吸収ゾーンを出る。熱交換器105を通過した後、酸流は、熱回収吸収ゾーン103に戻される再循環される酸流と、第2の吸収酸を含む補助的な流れとを提供すべく分けられる。補助的な流れを、希釈ゾーン135において水で希釈して、酸強度を99.2まで低下させる。希酸を間接式熱交換器131に通し、間接式熱交換器131において、ガス供給導管129内の水蒸気噴射ゾーン127において転化ガス流中に噴射するための大気圧よりわずかに高い圧力における蒸気を生成するために、熱が酸流から伝達される。熱交換器131を出る酸が、第2の補助的な熱交換器133を通過し、第2の補助的な熱交換器133において、例えば、ボイラー給水へと熱を伝達することによって酸をさらに冷却する。その後、酸流は、8.4Kgモル/秒1,113ポンドモル/時の速度、99.2の濃度、および71°Cの温度で吸収システムから取り出される正味の生成画分を生成すべく分けられる。同じ濃度および温度における残りの酸画分は、98.4Kgモル/秒13,000ポンドモル/時の速度で酸入口113へとリサイクルされる第2の吸収酸を含む。0.9メガパスカル9バールの圧力を有する蒸気が、吸収システムにおいて生成される正味の硫酸のトン当たり0.45トンの速度で熱交換器105において生成される。第2の吸収ゾーンを出る減損ガスが、ミストエリミネータ119を通過し、89Kgモル/秒11,770ポンドモル/時の速度および70°Cの温度で吸収システムを出る。減損ガスは、0.5体積のSO2、12.7体積のCO2、2.7体積の酸素および84.1体積の窒素を含む。実施例4図10のプロセスにおいて、過剰な酸素を含有する硫黄燃焼プラントからの湿潤SO2流を触媒床に通して、SO2をSO3に転化する。さらなる水蒸気を蒸気噴射ゾーン127におけるガス流中に導入して、ガス流を生成し、このガス流は、入口123において熱回収塔101に入り、かつ293°Cの温度で第1の吸収ゾーン103に流れ込む。吸収ゾーンに導入される際、ガスは、0.2体積のSO2、4.3体積のSO3、9体積の酸素、79.2体積の窒素、3.7体積の水蒸気、および3.5体積のH2SO4を含む。ガス流は、吸収酸熱交換器105から再循環される酸と、第2の吸収ゾーン115の酸出口から下向きに流れる第2の吸収酸とを組み合わせることによってゾーンの上部で形成される第1の吸収酸に対して向流的に第1の吸収ゾーン103を通って上向きに流れる。第1の吸収ゾーン全体にわたる酸強度は99.5である。第1の吸収ゾーンを出る高温の第1の吸収酸を、熱交換器105を通して循環するために酸出口109を介して塔101の底部から引き出す。熱交換器105を出る酸が、酸戻り入口113を介して塔に戻される再循環される画分と、2つの補助的な熱交換器131および133を通して連続して通過する補助的な画分とに分けられる。第2の吸収酸流の方向に対して交換器133の下流でかつ第2の吸収酸塔入口117の上流の希釈装置137において、水を加えて、第2の吸収ゾーンに入る酸の強度を99.5から99.2に低下させる。希釈の熱は、第2の酸の温度を71°Cまで上昇させる。希釈ゾーンと塔入口117との間で、硫酸の正味の生成を含む硫酸流を、7Kgモル/秒920ポンドモル/時の速度で取り出し、第2の吸収酸流を、14.8Kgモル/秒1,960ポンドモル/時で第2の吸収ゾーン中に流れ込ませる。熱交換器105において、0.4メガパスカル4バールの圧力を有する蒸気が、正味の硫酸生成のトン当たり0.86トンの速度で生成される。第2の吸収ゾーンを出る減損ガスが、ミストエリミネータ119を通過し、78.2Kgモル/秒10,330ポンドモル/時の速度および71.1°Cの温度で吸収システムを出る。減損ガスは、0.2体積のSO2、10.2体積の酸素および89.6体積の窒素を含む。実施例5図8に示されるプロセスのシミュレーションを行った。蒸気噴射の後、システムに導入されるSO3転化ガスは、実施例3に記載される冶金プロセスガスと同じ組成を有する。この実施例のプロセスは、いくつかの点で図3のプロセスと類似しているが、ただし、1つのみの吸収ゾーン、すなわち、唯一の熱回収吸収ゾーンを含み、第2の吸収ゾーンを含まないことが分かるであろう。吸収ゾーンが1つ、2つまたは3つの気/液平衡段階を含むプロセスの別のシミュレーションを行った。いずれの場合も、向流熱回収吸収ゾーン203に入る転化ガスは、実施例3の場合と同じ組成、温度および流量を有する。いずれの場合も、循環吸収酸は、99の濃度で熱回収吸収ゾーンを出て、その後、まず、熱交換器205に通され、熱交換器205において、酸が、183°Cまで冷却され、蒸気が、中圧で生成され得る。次に、交換器205を通過する酸が、循環流と正味の生成流とを提供すべく分けられる。正味の生成は、183°Cの温度で1,086ポンドモル/時である。循環する酸流が、13,000ポンドモル/時の速度で補助的な熱交換器231に通され、補助的な熱交換器231において、酸が、60°Cまで冷却され、次に、熱回収吸収ゾーン203の上の塔の上部に再導入される。循環する酸流の全てが塔の上部に戻されるため、第2の吸収ゾーン自体は存在しない。いずれの場合も各平衡段階を出るガス流の組成は、表3に示される。表3Aは、1つの平衡吸収段階のシミュレーションを報告し、表3Bは、2つの平衡吸収段階からなるシステムのシミュレーションを報告し、表3Cは、1つのカラムに3つの平衡吸収段階を含むシステムのシミュレーションを報告し、表3Dは、1つのカラムに4つの平衡段階を含むシステムのシミュレーションを報告する。実施例6図11のプロセスにおいて、硫黄燃焼接触式硫酸プラントを、SO2担持燃焼ガス流を提供すべく操作し、SO2担持燃焼ガス流を、SO2をSO3に転化するために転化器に通す。水蒸気を、噴射ポート121を介して噴射ゾーン127内の転化器ガス流中に導入して、ガス流を生成し、このガス流は、入口123において熱回収塔101に入り、かつ315°Cの温度で第1の吸収ゾーン103に流れ込む。吸収ゾーン103は、充填手段または気/液接触を促進するための他の手段を含み、気/液接触によって、ガス流は、下向きに流れる99.5重量の硫酸を含む第1の吸収液体に対して向流的に上向きに流れる。第1の吸収ゾーン103を出るガス流は、第2の吸収ゾーン115を通って上向きに流れ、第2の吸収ゾーン115において、ガス流は、残りのSO3をガス流から取り出すために第2の吸収液体と接触される。次に、第2の吸収液体は、98.5~99.2重量の硫酸濃度で第2の吸収ゾーンの上部に入り、約99.2重量~99.5重量の濃度で第2の吸収ゾーンの底部から第1の吸収ゾーンに流れ込む。第1の吸収ゾーン103の底部を出る吸収酸を、ボイラーを含む主要な熱交換器105を通してポンプ111を介して循環させ、熱交換器105において、熱が、吸収酸から伝達されて、約125psig、すなわち、0.85メガパスカル8.5バールゲージの圧力で蒸気を生成する。吸収酸は、204°Cの温度で吸収熱回収ボイラー105を出て、第1の吸収ゾーン103の上部に再循環される主要な吸収液体と、第2の吸収ゾーン115の上部に再循環される第2の吸収液体を含む補助的な酸流とを提供すべく分けられる。分割点と第2の吸収ゾーンの上部における酸入口との間で、補助的な酸流を、直列した3つの間接式熱交換器、すなわち熱交換器167、163および169に連続して通す。熱交換器167は、主要な熱交換器105への脱気されたボイラー給水用の予熱器であり、熱交換器163は、脱気装置165の補助装置であり、熱交換器169は、ボイラー給水の流れに対して脱気装置の上流の脱気されていないボイラー給水用の予熱器である。熱交換器167において、補助的な酸流を204°Cから165°Cに冷却し、それによって、脱気されたボイラー給水を108°Cから178°Cに加熱し、この温度は大体、平衡温ボイラー105において生成される蒸気の8.5バールの圧力における気液平衡温度である。予熱器167を出る加圧された水を、好ましくは、図面に示されるボイラー105に直接移動する。熱交換器163において、補助的な酸を165°Cから115°Cに冷却し、それによって、108°Cの一定温度で熱交換器163と脱気装置165との間で循環される水のかなりの割合を蒸発させる。交換器163を出る混合された液体水/蒸気混合物を、脱気装置165に戻し、脱気装置165において、蒸気は、図面に示される熱交換器169の水出口から好ましくは受け取られる脱気されたボイラー給水から非凝縮物を取り除くのを助ける働きをする。熱交換器169において、補助的な酸流を115°Cから64°Cに冷却し、それによって、脱気されていないボイラー給水を40°Cから108°Cに加熱する。交換器169を出る補助的な酸を、第2の吸収ゾーン115の上部へと第2の吸収液体を戻す前に、希釈装置137における水または比較的希薄な例えば、93重量硫酸の直交流で必要に応じて希釈してもよい。処理されているが脱気されていないボイラー給水を、4,320ポンドモル/時で供給し、給水予熱器において40°Cから108°Cに加熱し、その後、脱気装置の補助的な熱交換器163を出る混合された液体水および蒸気流とともに、脱気装置165中に導入する。10psig0.07メガパスカルゲージの圧力で飽和される追加の蒸気も、132ポンドモル/時の速度で脱気装置に導入する。脱気装置に導入される蒸気は、交換器169から脱気装置に流れ込む脱気されていないボイラー給水から非凝縮物を取り除くよう機能し、それによって、約99.9体積の水蒸気、残りの非凝縮物を含む排気流を生成する。場合により、さらなる低圧蒸気を脱気装置に導入して、第1の吸収ゾーン103に入る転化器ガス流の当量の三酸化硫黄含量に対する所定の比率で脱気装置排気ガスにおける水蒸気含量を制御する。熱交換器163において生成される蒸気プラス外部供給源からの追加の蒸気を含む脱気装置排気ガスを、第1の吸収ゾーン103中に導入される転化器ガスと混合するために噴射ポート121を介して噴射ゾーン127へとリサイクルする。700ポンドモル/時の速度における水蒸気が、噴射ゾーンへとリサイクルされる脱気装置排気に含まれる。このうち、約550ポンドモル/時が、第2の吸収酸を165°Cから115°Cに冷却することによって伝達される熱から生成される。脱気装置からの凝縮物は、脱気装置の底部から、主要な熱交換器105のユーティリティー側入口へと3,300ポンドモル/時の速度で流れ、熱交換器105において、蒸気が、8.5バールの圧力において3,300ポンドモル/時の速度で生成される。凝縮物の適度な追加の増分、552ポンドモル/時を、接触式硫酸プラントのどこかで、または硫酸プラントが位置する製造プラントのどこかでボイラー給水として使用するために熱回収吸収システムから取り出す。蒸気が、熱交換器105において、正味の硫酸生成のトン当たり0.64トンの速度で、8.5バールで生成される。この実施例の実施形態において、第2の吸収液体に含まれるエネルギーの大部分が、熱回収吸収ゾーンに入る転化器ガス流中に噴射するための水蒸気を生成するのに消費されることが分かるであろう。実施例7実施例7のプロセスの操作は、その全体的な流れ図において、実施例6のプロセスの操作と実質的に同一であるが、第2の吸収液体に含まれる熱エネルギーの分布にかなりの差がある。実施例7の操作は、第1の吸収ゾーン103、中圧蒸気の生成のための主要な熱交換器105、および脱気されたボイラー給水の予熱器167において実施例6と同一である。水側流れスキーム脱気されていないボイラー給水が交換器169を介して脱気装置165へと通され、脱気装置165からの脱気されたボイラー給水が脱気されたボイラー水の予熱器167を介してSO3吸収熱回収ボイラー105へと通されるもまた、脱気されたボイラー給水が予熱器167において圧力下で加熱される温度の場合と同じである。しかしながら、実施例7のプロセスは、脱気装置の補助的な熱交換器163において、実施例6のプロセスよりはるかに低い割合の熱を補助的な酸流から抽出する。したがって、交換器163において蒸気に転化される脱気装置に入る水の割合は、実施例7において、実施例6よりはるかに低い。脱気装置においてわずか約209ポンドモル/時の水蒸気の成分の結果として、排気ガスが、脱気装置の補助的な熱交換器の操作に起因する。491ポンドモル/時のさらなる成分が、132ポンドモル/時の速度における10psigの蒸気の一定の追加の流れと、排気流において700ポンドモル/時の全水蒸気含量を提供すべく調節される第2の追加の蒸気供給との組合せから得られ、排気流は、噴射混合ゾーン127において転化器ガス流と混合するために噴射ポート121へとリサイクルされる。しかしながら、熱交換器169を介して導入される給水がそれほど蒸発されないため、実施例7のスキームは、実施例6の実施形態よりはるかに大きい脱気された凝縮物の供給を提供する。したがって、3,300ポンドモル/時の脱気されたボイラー給水を、給水予熱器167および吸収熱回収ボイラー105に供給した後、脱気装置は、別の5,593ポンドモル/時の脱気されたボイラー給水を、接触式酸施設のどこかまたは製造プラントのどこかで使用するために108°Cで取り出す。蒸気が、主要な熱交換器105において、正味の硫酸生成のトン当たり正味で0.56トンの間の速度で生成される。全ての追加の蒸気を、生成物の硫酸流中のプロセス水として、あるいは主要の熱回収システム熱交換器または接触式酸プラントまたはより広い製造施設のどこかにおいて蒸気の生成のために使用される脱気されたボイラー給水として回収する。上記を考慮すると、本発明のいくつかの目的が達成され、他の有利な結果が実現されることが分かるであろう。本発明の範囲を逸脱せずに、上記において様々な変更を行うことができるため、上記の明細書に含まれ、添付の図面に示される全ての事項が、例示としておよび限定の意味なく解釈されるべきであることが意図される。本発明またはその好ましい実施形態の要素を導入するとき、冠詞a、an、theおよびsaidは、1つ以上の要素が存在することを意味することが意図される。用語含むcomprising、含むincludingおよび有するhavingは、包括的であり、列挙された要素以外の追加の要素が存在してもよいことを意味することが意図される。"