硫酸生产过程产生大量热能，热能品位从高到低均可回收加以利用。高品位热能最好的利用方式是发电，可以大大降低生产成本。
硫酸的原料可以是硫黄、硫铁矿以及冶炼厂的冶炼气。 以这些原料制取 SO2气体均产生高温热能，气体温度达 850～1100℃。
根据生产经验，这部分高温余热可产生 1.1～1.3 吨蒸汽/吨硫酸。而在转化工段，主要是中温余热。一次转化完毕到吸收塔的转化气温度在 400℃左右。利用这部分余热，据生产实践估算，每生产一吨硫酸约可生产0.2 吨蒸汽。
近年来两次转化工艺得到广泛的采用。在两次转化工艺中，这部分中温余热已转移到酸吸收系统的低温余热中。
低温余热的回收利用主要在干吸系统。当采用高温吸收工艺，把中间吸收塔酸温提高到 165℃时，出塔酸温可达 200℃。美国孟山都公司开发了利用这部分低温余热来发电。
在每小时进塔气量为111000m²，温度为 194℃条件下，可产生 185℃、压力为 1043kPa 的蒸汽 29.7 吨，供 9000kW 汽轮发电机发电。
我国已在硫酸生产中开发了热管 SO2气体余热回收蒸汽发生器和热管 SO2冷却蒸汽发生器两种设备产品，并在工业生产应用中取得了很好的使用效果。
由于硫酸生产是连续性生产，生产过程中的高温，矿尘磨损，高、低温腐蚀等因素常使设备受到侵害，致使整个生产停顿造成损失。
热管设备的个别管件损坏不会影响整体设备效能，因之也不需停工检修，故热管技术在硫酸生产中具有广阔的开发远景。
热管技术在硫酸生产中可以在以下几个工序中发挥作用。
1.沸腾焙烧炉沸腾层内的余热回收
硫酸生产中沸腾床内沸腾层的温度一般控制在 800～900℃之间。硫铁矿燃烧是一强放热反应，为了维持这一温度必须从床层中导走多余的热量。
根据热量平衡计算，每生产1吨硫酸（100%浓度）从沸腾层中导出的热量可达 1.482MJ。将此热量折合成标准蒸汽约为 0.55 吨/吨 。一个年产10万吨硫酸的工厂从沸腾炉中回收的蒸汽量约为5.50万吨/年，以每吨蒸汽60元计，可获利330万元/年。
由于沸腾焙烧炉内的换热条件恶劣（高温，高腐蚀性，高矿尘磨损率），使炉内的换热元件 （水管或水箱） 极易损坏，造成检修更换频繁。
如果要产生 4MPa 的蒸汽，对换热元件的要求更高。长期稳定运行的可靠性就更为重要。热管元件为解决这些问题提供了有利条件。
图 5-17 为热管在沸腾焙烧炉中回收热量的两种形式。
图 5-17（a）所示纵向插入式。热管的蒸发段（受热段）的下部直接插入沸腾层内，另一部分在沸腾层的炉膛扩大部分， 热管沿炉膛周边布置。在沸腾层内炉气以对流和辐射的方式将热量传给热管，炉膛扩大部分的传热以辐射为主。
热管的冷凝段（放热段）伸出在炉顶外的水夹套中。水夹套与上下联箱相连，蒸汽由上联箱直接进入汽包，汽包的饱和水沿下降管进入下联箱，从而形成自然循环。
这种布置的优点是热管沿炉壁周向布置，热管在沸腾层内受单侧矿尘纵向磨损较轻，热管不仅在沸腾层中吸热，而且沿整个炉膛高度以辐射形式吸热，这样又可以降低炉气出口温度减轻炉气废热锅炉的负荷。
由于辐射传热率与温度的四次方成正比，故传热效率极高。热管由于纵向伸缩自由不存在温差应力。同时单根热管的损坏不影响设备整体运行，保证了生产的稳定性。
但这种排列方式对热管本身要求很高，热管的长度达 17~25m，单根执管的传热功率大于 30kW。因为炉内温度较高，热管内的工作液体宜采用液态金属。每根液态金属热管的传热功率可达 35～45kW，可以满足焙烧炉内的传热要求。
图 5-17（b）为径向插入式。热管在沸腾床中承受炉气及矿尘的横向冲刷。传热方式主要为强迫对流换热。
与纵向插入式相比，径向插入式磨损较为严重， 但这种布置热管的长度短，制造较简单。同样，单根管破坏也不影响整体运行，更换热管也比较方便。
管外可以用翅片强化传热以减少管数，此外炉外汽包的位置比图 5-17（a）的布置形式要低。
2.沸腾焙烧炉矿渣余热回收
目前国内硫酸工业处理焙烧炉排出的火渣大部分都用回转圆筒筒外喷水的方法使其冷却。这不仅损失了矿渣的余热，而且额外损失水、电。
根据物料平衡计算，每生产1吨硫酸，相应的矿渣量为 0.286吨（矿石含硫量 40%）。
设排出的矿渣温度为 800℃，将其降为 80℃由输送机送走，则可回收的有效热量为 1.98×10^5kJ/t（H2SO4），一个年产 10 万吨硫酸的工厂其回收出渣的热量可达 1.02t 蒸汽/h。
更重要的是如采用图 5-18 所示的装置，既可回收余热又可避免环境污染。
如图 5-18 所示，冷却空气从下而上通过多段沸腾层，在沸腾层内埋有冷却热管，按热量品位利用的需要逐级移走。冷却空气通过循环风机在密闭空间内循环，以免污染环境。
相应的，来自废热锅炉的沉渣也可收入一并处理。
3 .SO2炉气余热回收
从沸腾炉出来的高温炉气温度约为 750～850℃，如果使其降温至 350～450℃，则每生产1吨硫酸可从炉气中回收热量1.3×10^6kJ。
把这部分热量和从沸腾炉中导出的热量加到一起用于发电，则每生产1 吨硫酸可发电 150kW。若每 kW·h 电以 0.40 元计，相应的价值为60 元。一个年产硫酸 10万吨的工厂可回收的电费为 600 万元。
然而，硫酸余热锅炉是在高温、高含尘率、高腐蚀性气体的条件下工作，在这种环境下只要有一根炉管发生泄漏就必须全系统停车，检查、补修。
而热管在这种情况下工作有其独特的优越性∶
① 可以选择适合的风速使磨损速率减至最低;
② 可用增加管外翅片的办法来弥补因风速减小而导致的传热系数的减小;
③ 可利用灵活的布置减少矿尘在管上的沉积;
④ 可以用调整管壁温度的方法避免露点腐蚀;
⑤ 单根热管破损不影响整体运行，可以保证设备长期稳定运行。
当前可用于 SO2炉气冷却的热管蒸汽发生器有如图 5-19 所示的三种形式。
图 5-19中（a）为炉气纵向冲刷热管管束;（b）为炉气横向冲刷管束;（c）为炉气斜向冲刷管束;
在相同的炉气流速下，（b）型传热效率最高，结构最紧凑;（c）型次之，（a）型最差。
从磨损角度来看，（a）型最好，（c）型次之，（b）型最差。
从避免积灰来看，（c）型最好，（a）型次之，（b）最差。
考虑管束磨损量与气流速度的三次方成正比，因此烟气的流速愈低对管束的磨损量愈小。气流流速低时，传热系数较小，此时可用增加管外翅片的方法来弥补换热系数的减小，（b）型及（c）型具有优越性。
热管蒸汽发生器运用成功与否，关键在于设计人员对硫酸生产工艺及热管技术均须有较深入的了解，并全面考虑各种实际生产条件的影响，权衡得失。
目前国内已有一些生产厂家试用热管技术来回收 SO2 炉气的余热。为使工业应用获得满意的效果，对该种设备进行了单元体的工业化条件模拟试验。
试验目的如下∶
① 试验工况条件下单根热管的最大传输功率;
② 工况变动条件下热管管壁温度的变化;
③ 验证理论计算值的正确性。
试验装置由燃烧炉、混风室、试验热管、高温烟道、引风机、水冷器、蒸发室、汽包、蒸汽冷凝器及高压水泵组成（图 5-20）。
燃油与助燃空气通过喷嘴在燃烧室内燃烧后产生 1000～1300℃的高温烟气进入混风室，调节到所需的试验温度（由工厂实际条件决定）进入高温烟道， 高温烟道内插有一根带纵向翅片的试验热管。
试验热管与工程实用热管的尺寸比为 1∶1，以使试验结果具有实用意义。热管尺寸为φ51mm×5mm×6200mm。
从混风室出来的高温烟气（500～970℃）进入高温烟道，在模拟风速（3～7m/s）下纵向流过热管，热量被热管吸收，烟气温度降至 350℃左右，进入水冷器，降温至 160℃左右由引风机排入大气。
高压水泵将水加压至 2.5MPa 压入汽包，沿下降管进入蒸发室（水夹套），水在蒸发室中接受热管放出的热量，产生2.5MPa的中压蒸汽进入蒸汽冷凝器，冷凝后计量。
在热管上点焊 10 对热电偶测量各点的管壁温度。热管管壁温度及烟气温度测量信号均经过 A/D转换板进入计算机处理系统，屏幕显示，记录，保存。计算机屏幕显示如图 5-21 所示。
该系统测出的数据为同步显示，即根据需要选取 3个测点温度， 观察其随时间变化的过程，图 5-21 中右上角即为显示记录曲线，试验选择了热管最下部、中部及绝热段（代表管内蒸汽温度）3个典型位置进行跟踪显示。
图 5-22 中 3 条曲线，代表 3 种典型的试验温度下热管外壁面温度分布情况及传输的最大功率。
测量所得的最大传输功率远低于理论及极限试验所得值。因此热管是在极为安全的条件下工作。
在工业化试验的基础上，目前国内已有数例工程化应用实例，介绍二例如下。
① 年产 10 万吨硫酸的某硫酸厂，生产原料为硫铁矿，出沸腾炉的 SO2炉气温度为 950℃，含尘约 250g/m³（标准状态），且颗粒大。炉气露点温度为 192～210℃。
用一台水管式废热锅炉回收炉气余热，产生压力为 2.5MPa 的蒸汽。由于露点高，一些穿墙管处的管子及炉气出口处的管壁容易腐蚀，同时炉气含尘量高，烟尘颗粒大，管壁受到的磨损严重，尤其是气流拐弯处流动不均的局部位置情况更加严重。
由于水管锅炉的特点，一旦有漏点，炉水即流入烟道，必须停产检修，而停产一天损失达5 万元。
由于以上原因，该厂生产周期最短时仅为一个月左右，严重影响了正常生产及工厂的经济效益，同时也增加了检修工人的劳动强度。
现根据硫铁矿制酸沸腾炉气的特殊性和热管的特点，设计了一台热管式蒸汽发生器用以回收 SO2炉气余热，产生 2.5MPa 的饱和蒸汽。经计算可产生 9.50 t/h 的饱和蒸汽。回收热量 6497.5kW。结构形式如图 5-23。
炉气经过热管蒸汽发生器后降为355℃进入电除尘室。
图中隔板的下部为热管的吸热段，焊有纵向直翅片。上部为热管的放热段，采用水夹套结构，经集箱集汽后经上升管与汽包连接。
冷热侧由隔板完全分开，即使出现有个别热管磨损破坏，也只会是热管内部少量工作流体流入烟道，不会影响正常生产，可避免大量炉水向烟道泄漏而导致停产。
各热管通过控制加热段传热面积使管壁温度 t>230℃， 可有效地防止露点腐蚀。
如每吨蒸汽按 60 元计，年运行 7200 小时效益可达 430 余万元，设备投资可在一年内收回。
② 某厂年产 1 万吨硫酸的新建工程，其制酸原料为硫黄，从焚硫炉出来的 SO2炉气流量为（标准状态）3346m³/h，温度为 970℃。
现设计用一台热管蒸汽发生器回收 SO2炉气余热。设计中考虑到硫黄制酸工艺中 SO2炉气含尘量较少，故采用如图 5-24 的结构形式。
炉气横向冲刷热管束，热管吸热段焊有环向翅片，以强化传热。与上例相同，管束中产生的蒸汽经上升管进入汽包。
设计结果如下：炉气温度由 950℃降至 350℃，将热量传给104℃的水产生压力为 1.4MPa的蒸汽，产汽率为1.5 t/h，回收热量 1016 kW。按每吨蒸汽 50 元计，一年运行 7200h，年效益可达 50 余万元，整个设备投资可在半年内收回。
表 5-6为其具体参数。
4. SO3气体冷却器
国内近年来已经有多台热管SO3气体冷却器，主要用来产生低压蒸汽（0.8MPa），从使用的情况看前期效果都不错，但随着时间的推移，出现了一些事先估计不足的问题。
这些问题是任何一种新技术在工业应用中不可避免的问题，它是由于对客观条件的估计不足而产生的，并非技术本身的问题。
事实上经过改进，这些问题已经逐步解决。
图5-25是国内使用的热管 SO3气体冷却器的几种形式。
图 5-25（a）为国内最早采用的形式，该结构采用了早期热管余热锅炉结构，这种结构比较简单，没有外部水汽循环回路，运行可靠，但明显存在几点不足之处∶
① 热管的冷凝段处在压力容器汽包中，这种平管板的压力容器不能承受高压，也不适合处理大的气体流量，因此只适用于气体量较小、蒸汽压力低的场合;
② 这种设备不能实现热管的在线再生，在热管内部处理不好的情况下产生的不凝性气体会导致热管效率降低直至失效;
③ 热管的冷凝段处在汽包中大容积空间沸腾条件下，当水质处理不好时结垢严重，降低热管传热效率;
④ 管板与管子的密封要十分可靠，否则不能运行。
图 5-25（b）为双管板型式，即在 SO3气体通道与水侧间设置了双层管板，SO3气体在管板处的泄漏只能漏入大气，不能漏入热管的冷侧；在热管的冷侧采用夹套结构，可明显改进汽包式的缺点。
图 5-25（c）为最新的设计型式，它将每一排热管束制成一个单元组，每个单元都是独立的，多个单元组合成蒸汽发生器。它拆装灵活，便于更换，每个单元体的管束与管板的焊接有可靠的密封保证。
SO3冷却器的设计应注意转化气的露点，低于露点则可能产生酸雾对设备的腐蚀，SO3转化气在不同含水量下的露点如表 5-7 所示。
5 .热管SO2转化器
SO2催化氧化反应器（简称转化器）是硫酸生产中的重要设备。对工业生产转化器的要求是希望用最少的投资、最低的运行费用获得最大的经济效益。
为达此目的，必须使 SO2的催化氧化过程实现最佳化，也即使 SO2的催化氧化过程尽可能地遵循最适宜的温度曲线进行。
从图 5-26 可以看出，欲使多段催化氧化过程尽可能接近最适宜操作线，反应温度的控制是关键， 也即如何寻求最佳的换热设备使其满足这一要求。
热管换热器的出现使这一问题的改进有了可能，热管换热器用于转化反应器有如下优点。
（1）传热效率高，压力降小
SO2与 SO3的段间换热是典型的气-气换热，因其传热系数很小，理论上一般不会超过 30 W/（m2.K），由于受到风机压头限制，换热气体流速不能过高，否则流体阻力将会上升。
根据实测，在管内流速 5～7m/s、管间流速 4～6 m/s 的情况下，转化器段间换热器传热系数一般在7～12W/（m²·K），阻力约为 1000～1500Pa，如提高流速可以将换热系数提高到 23～29W/（m2·K），但阻力增大到1500～2500Pa，这将引起动力消耗增加及风机打气量下降。
对于气-气式热管换热器，若在相同流速条件下，一般总传热系数可达16～20 W/（m²·K），每管束阻力在 10～20 Pa之间，总压力降一般不会超过 1000Pa。
由于热管采用翅片管强化传热，因之在同样的传热面积下，热管所用的管数比普通光管要少得多。
（2）结构紧凑，流程管线少，散热损失少 ，图 5-27 为两种转化器流程的对比。
由图 5-27 可见，由于热管转化器可以将热管的受热段直接布置在转化器内，因之省去了大量的进出口管道，减少了流动阻力、热损、投资和操作费用。
（3）特别适用于沸腾床转化反应器。固定床催化反应器生产强度受多种因素的限制，如催化剂颗粒不能太小，否则气体通过催化剂床时阻力太大；由于钒催化剂导热系数小，因而不能在床层中埋设换热管移走热量；二氧化硫浓度不能太高等。
而沸腾转化反应器则不存在上述限制，在沸腾床中由于物料处于恒定搅动状态，反应放出的热量可以很简单地移走，而且床层温度均匀，非常接近于等温状态，因之沸腾床的操作温度可以按最大转化速度与最大转化率二者相一致的原则来选择。
由于沸腾床中传热条件优越，因而对进入沸腾床的气体温度高低的要求可以较为灵活。
图 5-28为流化转化反应器的 t-x 图，与图5-26相比，可见操作条件非常逼近于最适宜操作温度曲线。
沸腾床反应器如图 5-29 所示。
温度为 50～60℃的 SO2气体，在沸腾反应器外部预热器的顶部自上而下吸收热管从各段沸腾层导出的热量，SO2气体被加热到 300～350℃进入沸腾转化器的下部第一段沸腾层，由下而上经过四段反应，转化率达95%～98 %，在沸腾床顶部设有 SO3冷却器（此冷却器也可设在转化器外部，回收热量产生蒸汽。
图 5-30 是沸腾床和固定床联合使用的流程图。
沸腾床可以用一段也可以用两段。然后进入两段反应的固定床，实现二转二吸。由于流程简单，热损少，可直接在沸腾床中回收热量。
传统的转化系统设备众多，粗大管线来往反复，不仅流体阻力增大，热损也相当严重，一般可达反应热的17 %。
根据热平衡计算，一个日产150 吨硫酸（100%浓度）的工厂，若将转化系统的热损失保持在反应热的 14%，则可回收反应热的热量大约为1.2t蒸汽/t(H2SO4)。按每吨蒸汽 60元计，年获利为378万元。
沸腾床转化器的热损小，因之其热损控制在反应热的14%以内是可能的。
6 .热管开工预热器
开工预热器是硫酸生产中不常用但必须具备的设备，常规的开工预热器有燃料烟气加热原料气和电炉加热原料气两种。
由于烟气和原料气换热属于气-气换热，传热系数不会很高，燃料烟气尽管可达 1000℃以上高温，然而对普通钢材的换热器，只能将烟气温度限制在 650℃以下，这就大大降低了温差，因之传热面积很大，年产8万吨的转化器预热器面积约需 600～800 m²，体积庞大，效率不高；
电加热预热器的耗电量大，在电力紧张的今天，采用电加热并非上策。 高温热管换热器 的出现，可 以非常方便地将常温气体加热到 500℃以上，作为开工预热器是极为合适的。
图 5-31为高温热管的结构示意图。
表 5-8为二种热风炉参数对比。
以上是热管技术在硫酸工业中回收热能几个方面的应用，其中SO2炉气蒸汽发生器（废热锅炉）、SO3冷却器、转化开工预热器已有了多处工业试点，技术已经成熟。
沸腾焙烧和转化器的应用尚待开发。应当说在这两个方面热管本身的技术问题已经解决，关键是要求合适的工业试验点。相信在不久的未来，在我国广大硫酸工作者的共同努力下，以上工程是会陆续实现的。
