Способ и установка для производства серной кислоты из газов, богатых двуокисью серы

007989 Область техники Настоящее изобретение относится к способу производства серной кислоты, в котором питающий газ, содержащий двуокись серы, перерабатывают (конвертируют), по меньшей мере, частично, при взаимодействии с кислородом по меньшей мере в двух контактных ступенях, размещенных в основных контактных аппаратах, для получения трехокиси серы и в котором полученный газ, содержащий трехокись серы, подают в адсорбер, где происходит реакция с образованием серной кислоты; кроме того, изобретение относится к соответствующей установке для производства серной кислоты. Уровень техники Обычно производство серной кислоты является следствием проведения так называемого процесса двойной абсорбции, описанного в энциклопедии Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry, 5th edition,vol. A25, pp. 635-700. Для каталитического процесса окисления двуокиси серы до трехокиси серы в качестве активного элемента катализаторов обычно используют двупятиокись ванадия в рабочем интервале температур от 380 до 640 С. В то время как при температурах, превышающих 640 С, катализатор подвергается необратимому разрушению, при температурах ниже 380 С такой катализатор становится неактивным. Чтобы избежать разрушения катализатора, питающие газы обычно подают к катализатору с максимальным содержанием двуокиси серы, составляющем 13 об.%, поскольку использование газов с более высокой концентрацией, благодаря экзотермичности реакции окисления, будет приводить к чрезмерно высоким температурам в слое катализатора. Поэтому питающие газы с более высокой концентрацией (SO2) должны быть разбавлены до их подачи к катализатору, при этом к катализатору необходимо подавать воздух и/или технический кислород и соответствующие большие объемы газа. В особенности,высокая степень разбавления газа необходима в случае использования в качестве питающих газов отходящих газов пирометаллургических производств, содержащих двуокись серы, получаемых, например,при обжиге и плавке сульфидных медных или никелевых концентратов, концентрация двуокиси серы в которых, как правило, составляет от 20 до 60 об.%, что (необходимость разбавления) обуславливает несоразмерно высокие капиталовложения и эксплуатационные расходы на установку для производства серной кислоты. Ранее, вместо применения в качестве разбавляющего газа воздуха, предлагалось использовать частично окисленный технологический газ, отводимый из контактной ступени. В патентом документе DEAS 1054431 описан процесс каталитического окисления SO2, в котором часть горячего каталитически прореагировавшего технологического газа направляют из первой контактной ступени на рециркуляцию и добавляют в исходный питающий газ перед его подачей в первый слой катализатора, в то время как остальной технологический газ, после его охлаждения, затем окисляют путем смешивания с дополнительным холодным воздухом в последующей контактной ступени. В то же время исходный питающий газ за счет рециркуляции нагревается до температуры зажигания контактной массы катализатора. Поскольку согласно этому способу газы, кроме того, должны быть разбавлены до такой степени, чтобы газ, контактирующий с катализатором первого слоя, содержал менее 13 об.% SO2, требуется большое количество разбавляющего газа. Аналогичный технологический процесс описан в патентом документе DE-PS 504635. Для преодоления вышеуказанных недостатков предлагались различные способы производства серной кислоты, в которых к катализатору подавали питающие газы с содержанием SO2 равным 13 об.%. Некоторые из предлагаемых способов предполагают использование альтернативного катализатора,который, помимо того, может работать при температуре более 640 С (WO 99/36175 А 1). В патентом документе DE-OS 2026818 раскрыт способ каталитического окисления двуокиси серы до трехокиси серы в нескольких контактных ступенях с промежуточной абсорбцией полученной трехокиси серы, в соответствии с которым питающие газы перед подачей в первую контактную ступень разбавляют воздухом и трехокисью серы (при этом последняя десорбируется из олеума) до достижения концентрации двуокиси серы от 10 до 20 об.%. Недостаток этого способа заключается в нежелательных конструктивных и технологических изменениях, которые необходимы для непрерывного удаления трехокиси серы из олеума, и сравнительно низком выходе двуокиси серы, получаемой в первой контактной ступени, поскольку рециркулирует только трехокись серы, а не реагенты - двуокись серы и кислород. Раскрытие сущности изобретения В связи с изложенным задача настоящего изобретения заключается в обеспечении низкозатратного процесса производства серной кислоты, основанного на использовании концентрированных питающих газов, содержание двуокиси серы в которых составляет до 66 об.%. При осуществлении данного изобретения эта задача решается с помощью способа вышеупомянутого типа, в котором часть потока газа, содержащего двуокись серы и трехокись серы, прошедшего предварительный катализ, отводят из контактной ступени, расположенной выше, относительно направления движения потока, от последней ступени аппарата основного контакта, при этом указанную часть потока смешивают с питающим газом с образованием контактного газа, содержание двуокиси серы в котором перед его подачей в первую контактную ступень составляет более 13 об.%. При разработке технологического процесса, осуществляемого согласно изобретению, к концентрированным питающим газам необходимо подавать меньшие объемы разбавляющего газа по сравнению с-1 007989 известными способами, в которых в первую контактную ступень подают менее 13 об.% двуокиси серы. В результате согласно изобретению при одинаковых объемных расходах, проходящих через контактные ступени, получают соответственно большее количество серной кислоты. В зависимости от содержания двуокиси серы при одинаковых размерах установки за счет такого ведения процесса достигается повышение производительности более чем на 50%. При этом в первой контактной ступени перегрев катализатора будет, безусловно, устранен, несмотря на подачу контактного газа, содержащего более 13 об.% двуокиси серы, поскольку трехокись серы, вводимая вместе с рециркулирующей частью потока, смещает термодинамическое равновесие реакции окисления SO2 + 1/2 O2SO3 в направлении исходных реагентов, обуславливая снижение конверсии и уменьшение температуры на выходе из контактной ступени. Другое преимущество способа, соответствующего изобретению, в особенности, по сравнению с известным способами - аналогами, в которых осуществляют рециркуляцию трехокиси серы, состоит в повышении количества регенерируемой энергии. За счет рециркуляции тепловая энергия рециркулирующего, частично прореагировавшего и горячего технологического газа будет использована для предварительного нагрева питающего газа, так что для подвода извне требуется лишь соответствующее небольшое количество тепловой энергии. Следовательно, для способа согласно данному изобретению будет достаточно использование меньшего количества теплообменников. К первой контактной ступени предпочтительно предполагается подавать контактный газ с содержанием двуокиси серы от 14 до 25 об.%. Для заданного объемного расхода газа, проходящего через отдельные контактные ступени, это приведет к более высокому выходу серной кислоты. С другой стороны,в данной разработке технологического процесса для устранения перегрева катализатора не требуется,чтобы в контактном газе содержались столь большие количества трехокиси серы, и, следовательно, в первой контактной ступени соответствующим образом уменьшается степени превращения двуокиси серы в трехокись серы. В частности, при переработке питающего газа с высоким процентным содержанием (SO2), поступающего, например, из пирометаллургических установок, с содержанием двуокиси серы от 25 до 66 об.%, перед его подачей в первую контактную ступень, в питающий газ можно добавлять воздух и/или технический кислород, в дополнение к добавляемой в него рециркулирующей части потока. Тем самым в контактном газе обеспечивается подходящее содержание двуокиси серы от 14 до 25 об.% при подаче сравнительно малой части потока частично окисленного перерабатываемого газа из последующей контактной ступени, величину которого следует регулировать. Следует отметить, что воздух и/или технический кислород можно подавать к питающему газу до, одновременно или после смешивания с рециркулирующей частью потока. Предпочтительно соотношение содержаний воздуха и технического кислорода выбирают так, чтобы соотношение объемов О 2 и SO2 в контактном газе составляло менее 1,2, предпочтительно менее 0,8, но не менее 0,5. Допустимо, чтобы отношение объемного расхода рециркулирующей части частично окисленного технологического газа, подводимого к питающему газу, к общему объемному расходу контактного газа составляло от 10 до 50%, предпочтительно от 15 до 35%. В соответствии с изобретательским замыслом, помимо того, предлагается подавать контактный газ в аппарат предварительного контакта, установленный выше по потоку от аппаратов основного контакта,с тем, чтобы из аппарата предварительного контакта отводить перерабатываемый (конвертируемый) газ с содержанием не более 13 об.% двуокиси серы и вводить этот газ в первую контактную ступень первого аппарата основного контакта (аппарата первичного контакта). В этой разработке технологического процесса аппараты основного контакта могут быть выполнены подобно аппаратам, используемым в известных технологических процессах. Это в особенности предпочтительно, если способ, соответствующий данному изобретению, применяют в известных, уже используемых установках. В этом случае необходимая модернизация (переделка) известной установки ограничивается ведением в нее ступени предварительного контакта и средств рециркуляции. Указанный аппарат предварительного контакта может быть создан из одной или более контактных ступеней. Для сведения к минимуму конструктивных изменений, подающий газ пропускают предпочтительно через аппарат предварительного контакта, включающий лишь одну или две ступени. Более предпочтительно, перед проведением абсорбции часть потока отводят и, перед его возвращением в первую контактную ступень, охлаждают до температуры 500 С. По существу, часть потока частично окисленного перерабатываемого газа (рециркулирующую часть потока), направляемую на смешивание с питающим газом, можно отводить из контактных ступеней, от первой до предпоследней. Для того, чтобы поддерживать объемный расход рециркулирующего газа как можно меньшим, указанный газ предпочтительно отводят перед абсорбцией из последней контактной ступени одного из контактных аппаратов, а именно, из последней контактной ступени аппарата предварительного контакта или первой ступени первого аппарата основного контакта (аппарата первичного контакта), поскольку перерабатываемый газ в этих местах имеет самое высокое содержание трехокиси серы.-2 007989 В соответствии с примером осуществления настоящего изобретения перерабатываемый газ, отводимый из аппарата предварительного контакта перед поступлением в первый аппарат основного контакта (аппарат первичного контакта), пропускают через предварительный абсорбер, в котором известным образом трехокись серы отводят, по меньшей мере, частично, из перерабатываемого газа, предпочтительно целиком, и получают из нее серную кислоту. Кроме того, в качестве альтернативы или дополнительно, предлагается пропускать перерабатываемый газ, отводимый из первого аппарата основного контакта (аппарата первичного контакта), перед его подачей во второй аппарат основного контакта (аппарат вторичного контакта), через промежуточный абсорбер с целью извлечения трехокиси серы, получаемой в первом аппарате основного контакта (аппарате первичного контакта) из перерабатываемого газа и для ее превращения в серную кислоту. По аналогии перерабатываемый газ, выводимый из второго аппарата основного контакта (аппарата вторичного контакта), при осуществлении данного изобретения, пропускают через конечный абсорбер, перед тем как перерабатываемый газ, по существу, свободный от трехокиси серы и двуокиси серы, отводят из установки. Серную кислоту, произведенную в отдельных абсорберах, можно затем вывести из установки в виде отдельных потоков или смешанным потоком. Особое преимущество, обеспечиваемое способом согласно данному изобретению, заключается в возможности производства серной кислоты обычного качества, а также высокого качества, и, следовательно, более высокой рыночной цены. За счет обеспечения предварительной, промежуточной и конечной абсорбции примеси, содержащиеся в питающих газах и, в особенности, содержащиеся в существенных количествах в питающих газах, получаемых при проведении пирометаллургических процессов, почти полностью удаляются из перерабатываемого газа на стадии предварительной абсорбции, и в результате количество серной кислоты, производимой на промежуточной и конечной стадиях абсорбции, составляет примерно 30% от общего количества серной кислоты, производимой посредством предлагаемого способа, и качество этой кислоты выше по сравнению с кислотой, получаемой по известным способам. В соответствии с еще одним аспектом изобретательского замысла предлагается через предварительный абсорбер пропускать только часть перерабатываемого газа, отводимого из аппарата предварительного контакта перед его подачей в первый аппарат основного контакта (аппарат первичного контакта), в то время как остальную часть перерабатываемого газа, содержащего SO3, по байпасной линии, подают прямо в аппарат основного контакта, тем самым, увеличивая долю высококачественной серной кислоты до 60%. Согласно другому примеру воплощения изобретения газ, отводимый из конечного адсорбера, подвергают газоочистке, в частности, с помощью перекиси водорода, аммиака или гидроксида натрия, являющихся нейтрализующими веществами для двуокиси серы. В данном примере можно вообще исключить аппарат предварительного контакта, поскольку недостаток, связанный в начальной стадии с более высоким выбросом SO2 из установки, можно компенсировать газоочисткой, отвечающей предъявляемым требованиям. В соответствии с предпочтительным примером воплощения изобретения газ рециркуляции используют для регулирования температуры газа, покидающего первую контактную ступень. Чем больше частично прореагировавшего газа содержится в той части потока, которую возвращают в ступень аппарата первичного контакта, тем больше трехокиси серы входит в эту контактную ступень, и, соответственно,окисляется меньшее количество двухокиси серы, что приводит в снижению температуры выходящего газа. Кроме того, настоящее изобретение относится к установке для производства серной кислоты из газов, обогащенных двухокисью серы, которая (установка) в особенности приемлема для решения задач данного изобретения. Установка, соответствующая данному изобретению, содержит по меньшей мере две ступени основного контакта (аппараты первичного и вторичного контакта), установленные последовательно, и по меньшей мере один абсорбер, при этом аппарат основного контакта (аппарат первичного контакта) соединен с расположенным выше по потоку аппаратом предварительного контакта, а вход аппарата предварительного контакта сообщается с выходным каналом контактной ступени, расположенной выше по потоку от последней контактной ступени второго аппарата основного контакта (аппарата вторичного контакта). Согласно предпочтительному примеру воплощения линия рециркуляции, предназначенная для возврата части потока перерабатываемого газа, выходящего из аппарата предварительного контакта, снабжена газодувкой для нагнетания горячего газа. Предпочтительно линия рециркуляции проходит от выходного канала последней контактной ступени первого аппарата основного контакта аппарата (аппарата первичного контакта) или от выходного канала последней контактной ступени аппарата предварительного контакта и ведет ко входу аппарата предварительного контакта. В соответствии с еще одним развитием идеи настоящего изобретения предлагается, чтобы аппарат предварительного контакта включал в себя одну или две контактные ступени, первый аппарат основного контакта (аппарат первичного контакта) - от одной до трех ступеней, а второй аппарат основного контакта (аппарат вторичного контакта) состоял из одной или двух контактных ступеней. Конечно, кроме того,-3 007989 можно установить более двух аппаратов основного контакта и/или более двух или трех контактных ступеней в каждом из отдельных контактных аппаратов. По существу, в каждой из отдельных контактных ступеней может быть использован катализатор, выполненный из любого желательного материала,имеющегося для этой цели в распоряжении пользователя в соответствии с уровнем техники. Однако,предпочтительно использование известных катализаторов, например катализаторов на основе двупятиокиси ванадия, активированных или не активированных цезием, или же на основе любого другого окисла металла, например окисла железа. Помимо того, согласно изобретению между аппаратом предварительного контакта и первым аппаратом основного контакта (аппаратом первичного контакта) предлагается разместить предварительный абсорбер, между первым и вторым контактными аппаратами установить промежуточный абсорбер, а за вторым аппаратом основного контакта (аппаратом вторичного контакта) - конечный абсорбер. В соответствии с другим предпочтительным примером осуществления изобретения между аппаратом предварительного контакта и первым аппаратом основного контакта (аппаратом первичного контакта) в обход предварительного абсорбера проходит байпасная линия, посредством которой перерабатываемый газ, отводимый из аппарата предварительного контакта, весь или частично, может направляться,минуя предварительный абсорбер, непосредственно в первую ступень первого аппарата основного контакта (аппарата первичного контакта). Кроме того, в схему установки может быть включена байпасная линия, в обход аппарата предварительного контакта, через которую контактный газ, весь или его часть, может проходить, минуя аппарат предварительного контакта, прямо в первую ступень первого аппарата основного контакта (аппарата первичного контакта). Настоящее изобретение ниже будет раскрыто подробно с помощью иллюстрирующих примеров и со ссылкой на сопровождающие чертежи, при этом все особенности изобретения, раскрытые выше и/или отображенные на чертежах, в любой комбинации включены в независимые пункты формулы изобретения или зависимые от них пункты формулы. Краткое описание чертежей Фиг. 1 - схема технологического процесса, соответствующая способу и установке согласно известному аналогу; фиг. 2 - схема технологического процесса в соответствии со способом и установкой согласно первому примеру осуществления настоящего изобретения; фиг. 3 - схема технологического процесса в соответствии со способом и установкой согласно второму примеру осуществления настоящего изобретения; фиг. 4 - схема технологического процесса в соответствии со способом и установкой согласно третьему примеру осуществления настоящего изобретения; фиг. 5 - схема технологического процесса в соответствии со способом и установкой согласно четвертому примеру осуществления настоящего изобретения; фиг. 6 - схема технологического процесса в соответствии со способом и установкой согласно пятому примеру осуществления настоящего изобретения; фиг. 7 - схема технологического процесса в соответствии со способом и установкой согласно шестому примеру осуществления настоящего изобретения; фиг. 8 - схема технологического процесса в соответствии со способом и установкой согласно седьмому примеру осуществления настоящего изобретения. Подробное описание предпочтительных примеров осуществления изобретения На фиг. 1 показана схема известной из уровня техники установки для производства серной кислоты,описанной, например, в энциклопедии Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry (Ульман. Энциклопедия промышленной химии), которая содержит башню 1 для осушки газа, два аппарата 2 и 3 основного контакта, один промежуточный абсорбер 4 и конечный абсорбер 5. В то время как аппарат 2 основного контакта (аппарат первичного контакта) состоит из трех контактных ступеней (слоев) 61-63, заполненных катализатором на основе двупятиокиси ванадия, во втором аппарате 3 основного контакта (аппарате вторичного контакта) установлены две контактные ступени 64, 65. Между каждой из отдельных контактных ступеней 61-65 расположен промежуточный охладитель (не показан), где перерабатываемый газ, покидающий предшествующие контактные ступени 61-64, охлаждается до температуры, подходящей для входа газа в последовательно расположенные контактные ступени 62-65. Питающий газ с содержанием двуокиси серы более 13 об.%, полученный, например, в пирометаллургической установке, подают по линии (трубопроводу) 7 и разбавляют воздухом, вводимым по трубопроводу 8, до достижения концентрации двуокиси серы менее 13 об.%, после чего направляют в башню 1 осушки газа. Затем смесь осушенного газа отводят из башни 1 осушки газа по линии 9 и перед подачей газовой смеси на окисление в три контактные ступени 61-63 первого аппарата 2 основного контакта (аппарата первичной ступени) подогревают в теплообменнике (не показан) до температуры входа в первую контактную ступень 61. Газ, выходящий из первого контактного аппарата (аппарата первичного контакта) 2, подают по линии 10 в промежуточный абсорбер 4, где он контактирует с водным раствором серной кислоты и где основная часть трехокиси серы, полученной в первом аппарате основного контакта (аппа-4 007989 рате первичного контакта), абсорбируется с получением серной кислоты. По линии 11 остальную часть газа направляют во второй аппарат 3 основного контакта (аппарат вторичного контакта) и последовательно подводят к двум контактным ступеням 64 и 65. Из второго контактного аппарата 3 газ по линии 12 подают в конечный абсорбер 5, где из полученной трехокиси серы производят серную кислоту. В то время как отработанный газ отводят из установки по линии 13, серную кислоту, полученную в промежуточном абсорбере 4 и концевом абсорбере 5 соответственно, объединяют и выпускают из установки по трубопроводу 14 в виде одного единственного потока. Схематически изображенная на фиг. 2 установка, соответствующая первому примеру осуществления изобретения, содержит (в том числе) элементы описанной выше известной установки, которые в целях упрощения обозначены одинаковыми номерами позиций. Кроме того, эта установка содержит одноступенчатый аппарат 15 предварительного контакта, расположенный выше по потоку газа от аппаратов 2 и 3 основного контакта, предварительный абсорбер 16,линию 17 подачи технического кислорода и линию 19 рециркуляции частично окисленного газа, на которой установлена газодувка 18 для нагнетания горячего газа. От линии 10, ведущей от первого аппарата 2 основного контакта (аппарата первичного контакта) к промежуточному абсорберу 4, ответвляется линия 19 рециркуляции, которая соединяется с линией 20, ведущей к аппарату 15 предварительного контакта. Предпочтительно аппарат 15 предварительного контакта содержит тот же катализатор, что и отдельные контактные ступени 6 аппаратов 2, 3 основного контакта. Питающий газ с содержанием двуокиси серы более 13 об.%, источником которого является, например, пирометаллургическая установка, подают по трубопроводу 7 и смешивают с воздухом, поступающим по линии 8, и техническим кислородом, подводимым по линии 17. После смешивания газы проходят через башню 1 осушки и затем подогреваются в теплообменнике (не показан). После этого частично окисленный газ (часть Т потока), выходящий из аппарата 2 основного контакта (аппарата первичного контакта), подают по линии 19 вместе с указанной предварительно нагретой газовой смесью, и результирующая смесь затем по линии 20 входит в аппарат 15 предварительного контакта. Отдельные расходы подводимых газов и условия в теплообменнике предполагается регулировать таким образом, чтобы газ, входящий в аппарат 15 предварительного контакта, имел температуру входа,оптимальную для ведения реакции окисления, которая при использовании в качестве катализатора двупятиокиси ванадия составляет 425 С, и чтобы, с другой стороны, содержание двуокиси и трехокиси серы в этом газе было позволяло предотвратить повышение температуры до уровня, превышающего граничное значение 640 С, опасное для катализатора. Одновременно реакцией управляют за счет содержания двуокиси и трехокиси серы так, чтобы содержание двуокиси серы в перерабатываемом газе после ступени предварительного контакта соответствовало оптимальной работе обычных аппаратов 2 и 3 основного контакта с точки зрения энергетических затрат, но не превышало при этом 13 об.%. Температуру выхода газа регулируют, главным образом, за счет расхода рециркулирующего газа. Температуру газа на выходе из аппарата предварительного контакта измеряют (фактическую величину), сравнивают с номинальной величиной и регулируют в соответствии с расходом рециркулирующей части потока (переменная величина) с помощью приводного вентиля или тому подобного средства. За счет увеличения расхода рециркулирующего газа содержание двуокиси серы в газе, входящем в аппарат 15 предварительного контакта,снижается, и в то же время концентрация трехокиси серы увеличивается, что приводит к более низкой степени конверсии двуокиси серы в этой контактной ступени и, следовательно, к снижению температуры выхода газа. Для удовлетворения вышеуказанным требованиям соответствующие расходы газа будут регулироваться таким образом, чтобы содержание двуокиси серы в разбавляющем газе, поступающем в башню 1 осушки газа, составляло предпочтительно от 13 до 40 об.%, более предпочтительно от 20 до 30 об.%, и так, чтобы смесь газов, поступающая в аппарат 15 предварительного контакта, имела содержание двуокиси серы от 15 до 21 об.% , а содержание трехокиси серы составляло от 1 до 5 об.%. По линии 21 газ, отводимый из аппарата 15 предварительного контакта, подают в предварительный абсорбер 16, где трехокись серы, полученную в аппарате 15 предварительного контакта, абсорбируют с превращением в концентрированную серную кислоту. Газ, выходящий из предварительного абсорбера 16, предпочтительно имеет содержание двуокиси серы от 8 до 12 об.% и по линии 9 поступает в аппараты 2, 3 основного контакта, в которых газ затем дополнительно перерабатывают таким же образом как это описано со ссылкой на фиг. 1, за исключением отсутствующей (на фиг. 1) рециркуляции части Т потока. Количества серной кислоты, производимой в трех абсорберах 4, 5, 16, объединяют и отводят из установки по продуктовому трубопроводу 14. По сравнению с известной установкой, показанной на фиг.1, при одинаковых расходах через первый аппарат 2 основного контакта (аппарат первичного контакта), эта установка позволяет перерабатывать газ, поступающий от пирометаллургической установки, расход которого на 50% больше (что соответствует увеличению производства металла на 50%) и, соответственно, производство серной кислоты также возрастает на 50% в единицу времени. Поскольку дополнительное оборудование ограничено в данном случае аппаратом 15 предварительного контакта, предварительным абсорбером 16 и линией 19 рециркуляции, включая также соответствующие средства регулирования, капитальные затраты на переоборудование известной установки таким образом, чтобы она соответствовала данному изобретению,-5 007989 существенно ниже затрат, требуемых для создания новой известной установкой, спроектированной с учетом необходимости повышения производительности на 50%. Аналогичным образом, капитальные затраты, необходимые для создания новой установки в соответствии с изобретением, вероятно, также будут значительно ниже расходов на создание новой установки известной конструкции, спроектированной на эквивалентную величину производительности. Помимо снижения затрат на создание установки согласно данному изобретению, другое ее преимущество заключается в существенно более низких эксплуатационных расходах по сравнению с известной установкой, что обусловлено как снижением требуемой величины удельного расхода электрической энергии, так, сверх всего, и более высоким уровнем удельной регенерируемой тепловой энергии. Другое преимущество, достигаемое способом согласно изобретению, заключается в том, что на основе переработки питающих газов с более высокой концентрацией SO2 и, следовательно, получения после окисления высокой концентрации SO3, возможно непосредственное производство олеума с высоким содержанием свободного SO3, составляющим, например, более 35%. В известных установках с концентрациями SO2 в питающем газе ниже 13 об.% такой олеум может быть произведен лишь при использовании дополнительного оборудования, например устройств для дистилляции и конденсации. Кроме того, способ, соответствующий данному изобретению, обеспечивает эффективную и экономичную регенерацию низкотемпературной теплоты. Процесс абсорбции SO3 и образования концентрированной серной кислоты является экзотермическим и обычно требует отвода большого количества теплоты (около 2 млн. кДж на тонну произведенной серной кислоты), например, с охлаждающей водой. За счет использования так называемых систем регенерации, значительная часть теплоты может быть превращена в пар низкого давления (использована для его получения). Эта часть теплоты возрастает с повышением концентрации SO2 в питающем газе, и поэтому способ согласно настоящему изобретению обеспечивает значительные преимущества. В отличие от схемы, показанной на фиг. 2, установка, представленная на фиг. 3, содержит аппарат 15 предварительного контакта с двумя контактными ступенями 221, 222. Кроме того, в данном примере воплощения линия 19 рециркуляции ответвляется от линии 21, выходящей из второй ступени 222 аппарата предварительного контакта и ведущей к предварительному абсорберу 16, и подсоединена к линии 20,ведущей к аппарату 15 предварительного контакта. И в этом случае ступени 221 и 222 аппарата предварительного контакта предпочтительно загружены таким же катализатором, что и отдельные ступени 61 - 65 аппаратов 2, 3 основного контакта. Данная установка, по сравнению с представленной на фиг. 1, также обеспечивает рост производительности примерно на 50%. Другое преимущество этой схемы заключается в полной развязке аппаратурного оформления предварительного контактирования, включающего аппарат 15 предварительного контакта, линию рециркуляции 19 и предварительный абсорбер 16, от оборудования, расположенного ниже по ходу течения газов и присущего известной установке. Такое выполнение приводит к дальнейшему снижению капитальных расходов, как для создания новой установки, так и переделки существующей установки. Кроме того, согласно данному примеру воплощения общий расход газа, проходящего через два аппарата 2, 3 основного контакта, снижается настолько, что достигаемая экономия в аппаратах 2, 3 основного контакта будет компенсировать излишние расходы на аппарат предварительного контакта. Схема установки, показанная на фиг. 4, отличается от примера осуществления согласно фиг. 2 тем,что серная кислота, полученная в предварительном абсорбере 16, не объединяется с серной кислотой,произведенной в расположенных ниже по потоку промежуточном и конечном абсорберах 4 и 5, а отводится из установки отдельно по линии 23. Примеси, содержащиеся в питающих газах, почти полностью отводятся в серную кислоту при прохождении первой ступени 16 предварительной абсорбции. Таким образом, серная кислота, полученная в промежуточном абсорбере 4 и в конечном абсорбере 5, количество которой соответствует примерно 30% от общего количества серной кислоты, производимой в установке, представляет собой кислоту высшего качества по сравнению с серной кислотой, производимой в абсорберах известной установки, при этом отсутствует необходимость в каких-либо мерах, с соответствующими затратами средств, по очистке газа, и тем самым экономичность данного способа дополнительно повышается. Для способа, соответствующего фиг. 4, используется дополнительная башня 24 осушки, расположенная выше по потоку от аппарата 15 предварительного контакта, что позволяет еще больше увеличить долю кислоты высшего качества. Установка, представленная на фиг. 5, отличается от фиг. 4 наличием байпасной линии 25, снабженной регулируемым вентилем 30 или тому подобным средством, проходящей между аппаратом 15 предварительного контакта и первым аппаратом 2 основного контакта (аппаратом первичного контакта), через которую (байпасную линию) можно, в обход абсорбера 16, транспортировать часть перерабатываемых газов, вытекающих из аппарата 15 предварительного контакта, в расположенную ниже по потоку контактную ступень 2 (такую, как у известной установки). За счет такого выполнения обеспечивается большее увеличение доли серной кислоты высшего качества по сравнению со способом, иллюстрируе-6 007989 мым на фиг. 4, а именно, вплоть до 60%. Доля кислоты высшего качества, помимо того, может быть увеличена за счет установки второй башни 24 для осушки газа. Установка, показанная на фиг. 6, отличается от примера воплощения, представленного на фиг. 2,наличием байпасной линии 26, ведущей в обход аппарата 15 предварительного контакта и предварительного абсорбера 16, посредством которой (байпасной линии) питающий газ, весь или его часть, ниже по потоку от подогревателя, может направляться прямо в первый аппарат 2 основного контакта (аппарат первичного контакта) так, как это производят в известной установке. Такая схема технологического процесса имеет преимущество в том случае, когда установка в течение определенного периода времени работает с подводом питающих газов, имеющих различную концентрацию двуокиси серы. В частности, отходящие газы, образующиеся в процессе пирометаллургической конверсии, например, медного штейна до черновой меди, характеризуются низкой концентрацией SO2(например, 5-10 об.% SO2). Такие газы с пониженной концентрацией, в зависимости от используемого металлургического процесса, генерируются и существуют в виде периодических/прерывистых потоков(получение отдельных партий продукта, например, в конвертере Peirce Smith Converter) или непрерывных потоков (реализуемых, например, в конвертере Outokumpu Flash Converter), при проведении непрерывных металлургических процессов, использующих воздух, обогащенный кислородом, и производящих отходящие газы с более высокой концентрацией двуокиси серы, от 20 до 30 об.%. В случае переработки газов низкой концентрации, например питающих газов с содержанием двуокиси серы до 13 об.% или более в ступени 15 предварительного контакта было бы окислено слишком большое количество двуокиси серы, и в результате перерабатываемый газ, направляемый в первый аппарат 2 основного контакта (аппарат первичного контакта), имел бы концентрацию SO2 недостаточную для автотермического режима работы, т.е. остаточная концентрация SO2 будет слишком низкой для поддерживания теплового равновесия. В то же время в установке согласно данному примеру осуществления (фиг. 6) питающие газы низкой концентрации могут быть переработаны, с достижением удовлетворительных результатов, за счет пропускания через аппарат 15 предварительного контакта только такого количества газа, содержащегоSO2, которое требуется для получения газа, входящего в первую ступень 6 основного контактного аппарата (аппарата первичного контакта), с содержанием двуокиси серы не менее 5-6 об.%, и такой газ образуется после объединения части потока, проходящей через байпасную линию 26, с частью потока, прошедшей через аппарат 15 предварительного контакта. В такой схеме технологического процесса рециркуляция газа осуществляется непрерывно, и посредством подачи газа, содержащего SO2, аппарат 15 предварительного контакта поддерживают при необходимой для реакции температуре. Такое решение обладает преимуществом в отношении возможной последующей переработки газов высокой концентрации. Количество газа, поступающего к байпасной линии 26, можно регулировать в зависимости от требуемой концентрации двуокиси серы в газе, подводимом к первой контактной ступени аппарата основного контакта (аппарата первичного контакта), при этом поток рециркуляции уменьшают до минимальной величины. В установке, показанной на фиг. 7, аппаратура для предварительного контакта, т.е. аппарат 15 предварительного контакта, предварительный абсорбер 16 и линия 19 рециркуляции полностью развязана от известной системы (фиг. 1), расположенной ниже по потоку. Кроме того, данная схема технологического процесса имеет отдельную систему питания установки, включающую линию 27 подачи газа, башню 28 осушки газа и теплообменник (не показан) для подачи газов с низким содержанием двуокиси серы, которые направляют непосредственно в первый аппарат 2 основного контакта (аппарат первичного контакта). Следовательно, в данном примере осуществления возможна одновременная переработка газов высокой и низкой концентрации, и в процессе работы установки питающий газ высокой концентрации, выходящий,например, из печи для плавления Сu, сначала проходит через аппарат 15 предварительного контакта и расположенный ниже по потоку газа предварительный абсорбер 16, перед объединением получаемого при этом перерабатываемого газа с более низким содержанием двуокиси серы с питающим газом низкой концентрации, поступающим по линии 29, источником которого является, например, конвертер PeirceSmith converter, и подачей этого объединенного газа к аппарату 2 основного контакта (аппарату первичного контакта). За счет регулирования расхода рециркулирующего газа температуру выхода газа из аппарата предварительного контакта можно поддерживать ниже 640 С и, кроме того, можно управлять концентрацией SO2 на входе в аппарат 2 основного контакта (аппарат первичного контакта). В противоположность приведенным выше примерам осуществления изобретения схема установки,показанная на фиг. 8, не включает аппарат 15 предварительного контакта, но отличается от известной схемы (фиг. 1) наличием линии 19 рециркуляции, оборудованной газодувкой 18 горячего газа и линией 17 подачи технического кислорода, подключенной выше по потоку от башни 1 осушки газа. Согласно этому воплощению способа осушенную и предварительно нагретую смесь питающего газа высокой концентрации (SO2), технический кислород и рециркулирующий газ, который, при практической реализации изобретения, содержит более 13 об.% SO2, подают непосредственно в аппарат 2 основного контакта (аппарат первичного контакта) и пропускают через отдельные контактные ступени 61-65 обоих контактных аппаратов 2, 3, осуществляя промежуточное охлаждение между отдельными ступеня-7 007989 ми 6 и промежуточную абсорбцию трехокиси серы в промежуточном абсорбере 4. Предпочтительно газовые потоки отрегулированы таким образом, что перерабатываемый (окисляемый) газ, направляемый к первой контактной ступени 61, содержит 13-20 об.% двуокиси серы и от 7 до 20 об.% кислорода. Выходную температуру перерабатываемого газа, покидающего первую контактную ступень 61, можно, кроме того, регулировать за счет выбора количества рециркулирующего газа таким, чтобы величина этой температуры не превышала 640 С. Несмотря на то, что вредные выбросы SO2 в этой схеме технологического процесса будут немного выше, чем в установке, показанной на фиг. 1, она все же удовлетворяет действующим нормам по защите окружающей среды. Несмотря на то, что газ, отводимый из конечного абсорбера 5, перед входом в выводную трубу, направляют в так называемую хвостовую систему очистки газа, при желании данная установка может быть оборудована дополнительной системой очистки газа. Приемлемо применение очистки перекисью водорода H2O2 (Peracidox Process -перкислотный метод) или известного метода щелочной очистки, используя в качестве вещества для нейтрализации SO2 аммиак или едкий натр. Введенная по усмотрению пользователя или в соответствии с установленными нормами, эта мера может компенсировать недостаток начально более высокого выброса SO2 из установки. Представленная на фиг. 8 схема позволяет получить примерно на 30% больше серной кислоты в единицу времени, по сравнению с известной системой, показанной на фиг. 1, при этом через аппарат 2 основного контакта (аппарат первичного контакта) проходит фактически такой же расход газа. Поскольку дополнительное оборудование ограничивается линией 19 рециркуляции и линией 17 подачи технического кислорода, то капитальные затраты на переоборудование известной установки существенно ниже затрат, связанных с созданием новой установки известной конструкции, но рассчитанной на 30% большую производительность. Аналогичным образом расходы на построение новой установки, соответствующей данному изобретению, эквивалентной производительности значительно ниже затрат на новую установку известной конструкции, рассчитанную на такую же производительность. Принимая капитальные затраты на создание новой установки известной конструкции за 100%, новая установка с повышенной на 30% производительностью вероятно будет соответствовать затратам 120%, в то время как затраты на установку согласно рассматриваемому примеру воплощения изобретения, вероятно составляют примерно только 110%. Помимо более низких инвестиционных вложений еще одно преимущество установки согласно данному изобретению заключается в снижении эксплуатационных расходов, что обусловлено более низкими требованиями удельной электрической энергии и более высокой степенью регенерации тепловой энергии. Таким образом, в дополнение к более низким эксплуатационным расходам способ согласно данному изобретению обеспечивает существенное снижение капитальных расходов и, следовательно, для полученной серной кислоты значительное снижение общих производственных затрат и затрат на проведение технологического процесса. На фиг. 9 представлен типичный практический пример осуществления способа согласно изобретению с подробной иллюстрацией процессов промежуточного охлаждения и распределения энергии в установке. Очищенный газ из аппарата 900 мокрой очистки газа подают в башню 901 осушки газа (800,900 нм 3/ч; SO2 - 22,25 об.%; О 2 - 12,39 об.%) при молярном отношении содержаний O2/SO2, составляющем лишь 0,557, т.е. немного выше стихеометрического соотношения, равного 0,5. С помощью основной газодувки 902 газ сжимают до степени, необходимой для преодоления гидравлического сопротивления газового тракта аппаратуры, расположенной ниже по потоку (от газодувки). Газ поступает в теплообменник 903 при температуре 100 С. Этот теплообменник предпочтительно выполнен в виде комбинации горизонтальной укороченной части и вертикальной основной части теплообменника. Газ нагревается в нем примерно до 154 С, перед его входом в конвертерный резервуар 905 (аппарат предварительного контакта 15) через газовый трубопровод 904. Затем газ проходит в трубное пространство теплообменника 906, из которого выходит при температуре 452 С. В нижней части резервуара этот газ смешивается с рециркулирующим газом, поступающим по линии (трубопроводу) 914, прежде чем результирующую газовую смесь подают в первый проход (слой) (В 1) аппарата предварительного контакта 15. В указанный проход (слой) (В 1) подают смешанный газ с расходом 105,900 нм 3/ч (SO2 - 18,45 об.%, O2 - 10,47 об.%,SO3 - 4,29 об.%). Газ входит в первый проход (слой) (В 1) снизу, покидает этот слой при температуре 639 С и входит в межтрубное пространство теплообменника 906, в котором газ перед его входом во второй проход(слой) (В 2) аппарата предварительного контакта, охлаждается ниже 445 С. В этом проходе (слое) газ нагревается до 561 С, выходит из конвертерного резервуара 905 через газовый трубопровод 908 и входит в парогенератор 909, где часть теплоты отводится из системы и используется для генерации пара. Газ выходит из парогенератора при температуре 211 С. По трубопроводу 903 небольшая часть указанного газа (25,000 нм 3/час) поступает в газодувку 911 рецируляции и далее по трубопроводу 914 поступает в указанную нижнюю часть для смешивания перед входом в первый проход (слой) (В 1). Остальная часть газа (74,047 нм 3/ч) проходит по трубопроводу 912, включенному параллельно парогенератору 909, в вышеуказанный теплообменник 903, охлаждается в нем до 170 С и посредством-8 007989 трубопровода 915 поступает в предварительный абсорбер 916. Содержащаяся в газе трехокись серы высокой концентрации (18,17 об.%) абсорбируется в абсорбере, при этом объемный расход газа уменьшается до 60,595 нм 3/ч (SO2 - 7,54 об.%, О 2 - 5,2 об.%). Для сравнения расход газа в трубопроводе 917 составляет теперь только около 57% от расхода газа через слой (В 1) аппарата предварительного контакта. Газы покидают предварительный абсорбер при температуре 80 С по трубопроводу 917 для последующего подогрева в теплообменнике 918, предпочтительно выполненном в виде секционированного резервуара по конструкции подобного теплообменнику 903. Конвертерный резервуар (конвертер) 905 в зоне расположения проходов (слоев) (В 3) и (В 4) может быть существенно меньшего диаметра, поскольку проходящее через них количество газа существенно меньше по сравнению со слоями (В 1) и (В 2). Подогретый до 282 С газ через трубопровод 919 вновь поступает в конвертер 905 для нагрева в трубном пространстве внутреннего теплообменника 907 до требуемой температуры входа в первый контактный проход (слой) (В 3) аппарата первичного контакта, равной 425 С. Газ протекает через указанный проход(В 3), заполненный катализатором, предпочтительно снизу вверх, где он отводится при температуре 573 С. Затем газ охлаждается в межтрубном пространстве теплообменника 907 до температуры 440 С,которая является приемлемой для входа во второй проход (слой) (В 4) первичного контактного аппарата. За счет процесса катализа газ нагревается до 488 С перед его выходом через трубопровод 920 из конвертера 905 и подаче во второй конвертер 921. Газ поступает в межтрубное пространство внутреннего теплообменника 922 и охлаждается в нем до температуры 430 С, прежде чем направляется в третий контактный проход (слой) (В 5) аппарата первичного контакта. Газ покидает этот слой при температуре 445 С и отводится из конвертерного резервуара 921 по трубопроводу 924 в теплообменник 925, предпочтительно выполненный в виде секционированного резервуара подобного 903. В теплообменнике 925 газ охлаждается до 237 С перед его подачей, по трубопроводу 926, в экономайзер 927, где избыточная теплота вновь отводится из системы и предпочтительно преобразуется в нагретую воду или пар. После охлаждения в экономайзере 927 до 170 С газ по трубопроводу 928 направляется в промежуточный абсорбер 929, в котором полученная SO3 абсорбируется (SO3 - 7,35 об.%). Отделенный от SO3 газ покидает промежуточный абсорбер 929 при температуре 80 С по трубопроводу 930 с расходом 54,119 нм 3/ч (SO2 - 0,51 об.%, О 2 - 1,77 об.%) и направляется в теплообменник 925 с целью предварительного нагрева для последующего прохождения через колонковый аппарат, или аппарат вторичного контакта. Газ покидает теплообменник 925 при температуре 316 С по трубопроводу 931. Пред повторным входом в конвертер 921 поток газа разделяется на две части 932 и 933. Первая часть 933 потока нагревается до 410 С в трубном пространстве теплообменника 922, в то же время вторая часть 932 потока также нагревается в трубном пространстве теплообменника 923, размещенного в конвертере 921, до температуры 410 С. Две указанные части потока объединяются внутри конвертера 921 перед их подачей в первый проход (слой) (В 6) аппарата вторичного контакта. После прохождения через указанную ступень с катализатором газ при температуре 426 С входит во внутренний теплообменник, в его межтрубное пространство, где охлаждается перед входом во второй проход (слой) (В 7) аппарата вторичного контакта до температуры 410 С. Дальнейшее конвертирование остаточного количества SO2 приводит к росту температуры менее чем на 1 С, и газ последовательно выходит из конвертера 921 по трубопроводу 934 при температуре 410 С. Далее газ поступает в теплообменник 918, в котором он охлаждается до температуры 172 С, после чего поступает по трубопроводу 935 в конечный абсорбер 936, где остаточная SO3 (0,5 об.%) абсорбируется, и затем газ выбрасывается в атмосферу при температуре 80 С по трубопроводу 937 и выхлопной трубе 938. Расход газа здесь составляет 53,707 нм 3/ч при расчетном остаточном содержании SO2 170 объемных промилей, соответствующем 0,33 т SO2 на т H2SO4. Настоящее изобретение ниже будет раскрыто со ссылкой на семь примеров, иллюстрирующих, но не ограничивающих изобретательский замысел, и на сравнительный пример. Во всех этих примерах и в сравнительном примере был использован один и тот же питающий газ,полученный при проведении пирометаллургического процесса и имеющий следующий состав:SO2 - 36 об.%, O2 - 4,5 об.%, СO2 - 2 об.%, N2 - 57,5 об.%. Следует пояснить, что питающий газ в сравнительном примере 1 перерабатывают (конвертируют) для получения серной кислоты в установке, известной из уровня техники, показанной на фиг. 1, а в примерах от 2 до 8 газ перерабатывают для получения серной кислоты на установке согласно настоящему изобретению, соответствующей чертежу, имеющему соответствующий номер. В табл. 1 приведены данные по объемным расходам и составам соответствующих газовых потоков для отдельных элементов установки, а также количества производимой серной кислоты и абсорбированной трехокиси серы, при этом в колонке 1 табл. 1 проставлены номера, относящиеся к отдельным потокам веществ, соответствующие номерам позиций, используемым на этих чертежах для обозначения элементов установок, например трубопроводам/линиям, абсорберам и т.д., через которые проходят указанные потоки. В табл. 2 для каждого из отдельных примеров приведены температуры в отдельных проходах/слоях контактных аппаратов и соответствующая степень конверсии, реализуемая в реакции окисления.-9 007989 Наконец, в табл. 3 для каждого из отдельных примеров суммированы удельные энергетические затраты (энергопотребление, потребление воды, регенерируемая теплота) и удельные выбросы газов в атмосферу. Как показано в табл. 1, все воплощения способа, при практическом осуществлении изобретения, за исключением примера 6, обеспечивают производство большего количества серной кислоты в единицу времени, чем способ, известный из уровня техники. Это можно объяснить, в частности, тем, что по способу согласно изобретению из-за сниженных требований в разбавлении газа, количество питающего газа, которое может быть переработано в единицу времени, на 50% больше по сравнению со способом, соответствующим сравнительному примеру 1. Как следует из табл. 2, температуру выхода газа в примерах согласно данному изобретению в соответствующем проходе/слое первого контактного аппарата, через который проходит контактный газ с содержанием двуокиси серы более 13 об.%, можно легко регулировать так, чтобы она была ниже критической температуры для катализатора из двупятиокиси ванадия, при этом регулирование осуществляется, в частности, путем изменения количества рециркулирующего газа. Наконец, табл. 3 показывает, что почти во всех приведенных примерах эксплуатационные затраты были ниже затрат в сравнительном примере. В частности, с помощью способов согласно примерам 2-5 и 8 может быть достигнута значительно большая удельная регенерация теплоты. В то же время удельные выбросы газов в атмосферу были ниже, чем в сравнительном примере. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ 1. Способ производства серной кислоты, в котором питающий газ, содержащий двуокись серы, реагирует, по меньшей мере, частично, с кислородом по меньшей мере в двух контактных ступенях(616n) аппаратов (2, 3) основного контакта, расположенных последовательно, для получения трехокиси серы, причем полученный газ, содержащий трехокись серы, направляют в абсорберы (4, 5, 16), где он вступает в реакцию с получением серной кислоты, отличающийся тем, что часть (Т) потока газа, содержащего двуокись серы и трехокись серы, отводят из контактной ступени, расположенной выше по потоку газа от последней контактной ступени (6n), при этом указанную часть (Т) потока смешивают с питающим газом с образованием контактного газа, содержание двуокиси серы в котором составляет более 13 об.% и который возвращают в первую контактную ступень 61. 2. Способ по п.1, отличающийся тем, что содержание двуокиси серы в контактном газе составляет от 14 до 25 об.%. 3. Способ по п.1 или 2, отличающийся тем, что в питающий газ подают воздух и/или технический кислород, предпочтительно перед его смешиванием с частью (Т) потока, а соотношение объемных долейO2 и SO2 в контактном газе регулируют до величины менее чем 1,2, предпочтительно менее 0,8. 4. Способ по любому из предшествующих пунктов, отличающийся тем, что объемная доля части(Т) потока, подводимой к питающему газу, составляет от 15 до 35% от объема контактного газа. 5. Способ по любому из предшествующих пунктов, отличающийся тем, что выше по потоку газа от аппарата (2, 3) основного контакта установлен аппарат (15) предварительного контакта, к которому подводят контактный газ, при этом контактный газ перед его возвращением в первую контактную ступень аппарата основного контакта пропускают через аппарат (15) основного контакта, причем перерабатываемый газ, содержащий до 13 об.% двуокиси серы, отводят из контактной ступени (61) аппарата (2) основного контакта. 6. Способ по п.5, отличающийся тем, что аппарат предварительного контакта (15) содержит одну или две ступени (221, 222) предварительного контакта. 7. Способ по п.5 или 6, отличающийся тем, что перерабатываемый газ, отводимый из аппарата (15) предварительного контакта, перед его вводом в аппарат (2) основного контакта пропускают через предварительный абсорбер (16). 8. Способ по любому одному из предшествующих пунктов, отличающийся тем, что перерабатываемый газ, отводимый из первого аппарата (2) основного контакта, перед его вводом во второй аппарат (3) основного контакта подают в промежуточный абсорбер (4). 9. Способ по любому одному из предшествующих пунктов, отличающийся тем, что обрабатывающий газ, отводимый из второго аппарата (3) основного контакта, подают в конечный абсорбер (5). 10. Способ по любому из пп.5-9, отличающийся тем, что по меньшей мере часть перерабатываемого газа, отводимого из аппарата (15) предварительного контакта по байпасной линии (25), пропускают через предварительный абсорбер (15) и направляют прямо в основной контактный аппарат (2). 11. Способ по п.9, отличающийся тем, что газ, отводимый из конечного абсорбера (5), подвергают газоочистке, в частности, с помощью перекиси водорода, аммиака или едкого натрия, образующих нейтрализующее вещество для двуокиси серы. 12. Способ по любому из предшествующих пунктов, отличающийся тем, что часть (Т) потока перед ее возвратом в первую контактную ступень (61, 221), охлаждают до температуры менее 500 С.- 10007989 13. Способ по любому из предшествующих пунктов, отличающийся тем, что количество рециркулирующего газа, представляющего собой часть (Т) потока, регулируют по температуре выхода газа из первого контактного аппарата (61, 221). 14. Установка для производства серной кислоты для осуществления способа по пп.5-13, содержащая по меньшей мере две контактные ступени (61, , 6n) аппаратов (2, 3) основного контакта, установленных последовательно, для конвертирования питающего газа, содержащего двуокись серы, с помощью кислорода с образованием трехокиси серы, и содержащая по меньшей мере один абсорбер (4, 5, 16), отличающаяся тем, что она дополнительно содержит аппарат предварительного контакта (15), имеющий по меньшей мере одну ступень (221, 222) и размещенный выше по потоку от ступени (61) аппарата основного контакта, при этом выход одной контактной ступени (61, , 6n-1, 221, , 222), расположенной выше по потоку от последней контактной ступени (6n) аппарата (3) основного контакта по линии (19) рециркуляции, соединен с входом первой ступени (221) аппарата предварительного контакта. 15. Установка по п.14, отличающаяся тем, что линия (19) рециркуляции снабжена газодувкой горячего газа. 16. Установка по п.14 или 15, отличающаяся тем, что линия (19) рециркуляции начинается от выхода последней контактной ступени (63) первого аппарата (2) основного контакта и ведет к входу аппарата предварительного контакта (15). 17. Установка по любому одному из пп.14-16, отличающаяся тем, что линия (19) рециркуляции начинается с выхода первой контактной ступени (221, 222) аппарата предварительного контакта (15) и ведет к входу аппарата предварительного контакта (15). 18. Установка по любому одному из пп.14-17, отличающаяся тем, что аппарат предварительного контакта (15) содержит одну или две ступени (221, 222) предварительного контакта, первый аппарат (2) основного контакта содержит три ступени основного контакта (61, 62, 63), а второй аппарат (3) основного контакта содержит две ступени (64, 65) основного контакта. 19. Установка по любому одному из пп.14-18, отличающаяся тем, что между аппаратом предварительного контакта (15) и первым аппаратом (2) основного контакта установлен предварительный абсорбер (16), между первым аппаратом (2) основного контакта и вторым аппаратом (3) основного контакта установлен промежуточный абсорбер (4), а ниже по потоку от второго аппарата (3) основного контакта размещен конечный абсорбер (5). 20. Установка по п.19, отличающаяся тем, что аппарат (15) предварительного контакта и первый аппарат (2) основного контакта снабжены байпасной линией, ведущей в обход предварительного абсорбера (16). 21. Установка по любому одному из пп.14-20, отличающаяся тем, что между входными линиями(20, 9) аппарата (15) предварительного контакта и первого аппарата (2) основного контакта смонтирована байпасная линия (26), ведущая в обход аппарата (15) предварительного контакта.