CN1209282C - 生产浓硝酸的方法和设备 - Google Patents

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Abstract

由更稀的硝酸生产浓度75-99.9%硝酸的方法，其中对约45-70%浓度的硝酸与液体萃取介质接触以便防止生成硝酸-水共沸混合物并进行精馏，浓硝酸的蒸汽被冷凝，并得到浓硝酸，以及其中通过再浓缩处理该萃取介质，并返回萃取精馏，其中在利用整个方法中提供的热量(W1、W2、W5)下将要浓缩的硝酸作为沸腾的液体或部分汽化的形式送入优选在两个塔(K1.0、K1.1)中进行的萃取精馏，其中在送入萃取精馏以前，将硝酸加到萃取介质中，萃取精馏所需的能量通过间接加热(W4、W8)提供，并以最浓缩的形式将萃取介质提供给萃取精馏，以致在由萃取精馏流出的萃取介质同时尽可能释的情况下，使萃取介质的循环量减到最小和能量利用最大。

Description

生产浓硝酸的方法和设备
本发明涉及一种由稀的、可能含有杂质的硝酸生产浓度为75-99.9％的硝酸的方法，其中将浓度约45-70％的硝酸与液体萃取介质接触以便防止形成硝酸-水共沸混合物并在过压和/或常压和/或真空下精馏，将浓硝酸的蒸汽冷凝，从而得到浓硝酸，以及其中，通过再浓缩处理萃取介质并将它返回萃取精馏；以及还涉及实施这种方法的优选实施方案的设备。
对于许多有机反应例如硝化来说，需要较高浓度的硝酸，通常大于98％(重量)HNO3。
传统的生产方法生成约65-67％(重量)HNO3的硝酸。因此，为了得到高浓度的硝酸，还需要附加的方法。在共沸点以外浓缩硝酸的最适宜方法是萃取精馏。因此，使用液体萃取介质，特别是浓硫酸或硝酸镁水溶液，其中萃取介质在大多数情况下为硫酸。
使用萃取介质的萃取精馏的热力学基础如下：
硝酸/水的组分体系在常压(1巴绝对压力)下表现为最大值共沸混合物，其在69.2％(重量)HNO3下的沸点为121.8℃。对于低于该共沸点的硝酸浓度，水为更易挥发的组分。超过该共沸点，HNO3以更高的浓度含在蒸汽相中。为了生产高浓度硝酸，必需超过共沸点或克服共沸点。长期以来已经知道，借助萃取介质例如硫酸或硝酸镁水溶液，可降低水的相对挥发性。对于更高的萃取介质浓度，例如硫酸的浓度大于50％(重量)H2SO4，使共沸点的形成受到压制。因此，可从中蒸馏出浓硝酸。
浓缩硝酸的基本方法为Pauling法(DE305553、DE1056095)。这一方法在工业上已大规模使用，在技术上以各种的设备进行。用萃取介质硫酸进行的现代工业方法在以下段落中描述，以便更好地理解本发明(Schott Engineering GmbH，printed to 60014 D.8859.0；对照图1)。实际的过程基本上在浓缩塔中进行(图1中RK)，其中将浓硫酸送入浓缩塔的顶部，在稍下方送入稀硝酸。通过将各组分混合，在塔中出现混合和冷凝热。但是，这些热量不足以满足该法所需的能量。因此，在塔的底部，将直接蒸汽(“汽提蒸汽”)吹入。除了作为热载体的功能外，这一直接蒸汽还使硝酸从流出的稀硫酸中基本上被汽提出来。从塔顶取出的浓硝酸蒸汽(“HNO3排出蒸汽”)还含有氮氧化物，它们通过硝酸热分解形成。这些氮氧化物(主要为NO2)在冷凝器中与HNO3排出蒸汽同时冷凝成硝酸红色烟雾。为了得到无色的冷凝的高浓度硝酸，在串联的塔(所谓的漂白塔)中在逆流下用空气将酸中所含的硝酸气体汽提出来。含有氮氧化物的废气在随后的NOx吸附步骤中净化。
生产高浓度硝酸的整套设备除了硝酸精馏设备外还包括萃取介质再浓缩设备。还加上上述发烟硝酸漂白设备以及下游NOx吸附设备。为浓度小于约58％(重量)HNO3的要浓缩硝酸(“进料酸”)必要时还提供一个预浓缩是适宜的。此外，通过过热蒸汽处理来纯化硝酸也可能是适宜的。整个设备的所有部件都必需相互优化设计，以便达到所要求的有关产品质量和废水纯度的规格指标，使燃料的消耗最少。燃料消耗特别是热能需要量很大程度地决定该法的操作费用。
为了使燃料消耗最少，必需向工艺中优化提供所需的加热能量并在该法中利用它们。在典型的方法中，直接用蒸汽(汽提蒸汽)提供加热能量。早期，试图节省直接蒸汽，因为它表明因此可使萃取介质(硫酸)的需要量减少。
在实践中，已采用几种解决办法。早期，在硝酸镁水溶液用作萃取介质的方法中，使用塔底加热器(参见Ullman工程化学百科全书，第4版，20卷325页)。在使用硫酸的方法中，长期以来使用所谓的中间加热器，也称为塔加热器(Ullmann工程化学百科全书，第4版，20卷325页)。
此外，已知当减少萃取精馏塔中回流(内回流和/或外回流)时，也可节省加热能量。例如当萃取介质的进入温度低于三组分混合物的沸点时出现内回流，以致一部分热量首先通过蒸汽相组分的部分冷凝被萃取介质吸收。
在传统的方法中，其中纯的萃取介质例如纯硫酸在萃取精馏塔头部加入，这一萃取介质首先使硝酸冷凝，以致使流体混合物的组成移向与蒸汽相平衡的方向。由此得出，萃取介质必需在足够冷的条件中加入，从而增加内回流。这样就导致必须再次通过附加的热量向萃取精馏中引入的额外的热能馏。
已知通过将液体硝酸(例如部分要浓缩的硝酸)送入萃取介质，可影响萃取精馏塔中硝酸的冷凝行为。因此，EP0330351 A1(“Günkel”)公开了一种要浓缩的硝酸混入部分萃取介质流中。但是，Günkel公开的方法的缺点是，要浓缩的硝酸和萃取介质的混合物流只输入至已在上方位置加入的另一数量的纯萃取介质的下面。因此，在EP0330351中公开的方法中不能达到上述所希望减少内回流的效果。
Günkel方法的另一缺点是，还包括萃取介质再浓缩的整个方法需要的能量已完全提供给萃取精馏，虽然萃取精馏的能量需要量大大低于萃取介质再浓缩的能量需要量。由于这一类型的能量供应，大量萃取介质需要循环，因此需要更大的萃取精馏塔最小直径。
在Günkel公开的方法中，将51-99％要浓缩的硝酸量以完全汽化的形式送入萃取精馏塔。由于这一输入类型，使塔内蒸汽的数量大大增加，以致与循环的萃取介质的数量增加相结合，对于萃取精馏来说需要更大直径的塔。
Günkel公开的方法的另一缺点是，为了得到含有99-99.9％(重量)HNO3的高浓度硝酸蒸汽，在塔的顶部需要更大数量的高浓度硝酸回流量。
到现在为止，在所有用于亚共沸硝酸(弱酸)高度浓缩为大于90％(重量)、优选大于98％(重量)硝酸(hico-酸)的设备中，能量需要量例如加热蒸汽和冷却水基本上决定了生产费用。因此，在目前通常使用的大型设备中(使用塔底加热器和/或中间加热器)由约67％(重量)HNO3出发，每生产1公斤99％(重量)硝酸需要约1.5公斤加热蒸汽量。
因此，本发明的任务特别地是，与传统的方法和设备相比大大降低高的操作费用，其中应该实现尽可能相同的甚至更低的设备操作费用。特别是，避免使用大型塔，如在高回流比和高萃取介质循环量下所必需的。
该任务是用以下方法来达到的。将浓度约45-70％的硝酸与液体萃取介质接触以便防止生成硝酸-水共沸混合物并在过压和/或常压和/或真空下精馏，以及使浓硝酸的蒸汽冷凝，并制得浓硝酸，以及其中萃取介质通过再浓缩进行处理并循环回萃取精馏，其特征在于
—部分或基本上全部利用整个方法中提供的工艺物流的热焓；
—在利用整个方法中提供的热量(W1、W2、W5)下以沸腾的液体或部分汽化的蒸汽液体混合物或分离成蒸汽和液体的形式将要浓缩的硝酸送入萃取精馏；
—在送入萃取精馏以前，至少50％的萃取介质用数量为要浓缩的硝酸0.1-60％的硝酸，优选要浓缩的硝酸的浓度范围内的硝酸富集；
—仅仅或大部分通过间接加热(W4、W8)提供萃取精馏所需的能量；
—将尽可能浓的萃取介质提供给萃取精馏，这样从萃取精馏流出的萃取介质在同时尽可能稀的条件下，使萃取介质的循环量减到最小。
用分开的塔浓缩硝酸的实施本发明方法的特别优选的实施方案的设备，其特征在于，将浓缩塔分成两个塔(K0、K1)，它们以两个分开的塔或分成两个相互分开部分的单一塔形式存在，其中
—这两个塔中的第一塔(K1.0)装有至少一要浓缩硝酸的进料管线以及至少一配置在其上方的塔(K1.0)顶部的萃取介质液体进料管线，优选一部分要浓缩的硝酸与萃取介质液体混合，以及从塔(K1.0)底部取出稀的液体萃取介质混合物的管线，
—这两个塔中的第二塔(K1.1)的顶部与从第一塔中取出的稀液体萃取介质混合物的管线相连，而第二塔(K1.1)在其下端还装有间接加热的卧式汽化器(W4)，萃取介质从汽化器通到再浓缩单元以便再生，而在第二塔(K1.1)的顶部，装有将硝酸蒸汽返回第一塔(K1.0)的取出管线，所述硝酸蒸汽是在第二塔(K1.1)中由稀萃取介质混合物中排出的。
更优选地，要浓缩硝酸的管线通过至少一个换热器(W5)，在那里与该工艺的至少一种热产物流，优选第一塔的蒸汽浓硝酸流进行换热，以及装有一混合器，送入第一塔(K1.0)的萃取介质与受控数量的要浓缩硝酸在那里混合。
本发明还涉及用萃取精馏分离共沸混合物的通常使用的主要方法。该方法用于由至少形成共沸混合物的液体物质混合物生产浓缩产物馏分，特别是从稀的含水混合物中分离高浓度挥发性产物或分离有机化合物混合物，其中通过物质混合物与液态萃取介质接触防止形成共沸混合物来在过压和/或常压和/或真空下通过萃取精馏使它精馏，浓缩产物馏分的蒸汽冷凝并生成浓缩产物，以及其中通过再浓缩处理该萃取介质，并使其返回到萃取精馏，其特征在于，
—在整个方法中提供的工艺物流的热焓部分或基本上被利用，
—在利用整个方法中提供的热(W1、W2、W5)下，要浓缩物质混合物以沸腾液体或部分汽化的蒸汽-液体混合物或分成蒸汽和液体的形式送入萃取精馏，
—在送入萃取精馏以前使至少50％萃取介质用一部分物质混合物或得到的浓缩物形式的产物富集，其数量为要浓缩材料混合物的1.0-60％，
—通过间接加热(W4、W8)提供全部或大部分所需的萃取精馏能量，
—将萃取介质以尽可能浓缩的形式送入萃取精馏，以致从萃取精馏流出的萃取介质尽可能大地稀释的同时，使循环的萃取介质数量减到最少。
下文，参考附图更详细地描述本发明，这些附图说明本发明方法的优选实施方案的不同变通方案。
在附图中表示：
图1为用硫酸作萃取介质通过萃取精馏生产浓硝酸的已知工业方法的流程图，正如在说明书的引言部分中一般所述，有萃取精馏部分和萃取介质硫酸再浓缩部分。
图2为使用分开的萃取精馏塔的本发明方法的第一实施方案的萃取精馏部分的流程图；
图3为萃取介质再浓缩部分的流程图，如后者可以与本发明方法实施方案的萃取精馏(图2)相结合来进行。
图4为使用分开的萃取精馏塔的本发明方法另一实施方案的萃取精馏部分的流程图，其中第二个塔在低压力下操作。
图5为有相对高残留硝酸含量的萃取介质的处理和再浓缩部分的流程图，如它可与本发明方法实施方案之一的萃取精馏(图2或4)相结合应用。
为了更容易理解在各优选的实施方案和配置中本发明方法的特点和优点，首先，参考附图进一步说明方法的具体的实施方案，以及实施本方法的设备。
在描述附图中，例如由以下为出发点，即所述方法涉及通过约67％(重量)的亚共沸硝酸生产约99％(重量)HNO3的高浓度硝酸。此外假设，硫酸用作萃取介质。不能由于这样的具体描述而将本发明方法限制为上述条件，而是其中使用其他浓度的原料和目的产品和其他萃取介质的这些改变明显地包括在本发明的范围内。熟悉本专业的技术人员可在本描述的基础上和在他自己的技术知识基础上毫无困难地对本方法进行所需的调整。
在图2-5中，有相同功能的设备部件用相同的附图标记表示。以下实施方案主要涉及附图2和图3，但是它们同样也直接适用于图4的实施方案，除了图4中明显的不一致外，即第二塔K1.1在低压下操作，并在此基础上还补充分塔K1.3。
在如图2-5描述的一个方法中，通过萃取精馏将提供的大约共沸的硝酸(要浓缩的硝酸)浓缩到99％(重量)。作为萃取介质，使用尽可能的高浓度硫酸，优选80-96％(重量)硫酸，特别优选89％(重量)硫酸。
在所述的最优选的实施方案中，萃取精馏在两个分开的塔K1.0和K1.1中进行，其中第一个塔K1.0用于要浓缩硝酸的精馏，并得到浓硝酸蒸汽(“硝酸排出蒸汽”)，而第二个塔K1.1用于从硫酸中分离硝酸，其中通过要浓缩的硝酸的进料位置分开这两个塔或两个塔段部分(K1.0、K1.1)。
进一步优选的是，
—将要浓缩的硝酸以预热的形式作为沸腾的液体或作为蒸汽-液体混合物或分成蒸汽和液体送入这二个塔的第一个塔(K1.0)的下部，其中将整个方法的工艺物流、热蒸汽流和/或热蒸汽冷凝物流的热焓用于预热，并在塔(K1.0)中与流体萃取介质以逆流的方式精馏，该萃取介质在送入第一个塔(K1.0)以前用硝酸富集，使得当产生的浓硝酸蒸汽与萃取介质接触时，硝酸的冷凝最少，
—从第一塔(K1.0)下部取出萃取介质并送入第二塔(K1.1)顶部，在其中分离成低硝酸残留含量的萃取介质流体和硝酸蒸汽，
—其中萃取介质液体收集在第二塔(K1.1)的间接加热的塔底，并将其从那里取出用于处理和再浓缩，
—将由萃取介质液体中排出的硝酸蒸汽从第二塔(K1.1)塔顶返回第一塔(K1.0)的下部。
进一步优选，要浓缩的硝酸通过与由第一塔(K1.0)获得的浓硝酸蒸汽热交换(W5)和/或热的再浓缩萃取介质热交换(W1)和/或热蒸汽冷凝物热交换和/或萃取精馏和/或萃取介质浓缩的间接加热汽化器(W4、W10)的热蒸汽冷凝物的释放蒸汽热交换(W2)和/或萃取介质再浓缩时获得的蒸汽部分热交换而被预热和/或部分汽化。
进一步优选，在两塔(K1.0和K1.1)中的浓缩步骤在100毫巴至5巴绝对压力、优选200毫巴至1.3巴绝对压力的相同或不同的体系压力下操作。
进一步优选，第二塔(K1.1)在低于第一塔(K1.0)的压力下操作。
进一步优选，将浓硫酸用作萃取介质，在它送入第一塔(K1.0)以前，至少50％的这种硫酸用浓度在要浓缩硝酸的浓度范围内和其数量为要浓缩硝酸的0.1-60％的硝酸富集。
进一步优选，收集在第二塔(K1.1)的塔底中的萃取介质在卧式汽化器(W4)中加热，该汽化器被间接加热并在与该酸流向横向的底部具有堤坝，该堤坝形成单一蒸馏室的串级式室体系，从而为汽化器提供另外的分离步骤，借此可降低第二塔(K1.1)的高度和/或减少卧式汽化器(W4)的加热能量需要量和/或调节从卧式汽化器流出的萃取介质液体中的低硝酸残留浓度。
进一步优选，为了进一步降低第二塔(K1.1)流出的萃取介质的硝酸残留含量，将空气和/或水蒸汽吹入卧式汽化器(W4)。
进一步优选，将80-160℃的萃取介质硫酸送入第一塔(K1.0)。
进一步优选，将部分汽化的硝酸以这样的方式送入进行浓缩的第一和/或第二塔(K1.0、K1.1)，即保证部分汽化的要浓缩的硝酸的蒸汽部分与送入的萃取介质和/或萃取介质和部分汽化的要浓缩的硝酸的液体部分的混合物紧密混合，其中紧密混合可通过配置在塔(K1.0、K1.1)内部和/或其外部的适合的成套设备或内部构件来加强。
进一步优选，从第二塔(K1.1)的卧式汽化器(W4)取出的萃取介质的残留硝酸含量最高达5％(重量)。
进一步优选，将萃取介质在残留硝酸含量为0.1-5％(重量)时在真空步骤中进行闪蒸，该如此得到蒸汽中包含的硝酸蒸汽留下并作为稀硝酸返回上游步骤、优选送入第一塔(K1.0)，而已富集硝酸的液体萃取介质借助于进一步加工进行再浓缩。
进一步优选，萃取介质的再浓缩在两个或多个步骤中，在50毫巴至4巴绝对压力的不同压力下进行，具有较高压力的来自这一再浓缩的蒸汽馏分用于加热要浓缩的硝酸和/或用于间接(W4)加热萃取精馏塔(K1.1)。
进一步优选，蒸汽馏分在用于预热要浓缩的硝酸以前或以后在一个或多个附加的塔中分成基本上由水、优选99-99.99％(重量)水组成的馏分和亚共沸的硝酸，将后者返回上游工艺步骤、优选第一塔(K1.0)。
进一步优选，通过与要浓缩的硝酸换热(W5)使由第一塔(K1.0)得到的浓硝酸的蒸汽被至少部分冷凝，并将如果需要流过另一冷凝器(W6)后得到的液体浓硝酸送入漂白塔(K2)的顶部，而将所需的残留硝酸蒸汽送回这一漂白塔(K2)的中部。
进一步优选，用于预热要浓缩的硝酸的热蒸汽冷凝物为先前用于间接加热的热蒸汽的高压热蒸汽冷凝物，特别是来自两个塔(K1.0、K1.1)的间接加热的热蒸汽，其压力为6-40巴过压，和/或这样的热蒸汽冷凝物的释放蒸汽和/或热蒸汽冷凝物和1-16巴过压范围的释放蒸汽的混合物。
进一步优选，送入卧式汽化器(W4)和/或第二塔(K1.1)作为汽提蒸汽的水蒸汽为热蒸汽冷凝物减压得到的水蒸汽。
进一步优选，萃取精馏在单一塔中进行，其中将部分汽化的要浓缩的硝酸分离成蒸汽相和液相来送入塔中，其中蒸汽相在液相进料位置下方送入。
更具体地说，将要浓缩的硝酸通过换热器W5以及W1和W2送入第一塔K1.0的塔底。因此，要浓缩的硝酸在换热器W5中用塔K1.0塔顶排出的硝酸排出蒸汽预热，然后在换热器W1中通过再浓缩的硫酸进一步加热，随后在换热器W2中部分汽化，后者用热蒸汽冷凝液操作。
来自容器B3(图3、图5)的再浓缩硫酸有接近的沸点，将它通过换热器W1和另一主要用于通过冷却进一步调节硫酸温度的换热器W3，送至塔K1.0的塔顶。一部分要浓缩的硝酸流经换热器W1之前如图2和4中所示的混合器与硫酸流混合。除了在W2中的部分汽化外，提供给塔K1.0和K1.1的能量通过塔K1.0的柱式加热器W8和塔K1.1配的汽化器W4(塔底加热器)来实现。在W4或/和在第二塔K1.1中直接提供用于启动和控制操作的很少量汽提蒸汽主要用来减少从汽化器W4中流出的硫酸中残留的硝酸。在塔K1.0顶部排出的硝酸排出蒸汽通过换热器W5和W6被部分冷凝，并进入用汽提空气操作的漂白塔K2。从漂白塔排出的气体混合物经换热器W7进行后冷凝。将含有NOx的废气送去NOx吸附。
在塔K1.1底部通过塔釜加热器W4排出的硫酸收集在容器B1(图3)中，并送至在真空下操作的汽化器W10，以便浓缩。部分物流通过闪蒸容器B2，并在那里进行闪蒸，以致在容器B1中温度下降。离开汽化器W10的蒸发液体(主要为水蒸汽)通过分离塔K4进入冷凝器W11，其中来自闪蒸容器B2的排出蒸汽也同时冷凝。冷凝物通过气压浸没管送入容器B4。有稍低于其沸点的相对高温的再浓缩硫酸从容器B3返回第一塔K1.0。
在上述实施例中，硝酸的浓缩在绝对压力约950毫巴下操作，而硫酸的再浓缩在绝对压力约80毫巴下操作。
对于特定的要求/目的来说，本方法例如可根据图4和图5作相应地变化。在此，塔K1.1在低压下操作，另外还需要分塔K1.3；如果需要，还需要调节硫酸再浓缩部分。
正如上述参考附图说明的，本发明的方法与传统的方法相比有一系列优点和改变，随后将结合设备部件更详细地描述，在所述的设备部件中也体现了本发明的方法和这一方法的各自优选实施方案。
这样实施本发明的方法，以致在塔K1.0的顶部，在硝酸、硫酸和水之间建立起沸腾平衡。为此，在液相中必需含有足够的硝酸，以致在蒸汽相中可达到直到99.9％(重量)HNO3的所需高硝酸量。令人吃惊的是，业已发现，如果在将萃取介质送入塔K1.0以前，将硝酸优选55-69％(重量)的硝酸以占整个要浓缩的硝酸的0.1-60％的量加到萃取介质中，或至少50％萃取介质中，在塔K1.0顶部更易实现液/汽混合物的沸腾平衡。由于这一输入，塔内硝酸在硫酸中的冷凝减少，因此所需的加热能量减少。因此，根据进料流(要浓缩的硝酸和再浓缩的硫酸)各自存在的组成的平衡条件力求达到和调节目标用量比。
在上述措施的基础上，迄今为止所需的萃取介质的强烈冷却(例如在硫酸的情况下冷却至低于80℃)可取消，萃取介质可在较热的条件下，例如作为90-160℃的硫酸送入塔K1.0。
此外，在大部分传统结构的设备中，将要浓缩的硝酸作为液体送入萃取精馏。根据本发明，整个方法(它包括萃取精馏和萃取介质再浓缩)中可结合的工艺流、加热用蒸汽流和热蒸汽冷凝物流的热含量可尽可能地利用，并且要浓缩的硝酸在部分汽化下被送入萃取精馏。
在本文中可利用并优选使用以下热量：
(a)塔K1.0顶部排出的硝酸排出蒸汽的冷凝焓(例如用换热器W5冷凝)。
(b)再浓缩的萃取介质例如硫酸在接近沸腾条件下从再浓缩中排出时和进入塔K1.0时的状态之间的焓差(例如通过换热器W1)。
(c)压力为6-40巴的高压热蒸汽冷凝物和/或热蒸汽冷凝物的释放蒸汽和/或压力为1-16巴的减压热蒸汽/冷凝物混合物之间的焓差(例如通过换热器W2利用热蒸汽冷凝物)。优选的热蒸汽冷凝物是由本设备的一个加热器或由几个加热器或所有加热器(例如由塔K1.1的汽化器W4的加热器和/或由再浓缩汽化器的加热器W10)产生的热蒸汽冷凝物。
(d)例如萃取介质如硫酸在塔K1.1真空操作的同时可能的两步或多步再浓缩的常压或过压步骤的排出蒸汽的冷凝焓。
在考虑将硝酸混到萃取介质中的条件下在利用上述热量时，将要浓缩的硝酸以要浓缩的硝酸总量的40-99.9％的数量，在萃取介质或萃取介质/硝酸混合物的进料位置下方以蒸汽/液体混合物的形式或分成蒸汽和液体送入塔K1.0。
根据一特别优选的实施方案，萃取精馏在两个分开的塔(K1.0和K1.1)中进行，或者，这与分成两个单一塔(K1.0和K1.1)相当，在分成两个隔开的塔段部分(K1.0和K1.1)的浓缩塔中进行，其中这二个塔中的第一个塔(K1.0)用来精馏要浓缩的硝酸并得到浓硝酸的蒸汽，而第二个塔(K1.1)用于从萃取介质中分离硝酸。在要浓缩的硝酸输入的位置附近实现两塔(K1.0和K1.1)的分开。此外，借助相应的内部构件，优选保证在上塔K1.0中滴入的萃取介质(例如硫酸)与经预热和部分汽化的要浓缩硝酸紧密混合。
为了使萃取介质(例如硫酸或硝酸镁水溶液)再浓缩的加热能量需要量尽可能低，应使必需在再浓缩中汽化的水量尽可能低。因为在传统的方法中吹入的直接蒸汽使排出的硫酸稀释，而根据本发明，力求尽可能完全地间接加热硝酸精馏，为此萃取精馏塔装有塔釜加热器和/或中间加热器。
这些步骤实际上是已知的。但是，新颖性在于，塔K1.1下方的卧式汽化器W4的结构优选是这样的，即可实现补充的分离步骤，从而使塔的高度下降和/或供给塔K1.1釜底的热量减少和/或流出的萃取介质中残留的硝酸含量减少。优选的是，W4使用适合的卧式汽化器，其中在与萃取介质的流向横行的底部区域建造堤坝，这些堤坝形成蒸馏室的串级式室体系。例如在申请人所在公司的小册子中说明了用于硫酸浓缩的这种类型的适合汽化器。
当一定数量的空气和/或水蒸汽流吹入卧式汽化器W4(图2和4)，优选吹入萃取介质和优选吹入卧式汽化器W4的后部或末端时，硝酸在流出的萃取介质中的浓度进一步下降和/或在流出的萃取介质保持增高的残留硝酸含量时，可减少要提供的能量和/或所需的塔K1.1高度。优选的是，将由整个设备的加热器产生的热蒸汽冷凝物的释放蒸汽作为附加吹入的水蒸汽(汽提蒸汽。)
当进行萃取精馏时，也可使用单一塔K1(在图中未示出)，当要浓缩的部分汽化的硝酸在旁边的容器中分离成液相和汽相时和液体流在蒸汽流上方送入单一塔K1时。
与在单一塔K1中或在两个分开的塔或塔段部分K1.0和K1.1中进行萃取精馏无关，本发明方法的显著新颖性是，在输送的部分汽化的要浓缩的硝酸中所含的大部分水蒸汽在与待汽化的硝酸的物质交换中被冷凝。由于这一交换，回流减少，从而使所需的热量输入下降。
为了便滴下的萃取介质与进入的进料流紧密混合，以这样的方式设计前文简单提及的K1.0中的内部构件，即利用位于内部和/或外部的加热器，其也可增强紧密混合。
此外，减少所需的加热能量可这样实现，即根据一优选的实施方案，在卧式汽化器W4排出的萃取介质(例如硫酸)中增加的残留硝酸含量(直到约5％(重量)HNO3)是允许的。为了避免在萃取介质再浓缩的排出蒸汽冷凝物中硝酸含量增加，在上游真空步骤B2(图5)中使与高达约5％(重量)HNO3一起排出的萃取介质例如硫酸减压，并通过下游精馏塔K5使这一步排出蒸汽中所含的硝酸保持不变，然后作为亚共沸的硝酸优选返回塔K1.0(图5)
此外，在塔K1.0和K1.1在不同的压力下操作时，可以进一步节约能量。萃取精馏的可能的操作压力为100毫巴至约5巴绝对压力、优选200毫巴至1.3巴绝对压力。对于萃取介质例如硫酸再浓缩来说，相应的操作压力为约30毫巴至4巴绝对压力。通过在每一区域采用适合的操作压力，可实现热利用(闪蒸、用排出蒸汽加热)。
在本发明方法的范围内，以下任选的其他能量利用措施是可能的：
(a)塔K1.1用比塔K1.0低很多的压力操作(图4)。因此，在塔K1.0的塔底温度和在塔K1.1顶部混合物的沸点之间硝酸-萃取介质混合物的潜热可利用，为了排出残留硝酸，塔K1.1底部需要较少的蒸汽/水蒸汽。
(b)另一方面或作为补充，萃取介质例如硫酸的再浓缩在两个或多个压力步骤中进行，优选在50毫巴至4巴绝对压力范围内进行，其中可利用较高压力步骤的排出蒸汽加热萃取精馏，如上所述。
(c)作为替代或作为补充，在其用于加热萃取精馏前或后，在一个或多个分离塔中将从萃取介质再浓缩的较高压力步骤(图3、图5)得到的排出蒸汽分离成浓度大于90％(重量)、优选99-99.99％(重量)的水，和浓度优选30-69％(重量)的亚共沸硝酸，此亚共沸硝酸优选返回塔K1.0。
为了降低设备组的费用和可能由于空间原因，塔K1.0顶部排出的硝酸排出蒸汽部分流在送入漂白塔K2以前在换热器W5中和/或用另一冷凝器W6冷凝，然后将如此得到的冷凝物送入漂白塔K2的顶部。将一部分未冷凝的需用于加热漂白塔K2的硝酸排出蒸汽送入漂白塔K2的中部。因此，与传统方法中使用的相比，它有可能大大降低漂白塔K2上部的直径。
总之，应强调本发明还有以下的优点：
本发明的方法可以减少萃取精馏塔的回流。
为了进一步减少内回流，可提供较热的萃取介质。
各种可利用的工艺物流的热焓可达到要浓缩的硝酸的部分汽化，因此需要较少的加热能量。
通过使用适合结构的卧式汽化器(W4)可以更容易达到萃取介质的纯度。
在硝酸浓缩的传统设备中，每生产1.0公斤高浓度硝酸需要约1.8公斤热蒸汽。正如已经知道的，如果使用塔底和/或中间加热器，那么热蒸汽单位需要量降到每生产1公斤高浓度硝酸需约1.5公斤热蒸汽。在本发明的方法中，热蒸汽单位需要量可降到每生产1公斤高浓度硝酸需1.1公斤以下。对加热能量单位需要量的陈述也适用于约67％(重量)要浓缩的硝酸生产约99％(重量)的硝酸。
冷却水需要量以与热蒸汽需要量大致相同的比例减少。
最后，与传统的方法相比，有时可使用更小的设备和/或当使用大致相同尺寸的设备时，可得到更高的操作生产能力。
因为开发出的与高浓度硝酸的生产有关的本发明方法的核心涉及在分离共沸混合物中能量利用的优化，所以，当然在熟练的专业人员在无原则性问题调整有关工艺参数的条件下，这一方法可用作分离其他工业共沸物混合物的方法，其中，当通过加入适合的萃取介质绕过/越过其共沸点时，生产原料混合物组分中一个组分的浓缩产物。这样的材料混合物的典型例子是卤化氢/水，特别是氯或氟化氢/水；醇/水，特别是乙醇/水或异丙醇/水；醚/水例如四氢呋喃/水或有机化合物的混合物，例如苯/环己烷。本发明的方法也可以经济的方式成功地用于这类混合物。本发明还涉及更一般形式的共沸分离方法，其用于由至少形成共沸混合物的液体物质混合物生产浓缩产物馏分，特别是从稀的含水混合物中分离高浓度挥发性产物或分离有机化合物混合物的方法，其中通过物质混合物与液态萃取介质接触防止形成共沸混合物来在过压和/或常压和/或真空下通过萃取精馏使它精馏，浓缩产物馏分的蒸汽冷凝并生成浓缩产物，以及其中通过再浓缩处理该萃取介质，并使其返回到萃取精馏，其特征在于，
—在整个方法中提供的工艺物流的热焓部分或基本上被利用，
—在利用整个方法中提供的热(W1、W2、W5)下，要浓缩物质混合物以沸腾液体或部分汽化的蒸汽-液体混合物或分成蒸汽和液体的形式送入萃取精馏，
—在送入萃取精馏以前使至少50％萃取介质用一部分物质混合物或得到的浓缩物形式的产物富集，其数量为要浓缩材料混合物的1.0-60％，
—通过间接加热(W4、W8)提供全部或大部分所需的萃取精馏能量，
—将萃取介质以尽可能浓缩的形式送入萃取精馏，以致从萃取精馏流出的萃取介质尽可能大地稀释的同时，使循环的萃取介质数量减到最少。一般方法的有利实施方案对应于上述有利实施方案，只要其中包含的特点，例如大部分具体的温度数据不仅仅与材料有关，并且在所描述的形式中不仅仅适合于硝酸的浓缩和萃取介质硫酸的应用。

Claims (30)

1.一种由更稀的可能含杂质的硝酸生产浓度为75-99.9％的硝酸的方法，其中将浓度约45-70％的硝酸与液体萃取介质接触以便防止生成硝酸-水共沸混合物，在过压和/或常压和/或真空下精馏，使浓硝酸的蒸汽冷凝，制得浓硝酸，其中萃取介质通过再浓缩进行处理并循环回萃取精馏，其特征在于
—在利用整个方法中提供的热量(W1、W2、W5)下以沸腾的液体或部分汽化的蒸汽液体混合物或分离成蒸汽和液体的形式将要浓缩的硝酸送入萃取精馏；
—在送入萃取精馏以前，至少50％的萃取介质用数量为要浓缩的硝酸的0.1-60％的硝酸富集；
—仅仅或大部分通过间接加热(W4、W8)提供萃取精馏所需的能量；
—将尽可能浓的萃取介质提供给萃取精馏，这样从萃取精馏流出的萃取介质在同时尽可能稀的条件下，使萃取介质的循环量减到最小。
2.根据权利要求1的方法，其特征在于，所述用于富集萃取介质的硝酸的浓度在待浓缩的硝酸浓度范围内。
3.根据权利要求1或2的方法，其特征在于，萃取精馏在两个分开的塔(K1.0、K1.1)中或在一个分成两个塔段部分(K1.0、K1.1)的浓缩塔中进行，其中这二个塔中的第一个塔(K1.0)用于要浓缩的硝酸的精馏和生产浓硝酸蒸汽，而这二个塔中的第二个塔(K1.1)用于从萃取介质中分离硝酸，其中通过要浓缩的硝酸的进料位置分开这两个塔(K1.0、K1.1)。
4.根据权利要求3的方法，其特征在于，
—将要浓缩的硝酸以预热的形式作为沸腾的液体或作为蒸汽-液体混合物或分成蒸汽和液体送入这二个塔的第一个塔(K1.0)的下部，其中将整个方法的工艺物流、热蒸汽流和/或热蒸汽冷凝物流的热焓用于预热，并在塔(K1.0)中与流体萃取介质以逆流的方式精馏，该萃取介质在送入第一个塔(K1.0)以前用硝酸富集，使得当产生的浓硝酸蒸汽与萃取介质接触时，硝酸的冷凝最少，
—从第一塔(K1.0)下部取出萃取介质并送入第二塔(K1.1)顶部，在其中分离成低硝酸残留含量的萃取介质流体和硝酸蒸汽，
—其中萃取介质液体收集在第二塔(K1.1)的间接加热的塔底，并将其从那里取出用于处理和再浓缩，
—将由萃取介质液体中排出的硝酸蒸汽从第二塔(K1.1)塔顶返回第一塔(K1.0)的下部。
5.根据权利要求3的方法，其特征在于，要浓缩的硝酸通过与由第一塔(K1.0)获得的浓硝酸蒸汽热交换(W5)和/或热的再浓缩萃取介质热交换(W1)和/或热蒸汽冷凝物热交换和/或萃取精馏和/或萃取介质浓缩的间接加热汽化器(W4、W10)的热蒸汽冷凝物的释放蒸汽热交换(W2)和/或萃取介质再浓缩时获得的蒸汽部分热交换而被预热和/或部分汽化。
6.根据权利要求3的方法，其特征在于，在两塔(K1.0和K1.1)中的浓缩步骤在100毫巴至5巴绝对压力的相同或不同的体系压力下操作。
7.根据权利要求3的方法，其特征在于，在两塔(K1.0和K1.1)中的浓缩步骤在200毫巴至1.3巴绝对压力的相同或不同的体系压力下操作。
8.根据权利要求3的方法，其特征在于，第二塔(K1.1)在低于第一塔(K1.0)的压力下操作。
9.根据权利要求3的方法，其特征在于，将浓硫酸用作萃取介质，在它送入第一塔(K1.0)以前，至少50％的这种硫酸用浓度在要浓缩硝酸的浓度范围内和其数量为要浓缩硝酸的0.1-60％的硝酸富集。
10.根据权利要求3的方法，其特征在于，收集在第二塔(K1.1)的塔底中的萃取介质在卧式汽化器(W4)中加热，该汽化器被间接加热并在与该酸流向横向的底部具有堤坝，该堤坝形成单一蒸馏室的串级式室体系，从而为汽化器提供另外的分离步骤，借此可降低第二塔(K1.1)的高度和/或减少卧式汽化器(W4)的加热能量需要量和/或调节从卧式汽化器流出的萃取介质液体中的低硝酸残留浓度。
11.根据权利要求10的方法，其特征在于，为了进一步降低第二塔(K1.1)流出的萃取介质的硝酸残留含量，将空气和/或水蒸汽吹入卧式汽化器(W4)。
12.根据权利要求9的方法，其特征在于，将80-160℃的萃取介质硫酸送入第一塔(K1.0)。
13.根据权利要求3的方法，其特征在于，将部分汽化的硝酸以这样的方式送入进行浓缩的第一和/或第二塔(K1.0、K1.1)，即保证部分汽化的要浓缩的硝酸的蒸汽部分与送入的萃取介质和/或萃取介质和部分汽化的要浓缩的硝酸的液体部分的混合物紧密混合，其中紧密混合可通过配置在塔(K1.0、K1.1)内部和/或其外部的适合的成套设备或内部构件来加强。
14.根据权利要求3的方法，其特征在于，从第二塔(K1.1)的卧式汽化器(W4)取出的萃取介质的残留硝酸含量最高达5％(重量)。
15.根据权利要求14的方法，其特征在于，将萃取介质在残留硝酸含量为0.1-5％(重量)时在真空步骤中进行闪蒸，该如此得到蒸汽中包含的硝酸蒸汽留下并作为稀硝酸返回上游步骤而己富集硝酸的液体萃取介质借助于进一步加工进行再浓缩。
16.根据权利要求15的方法，其特征在于，所述返回上游步骤是指送入第一塔(K1.0)中。
17.根据权利要求3的方法，其特征在于，萃取介质的再浓缩在两个或多个步骤中，在50毫巴至4巴绝对压力的不同压力下进行，具有较高压力的来自这一再浓缩的蒸汽馏分用于加热要浓缩的硝酸和/或用于间接(W4)加热萃取精馏塔(K1.1)。
18.根据权利要求17的方法，其特征在于，蒸汽馏分在用于预热要浓缩的硝酸以前或以后在一个或多个附加的塔中分成基本上由水组成的馏分和亚共沸的硝酸，将后者返回上游工艺步骤。
19.根据权利要求18的方法，其特征在于，蒸汽馏分在用于预热要浓缩的硝酸以前或以后在一个或多个附加的塔中分成基本上由99-99.99％的水组成的馏分和亚共沸的硝酸，将后者返回上游工艺步骤。
20.根据权利要求18或19的方法，其特征在于，所述返回上游的工艺步骤是指返回第一塔(K1.0)。
21.根据权利要求3的方法，其特征在于，通过与要浓缩的硝酸换热(W5)使由第一塔(K1.0)得到的浓硝酸的蒸汽被至少部分冷凝，并将如果需要流过另一冷凝器(W6)后得到的液体浓硝酸送入漂白塔(K2)的顶部，而将所需的残留硝酸蒸汽送回这一漂白塔(K2)的中部。
22.根据权利要求4的方法，其特征在于，用于预热要浓缩的硝酸的热蒸汽冷凝物为先前用于间接加热的热蒸汽的高压热蒸汽冷凝物，特别是来自两个塔(K1.0、K1.1)的间接加热的热蒸汽，其压力为6-40巴过压，和/或这样的热蒸汽冷凝物的释放蒸汽和/或热蒸汽冷凝物和1-16巴过压范围的释放蒸汽的混合物。
23.根据权利要求11的方法，其特征在于，送入卧式汽化器(W4)和/或第二塔(K1.1)作为汽提蒸汽的水蒸汽为热蒸汽冷凝物减压得到的水蒸汽。
24.根据权利要求3的方法，其特征在于，萃取精馏在单一塔中进行，其中将部分汽化的要浓缩的硝酸分离成蒸汽相和液相来送入塔中，其中蒸汽相在液相进料位置下方送入。
25.实施权利要求1-24之一的生产浓硝酸的方法的设备，其特征在于，将浓缩塔分成两个塔(K0、K1)，它们以两个分开的塔或分成两个相互分开部分的单一塔形式存在，其中
—这两个塔中的第一塔(K1.0)装有至少一要浓缩硝酸的进料管线以及至少一配置在其上方的塔(K1.0)顶部的萃取介质液体进料管线，以及从塔(K1.0)底部取出稀的液体萃取介质混合物的管线，
—这两个塔中的第二塔(K1.1)的顶部与从第一塔中取出的稀液体萃取介质混合物的管线相连，而第二塔(K1.1)在其下端还装有间接加热的卧式汽化器(W4)，萃取介质从汽化器通到再浓缩单元以便再生，而在第二塔(K1.1)的顶部，装有将硝酸蒸汽返回第一塔(K1.0)的取出管线，所述硝酸蒸汽是在第二塔(K1.1)中由稀萃取介质混合物中排出的。
26.根据权利要求25的设备，其特征在于，在第一塔(K1.0)中，所述要浓缩硝酸的进料管线以及所述萃取介质液体进料管线使一部分要浓缩的硝酸与萃取介质液体混合。
27.根据权利要求25或26的设备，其特征在于，要浓缩硝酸的管线通过至少一个换热器(W5)，在那里与该工艺的至少一种热产物流，以及装有一混合器，送入第一塔(K1.0)的萃取介质与受控数量的要浓缩硝酸在那里混合。
28.根据权利要求27的设备，所述热产物流是第一塔的蒸汽浓硝酸流进行换热。
29.用于由至少形成共沸混合物的液体物质混合物生产浓缩产物馏分，特别是从稀的含水混合物中分离高浓度挥发性产物或分离有机化合物混合物的方法，其中通过物质混合物与液态萃取介质接触防止形成共沸混合物来在过压和/或常压和/或真空下通过萃取精馏使它精馏，浓缩产物馏分的蒸汽冷凝并生成浓缩产物，以及其中通过再浓缩处理该萃取介质，并使其返回到萃取精馏，其特征在于，
—在利用整个方法中提供的热(W1、W2、W5)下，要浓缩物质混合物以沸腾液体或部分汽化的蒸汽-液体混合物或分成蒸汽和液体的形式送入萃取精馏，
—在送入萃取精馏以前使至少50％萃取介质用一部分物质混合物或得到的浓缩物形式的产物富集，其数量为要浓缩材料混合物的1.0-60％，
—通过间接加热(W4、W8)提供全部或大部分所需的萃取精馏能量，
—将萃取介质以尽可能浓缩的形式送入萃取精馏，以致从萃取精馏流出的萃取介质尽可能大地稀释的同时，使循环的萃取介质数量减到最少。
30.根据权利要求29的方法，其中所述至少形成共沸混合物的液体物质混合物包括硝酸/水、卤化氢/水、醇/水、醚/水或有机化合物的混合物。
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Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102530893A (zh) * 2012-03-08 2012-07-04 青岛科技大学 一种硝酸萃取浓缩方法
CN102649545A (zh) * 2011-10-26 2012-08-29 上海巴斯夫聚氨酯有限公司 二硝基甲苯生产中废酸浓缩工艺的硝酸预浓缩方法

Families Citing this family (16)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE502006001608D1 (de) * 2006-06-21 2008-10-30 Qvf Engineering Gmbh Verfahren und Anlage zur Konzentrierung von Abfall-Schwefelsäuren aus Nitrierprozessen
CN101190784B (zh) * 2006-11-22 2010-08-11 中国石油天然气股份有限公司 己二酸生产中稀硝酸浓缩方法
DE102007045699B3 (de) 2007-09-24 2008-08-14 Plinke Gmbh Verfahren zum Konzentrieren von Schwefelsäure
HUE029763T2 (en) * 2009-09-15 2017-04-28 De Dietrich Process Systems Gmbh Method and apparatus for processing sulfuric acid from waste from nitration processes
CN102921180A (zh) * 2011-08-08 2013-02-13 四川西陇化工有限公司 无机超净高纯试剂酸的制取方法
US20140346031A1 (en) * 2011-12-02 2014-11-27 Basf Se Pipe, device for carrying out mass transfer processes and use of the device
DE102012000570A1 (de) 2012-01-16 2013-07-18 Thyssenkrupp Uhde Gmbh Verfahren und Vorrichtung zur Herstellung von Salpetersäure
US9694317B2 (en) 2012-05-03 2017-07-04 Altira Technology Fund V L.P. Multi-pollutant abatement device and method
CN103112835B (zh) * 2012-11-11 2014-11-26 安徽金禾实业股份有限公司 一种浓硝酸生产过程中的间接漂白方法
CN103613081A (zh) * 2013-12-16 2014-03-05 河北省矾山磷矿有限公司 硝酸回收再利用系统
CN105056563B (zh) * 2015-08-11 2017-06-16 浙江尚能实业股份有限公司 一种硝酸精馏系统及其精馏方法
CN111252747A (zh) * 2020-01-19 2020-06-09 石家庄惠洁科技有限公司 一种硝酸低成本清洁生产再利用工艺
CN111573640B (zh) * 2020-04-29 2022-11-25 南京理工大学 一种含氟稀硝酸废液回收生产高纯硝酸的方法及系统
CN113321193B (zh) * 2021-08-03 2021-11-26 清大国华环境集团股份有限公司 一种从硝酸废液中回收硝酸的方法
CN114249481B (zh) * 2021-12-28 2023-07-07 华夏碧水环保科技股份有限公司 一种高盐废水载气萃取蒸发的反应系统
CN115611746A (zh) * 2022-11-02 2023-01-17 天津大学浙江绍兴研究院 一种3-甲基-2-硝基苯甲酸连续硝化生产的工艺及设备

Family Cites Families (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE305553C (zh)
US1163174A (en) * 1915-02-09 1915-12-07 Fritz Raschig Process and apparatus for concentrating dilute nitric acid.
US1921255A (en) * 1929-04-03 1933-08-08 Chemical Construction Corp Nitric acid concentration
US1895492A (en) * 1929-10-17 1933-01-31 Hercules Powder Co Ltd Method of and apparatus for concentrating nitric acid
US1922289A (en) * 1930-02-18 1933-08-15 Du Pont Process for concentrating nitric acid
DE1056095B (de) * 1956-09-28 1959-04-30 Harry Pauling Dipl Ing Verfahren zum Hochkonzentrieren von Salpetersaeure mittels Schwefelsaeure
FR2003298A1 (fr) * 1968-03-06 1969-11-07 Jenaer Glaswerk Schott & Gen Procede de concentration d'acide nitrique au moyen d'acide sulfurique
US4966276A (en) * 1988-02-22 1990-10-30 Guenkel Alfred A Processes for concentrating nitric acid
CA1325878C (en) * 1988-02-22 1994-01-11 Alfred Guenkel Nitric acid concentration
US5589037A (en) * 1995-10-24 1996-12-31 General Electric Company Method for removing tetranitromethane from nitric acid

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102649545A (zh) * 2011-10-26 2012-08-29 上海巴斯夫聚氨酯有限公司 二硝基甲苯生产中废酸浓缩工艺的硝酸预浓缩方法
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