ES2938659T3 - Procedimiento e instalación para la fabricación de ácido nítrico - Google Patents
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Abstract
La presente invención se refiere a un método y a una planta para la producción de ácido nítrico por oxidación de amoníaco con oxígeno, en presencia de catalizadores, para producir un gas de proceso que contiene monóxido de nitrógeno en un reactor de oxidación (1), donde, en el En el transcurso del proceso adicional, se suministra gas que contiene oxígeno al monóxido de nitrógeno formado y el monóxido de nitrógeno se oxida a dióxido de nitrógeno, que se hace reaccionar con agua en un aparato de absorción (8) para producir ácido nítrico, ácido nitroso y/o soluciones de nitratos y/o nitritos. El método se caracteriza porque la oxidación del monóxido de nitrógeno a dióxido de nitrógeno tiene lugar en al menos un reactor adicional (A, B, C, D, E), dispuesto entre el reactor de oxidación (1) y el aparato de absorción (7) y atravesado por el gas de proceso que contiene monóxido de nitrógeno, y/o porque la oxidación del monóxido de nitrógeno a dióxido de nitrógeno tiene lugar en al menos un reactor adicional que está dispuesto paralelo al dispositivo de absorción (8) y que está conectado al dispositivo de absorción (8) de tal manera que este reactor fluye a través de gas de proceso que contiene monóxido de nitrógeno. El método y, respectivamente, la planta según la invención se caracterizan por una alta eficiencia energética combinada con una construcción sencilla. Las plantas existentes se pueden adaptar fácilmente. la planta según la invención se caracterizan por una alta eficiencia energética combinada con una construcción sencilla. Las plantas existentes se pueden adaptar fácilmente. la planta según la invención se caracterizan por una alta eficiencia energética combinada con una construcción sencilla. Las plantas existentes se pueden adaptar fácilmente. (Traducción automática con Google Translate, sin valor legal)
Description
DESCRIPCIÓN
Procedimiento e instalación para la fabricación de ácido nítrico
La presente invención se refiere a un procedimiento para la fabricación de ácido nítrico por oxidación de amoniaco con oxígeno en presencia de catalizadores a gas de proceso que contiene monóxido de nitrógeno en un reactor de oxidación, en el cual en el curso del proceso siguiente el monóxido de nitrógeno se oxida a dióxido de nitrógeno que se hace reaccionar con agua en un dispositivo de absorción formando ácido nítrico, ácido nitroso y/o soluciones de nitratos y/o nitritos. Además, es objeto de la presente invención una instalación para la fabricación de ácido nítrico.
En la fabricación a gran escala de sustancias básicas que contienen nitrógeno para la industria química, la oxidación catalítica del amoniaco (NH3) a óxidos de nitrógeno NOx constituye a menudo una reacción básica. Los óxidos de nitrógeno producidos se utilizan, por ejemplo, para la fabricación de ácido nítrico (HNO3) como material de partida, por ejemplo, para fertilizantes que contienen nitratos.
La fabricación de ácido nítrico es uno de los procesos establecidos de la ingeniería química, que se desarrolló hasta alcanzar la madurez industrial tras la introducción del procedimiento Haber-Bosch para la síntesis de NH3 por W. Ostwald sobre la base de catalizadores de platino y cuyo concepto sigue constituyendo la base de la fabricación moderna de HNO3.
Para la fabricación de ácido nítrico, en primer lugar, amoniaco NH3 se hace reaccionar con aire generando óxido de nitrógeno NO que entonces se oxida a dióxido de nitrógeno NO2.
A continuación, el dióxido de nitrógeno NO2 así obtenido se absorbe en agua y resulta el ácido nítrico. Para garantizar que la mayor parte posible del dióxido de nitrógeno NO2 obtenido sea absorbido por el agua, la absorción generalmente se realiza a presión elevada, preferiblemente a presiones comprendidas entre aproximadamente 4 y aproximadamente 14 bares.
El oxígeno necesario para la reacción del amoniaco utilizado como materia prima generalmente se suministra en forma de oxígeno del aire. Con el fin del suministro, el aire de proceso se comprime en un compresor y se lleva a una presión adaptada tanto a la reacción de oxidación como a la reacción de absorción.
Habitualmente, la energía para la compresión del aire se obtiene, por un lado, expandiendo el gas residual que sale de la absorción en un expansor de gas residual hasta la presión ambiente y, por otro lado, utilizando el calor liberado durante las reacciones. Las instalaciones de ácido nítrico construidas en diferentes variantes están adaptadas a los respectivos requisitos especiales de su respectiva ubicación.
En la actualidad, la fabricación de ácido nítrico se realiza en procedimiento de mono-presión o de presión dual. En el procedimiento de mono-presión, tanto la combustión como la absorción se llevan a cabo a presión media (< 8 bar) o a alta presión (> 8 bar).
Para grandes capacidades nominales y/o mayores concentraciones de ácido, una instalación de ácido nítrico realizada según el procedimiento de presión dual representa la solución más económica. En el procedimiento de presión dual, la combustión del amoniaco utilizado se produce a una primera presión, en concreto, a una presión inferior, en comparación con la presión de absorción. Los gases que contienen monóxido de nitrógeno (NO) formados durante la combustión (gases nitrosos o gas nitroso) se llevan generalmente a la segunda presión, la presión de absorción, después del enfriamiento mediante la compresión del gas nitroso. La ventaja del procedimiento de presión dual es que las etapas de presión se adaptan a las respectivas reacciones, garantizando de esta manera tanto un rendimiento óptimo de la combustión como una absorción compacta.
En general, las instalaciones para la realización de los procedimientos tratados anteriormente comprenden al menos un compresor de aire y al menos una turbina de expansión para el gas residual (también denominada "turbina de gas residual").
Este tipo de instalaciones se conocen, por ejemplo, por el documento WO2011/054928A1.
El documento EP0799794A1 divulga un procedimiento para la fabricación de ácido nítrico, comprendiendo el proceso los pasos de hacer reaccionar amoniaco con oxígeno en un reactor. Durante esta reacción se produce óxido de nitrógeno que luego se oxida. A continuación, el producto oxidado se hace reaccionar con agua en una columna de absorción para producir ácido nítrico. Se inyecta oxígeno en el procedimiento para el uso en la oxidación del óxido de nitrógeno. El oxígeno se inyecta corriente abajo del reactor en el que tiene lugar la reacción del amoniaco con el oxígeno para formar el óxido de nitrógeno, pero corriente arriba de la columna de absorción en la que el producto oxidado del óxido de nitrógeno se hace reaccionar con agua para producir el ácido nítrico.
El documento DE102012000419A1 divulga una oxidación a baja temperatura del amoniaco en la fabricación de ácido nítrico. Está previsto que una corriente de gas que contiene amoniaco y oxígeno se conduzca sobre una capa
portadora de partículas, manteniéndose las partículas a una temperatura inferior a 500°C para favorecer la reacción completa de NO y NO2. A continuación, se realiza un enfriamiento del flujo de gas antes de que el flujo de gas sea suministrado a una absorción.
Por lo tanto, en la fabricación de ácido nítrico, el amoniaco se quema con aire en presencia de redes de platino. Durante ello, las redes son atravesadas por una mezcla gaseosa de aproximadamente 9 a 12 % en vol. de NH3 y aire, estableciéndose en las redes por la naturaleza exotérmica de la reacción de oxidación una temperatura de aproximadamente 800 a 950°C. Durante ello, se oxida de forma muy selectiva NH3 a monóxido de nitrógeno (NO) (A, esquema de reacción I), que en el curso del proceso siguiente se oxida a dióxido de nitrógeno (NO2) (B, esquema de reacción II) y finalmente se hace reaccionar con agua en un dispositivo de absorción formando HN03 (C, esquema de reacción III).
A) la combustión de amoniaco en un reactor de oxidación bajo la reacción de amoniaco con oxígeno formando óxido de nitrógeno
4NH3+5O2 — 4 NO 6H2O (I)
El calor de reacción de este paso exotérmico es de aproximadamente -226 kJ/mol de NH3.
En el proceso del ácido nítrico, se genera por tanto un calor de como máximo 226 kJ/mol de HN03 como consecuencia de este paso de reacción, en relación con el producto final.
Por consiguiente, incluso si el contenido de O2 de 21 % en vol. en el aire de combustión es justo suficiente para garantizar formalmente una conversión completa de 10 % en vol. de NH3 en HN03, en la fabricación técnica de h N03, se añade oxígeno adicional, en particular oxígeno del aire (aire secundario), al gas de proceso después de la oxidación catalítica de NH3 y antes de la entrada en el dispositivo de absorción para acelerar la oxidación subsiguiente de NO a NO2 y, por tanto, la formación de HN03 en el dispositivo de absorción. Típicamente, el contenido residual de oxígeno de los gases de escape que salen del último dispositivo de absorción es de aproximadamente 1a 5 % en vol.
B) Oxidación del monóxido de nitrógeno a dióxido de nitrógeno
2 NO O2 —— 2 NO2 (II)
La entalpía de reacción de este paso exotérmico AHr° es de aproximadamente 57,2 kJ/mol NO. En el proceso de ácido nítrico, sin embargo, se genera un calor de aprox. 85 kJ/mol de HNO3 en relación con el producto final como consecuencia de este paso de reacción, ya que la absorción de NO2 en agua se produce como una desproporción con la evolución regresiva de NO (véase C) teniendo que reoxidarse NO.
La reacción tiene lugar en el proceso de ácido nítrico según el proceso de Ostwald se produce como reacción en fase gaseosa no catalizada.
C) Formación de HN03 (ácido nítrico) por absorción de NO2 en agua en los condensadores y la torre de absorción con la evolución regresiva de NO
3 NO2 + H2O — 2HNO3 + NO (III)
El calor de reacción de este paso exotérmico es de aproximadamente -58 kJ/mol de HNO3.
Como reacción bruta resulta de ello:
NH3 + 2 O2 — HNO3 + H 2O (IV)
El procedimiento para la fabricación de ácido nítrico es un proceso a gran escala. Las secuencias de procedimiento de este tipo de procesos están sujetos a una optimización constante para mejorar la eficiencia energética de este tipo de procedimientos e instalaciones, reducir sus emisiones de gases nocivos, aumentar el rendimiento de producto del procesamiento y, finalmente, reducir los costes de inversión.
La presente invención tiene el objetivo de proporcionar un procedimiento para la fabricación de ácido nítrico con las características mencionadas al principio, que tenga una eficiencia energética aumentada, y proporcionar una instalación adecuada para la realización de este procedimiento. Además, el procedimiento / la instalación deben poder realizarse con medios sencillos y, en particular, permitir el reequipamiento de sistemas existentes con medios sencillos.
Además, es la intención de la presente invención hacer posible una reducción de los volúmenes requeridos del aparato, en particular en los dispositivos de absorción.
El objetivo mencionado anteriormente se consigue con un procedimiento para la fabricación de ácido nítrico del tipo mencionado al principio con las características de la reivindicación 1 o una instalación con las características de la reivindicación de dispositivo independiente.
Ahora se ha encontrado sorprendentemente que el procedimiento para la producción de ácido nítrico puede desarrollarse con una mayor eficiencia energética si está previsto al menos un reactor adicional en el que la oxidación de NO (reacción II) se desarrolla de forma localizada y de la forma más completa posible.
El procedimiento según la invención prevé que la oxidación del NO a NO2 tiene lugar en al menos un reactor adicional que está dispuesto entre el reactor de oxidación y un dispositivo de absorción y a través del cual fluye el gas de proceso que contiene NO y/o que la oxidación del NO a NO2 tiene lugar en al menos un reactor adicional dispuesto en paralelo al dispositivo de absorción y conectado al dispositivo de absorción de tal manera que este es atravesado por el gas de proceso que contiene NO; siendo el reactor adicional un recipiente con una forma discrecional que está dotado de un catalizador para la reacción de oxidación del monóxido de nitrógeno a dióxido de nitrógeno.
En los procedimientos actuales de fabricación de ácido nítrico (estado de la técnica), el calor de reacción (I) de la reacción de combustión se genera a un nivel calorífico elevado y se recupera y reutiliza en gran medida en la sección de refrigeración de gases del procedimiento o de la instalación.
El calor de reacción procedente de la reacción de absorción (III) se genera a un nivel calorífico muy bajo y se disipa casi por completo al agua de refrigeración.
El calor de reacción de la reacción en fase gaseosa (II), dado que la velocidad de reacción es inusualmente proporcional a 1/T3y no se desarrolla de forma localizada en todo el sistema de tuberías, también se libera preferiblemente a un nivel calorífico bajo. Sin embargo, el diseño de la sección de refrigeración de gas o de recuperación de energía de las instalaciones modernas de ácido nítrico sigue permitiendo el aprovechamiento de aproximadamente 50 % del calor de reacción total de la reacción (II) para la generación de vapor o para su utilización en la turbina de gas residual. Sin embargo, el resto del calor de reacción se libera en los condensadores o en el dispositivo de absorción y se disipa al agua de refrigeración.
El reactor adicional utilizado según la invención, en el que la oxidación de NO se desarrolla de forma localizada, se integra en el procedimiento de tal forma que la reacción se desarrolla a un nivel térmico elevado y el calor de reacción resultante puede por tanto recuperarse de forma eficiente. De esta manera, en el proceso se origina más calor aprovechable.
En el reactor adicional utilizado según la invención, típicamente al menos 30 % en vol. del NO presente en el gas de proceso debe transformarse en NO2 , preferiblemente al menos 50 % en vol. y más preferiblemente al menos 80 % en vol.
Preferiblemente, el reactor adicional en el que se desarrolla de manera localizada la oxidación de NO está dispuesto en el procedimiento o en la instalación de tal manera que la temperatura de entrada del gas de proceso que contiene NO en el reactor en el que se desarrolla de manera localizada la oxidación de NO es de 160 a 350°C, preferiblemente 200 a 340°C, de forma particularmente preferible 220 a 320°C.
Una posible variante preferible del procedimiento prevé que el reactor adicional, en el que se desarrolla de forma localizada la oxidación de NO, se dispone corriente abajo del reactor de oxidación para la combustión de NH3 y corriente arriba de un calentador de gas residual. Por el calentador de gas residual se entiende un intercambiador de calor de geometría discrecional en el que se refrigera el gas de proceso que contiene NOx y se calienta el gas residual que es suministrado a una turbina de gas residual con fines de recuperación de energía.
Una variante preferible alternativa del proceso prevé que el reactor adicional en el que se desarrolla de forma localizada la oxidación de NO se dispone corriente abajo del reactor de oxidación para la combustión de NH3, entre una etapa de compresión adicional para comprimir el gas de proceso a la presión de absorción deseada y un intercambiador de calor.
Otra variante alternativa preferible del procedimiento prevé que el reactor adicional en el que se desarrolla de forma localizada la oxidación de NO se dispone corriente abajo del reactor de oxidación para la combustión de NH3y de forma preconectada a un economizador. Por el economizador se entiende un intercambiador de calor de geometría discrecional en el que se enfría el gas de proceso que contiene NOx y, o bien, se calienta agua (generalmente para generar vapor, aunque no exclusivamente para este fin), o bien, se genera vapor directamente.
Otra variante preferible alternativa del proceso prevé que el reactor adicional en el que se desarrolla de forma localizada la oxidación de NO se dispone corriente abajo del reactor de oxidación para la combustión de NH3 y de
forma preconectada a un intercambiador de calor que transfiere el calor a un sistema que prevé un proceso termodinámico para transformar energía térmica en energía mecánica. La aplicación de este tipo de sistemas en instalaciones de ácido nítrico se describe, por ejemplo, en el documento DE3903570A1.
Otra variante alternativa preferible del procedimiento prevé que un reactor adicional en el que se desarrolla de forma localizada la oxidación de NO se dispone en paralelo a un dispositivo en el que se desarrolla la absorción de NO2 en agua y presenta puntos de conexión y de suministro a este dispositivo. El reactor en el que se desarrolla de forma localizada la oxidación de NO es alimentado por tanto mediante una toma intermedia. Entre el reactor según la invención y el dispositivo de absorción pueden disponerse opcionalmente aparatos adicionales, por ejemplo intercambiadores de calor, con el fin de la recuperación de calor.
Otra variante alternativa preferible del procedimiento prevé que el reactor adicional en el que se desarrolla de forma localizada la oxidación de NO se dispone corriente abajo del reactor de oxidación para la combustión de NH3, entre dos dispositivos en los que se desarrolla la absorción de NO2 en agua. Entre el reactor según la invención y los dispositivos pueden disponerse opcionalmente aparatos adicionales, por ejemplo intercambiadores de calor, con el fin de la recuperación de calor.
El reactor adicional utilizado según la invención, en el que se desarrolla de manera localizada la oxidación de NO, es un recipiente con una forma discrecional, cuyo contenido total de gas es tan grande que la reacción (II) puede tener lugar de manera sustancialmente completa, igual que hasta ahora, como reacción en fase gaseosa no catalizada. En el reactor utilizado según la invención, la reacción (II) se desarrolla en presencia de un catalizador, de manera que resulta una aceleración en comparación con la reacción en fase gaseosa no catalizada.
El reactor utilizado según la invención, en el que la oxidación de NO se desarrolla de forma localizada, puede realizarse mediante una simple modificación de instalaciones existentes. Esto resulta especialmente ventajoso en el caso del reequipamiento de instalaciones existentes, ya que no es necesario realizar cambios en los equipos, o estos son insignificantes. A menudo, las tuberías del gas de proceso que contiene NO se alimentan con un catalizador para la oxidación de NO a NO2. Esto puede hacerse recubriendo las paredes interiores de estas tuberías y/o introduciendo lechos de cuerpos de moldeo que contengan el componente catalíticamente activo y/o se compongan del componente catalíticamente activo. En el procedimiento según la invención, el cuerpo de moldeo de catalizador puede instalarse en la tubería o en un reactor como lecho o como empaquetamiento ordenado, por ejemplo, de cuerpos alveolares.
El reactor utilizado según la invención también puede estar configurado como tubería y conectarse en paralelo al dispositivo de absorción. También en este caso, dentro de la tubería se encuentra generalmente un catalizador de oxidación heterogéneo, como se ha descrito anteriormente para las variantes alternativas del procedimiento.
Pero los reactores adicionales en los que se desarrolla de forma localizada la oxidación de NO también pueden estar configurados en forma de recipientes o contenedores que están instalados en tuberías para gases que contienen NO y aumentan el volumen de estas tuberías de tal forma que la reacción de oxidación de NO a NO2 se desarrolla principalmente o en su totalidad en estos recipientes. Preferiblemente, estos recipientes están equipados en su interior con un catalizador de oxidación heterogéneo, como se ha descrito anteriormente para las variantes de procedimiento con reactores configurados en forma de tuberías.
De manera especialmente preferible, se usan catalizadores de oxidación heterogéneos que contienen metales nobles o que contienen metales no nobles. Estos catalizadores de oxidación de NO son conocidos de por sí y se utilizan, por ejemplo, como componente estándar en la industria del automóvil. Para el procedimiento según la invención resulta adecuados básicamente todos los catalizadores que como componente activo contengan al menos un metal noble, metal u óxido metálico que catalice la reacción de oxidación de NO a NO2.
Los metales nobles pueden ser plata, oro o metales del grupo de platino. En el marco de esta descripción, el metal del grupo de platino es un elemento del 5° y 6° periodo de los grupos 8 a 10 de la tabla periódica de los elementos, es decir, un elemento del grupo Ru, Rh, Pd, Os, Ir y Pt.
Los metales no nobles pueden ser, por ejemplo, hierro, manganeso, cobalto o níquel o sus óxidos metálicos o aluminosilicatos dopados con metales, como por ejemplo las zeolitas.
De manera especialmente preferible se emplean catalizadores de oxidación que también se utilizan predominantemente en motores diésel para reducir las emisiones contaminantes. Suelen ser catalizadores soportados. Resultan preferibles los cuerpos de moldeo provistos de revestimientos que contengan metales nobles. Para su fabricación, pueden depositarse partículas de metales nobles finamente distribuidas, en particular partículas de los metales nobles platino y/o paladio, sobre recubrimientos oxídicos o materiales portadores, como por ejemplo el óxido de aluminio.
Para la conformación de un componente activo de este tipo, este puede incorporarse o incrustarse en cualquier matriz, preferiblemente cerámica, o aplicarse sobre un soporte discrecional, preferiblemente cerámico.
Resulta preferible un material de soporte cerámico basado en óxidos, carburos o nitruros de los elementos seleccionados del grupo Si, AI, Mg, Zr y B; siendo especialmente preferibles los materiales cerámicos como la cordierita, la mullita, el óxido de magnesio o, muy en particular, el carburo de silicio, que se caracteriza por una elevada resistencia química y mecánica y una excelente conductividad térmica.
Los catalizadores de oxidación heterogéneos particularmente preferibles son cuerpos alveolares recubiertos con materiales catalíticamente activos (los llamados monolitos). Estos cuerpos alveolares recubiertos pueden integrarse directamente en la tubería y formar entonces, junto con la tubería, el reactor utilizado según la invención, en el que la oxidación del NO se desarrolla de forma localizada.
Este tipo de catalizadores pueden producirse según los procedimientos estándar de fabricación de catalizadores.
Además, resulta particularmente adecuado y preferible en el sentido de la invención el uso de catalizadores completos, es decir, cuerpos de moldeo que componen sustancialmente de material catalíticamente activo. Por tanto, los cuerpos de moldeo de catalizador deben componerse de más de 70%, preferiblemente más de 80%, de forma particularmente preferible más de 85% de material catalíticamente activo, referido al peso total del cuerpo de moldeo.
El cuerpo de moldeo de catalizador puede estar presente como cuerpo de moldeo de tamaño y geometría discrecionales, preferiblemente en geometrías que tengan una gran relación entre la superficie y el volumen y en los que se genere la menor pérdida de presión posible cuando son atravesados. Son típicas todas las geometrías conocidas en la catálisis, como por ejemplo cilindros, cilindros huecos, cilindros de múltiples agujeros, anillos, fracturas granulares, trilobos o estructuras alveolares. Resultan especialmente preferibles los monolitos alveolares en la realización de catalizador completo. Igualmente preferibles son los denominados minilitos, es decir, cuerpos de moldeo alveolares muy pequeños que generalmente se usan como material a granel. Los cuerpos de moldeo pueden fabricarse mediante procedimientos de moldeo conocidos en el procesamiento de cerámica, como por ejemplo el prensado en seco, la granulación o la extrusión.
La disposición de los cuerpos de moldeo de catalizador en el reactor utilizado según la invención puede, por ejemplo, estar realizada como lecho aleatorio o como empaquetamiento ordenado.
En particular, si se va a utilizar un lecho aleatorio de cuerpos macizos catalizadores, una realización preferible del reactor según la invención es un reactor radial. En este caso, el catalizador o los catalizadores se incorporan en un lecho catalítico concéntrico que es atravesado por el flujo de gas de proceso, ya sea desde dentro hacia fuera o desde fuera hacia dentro.
Una simulación de proceso muestra que, previendo un reactor A (véase la figura 2), la proporción de calor reciclable resultante de la reacción (II) puede aumentarse de 50 a 55 % a aproximadamente 70 a 75 %. Esto corresponde a una energía de aproximadamente 3 a 4 MW en una instalación de ácido nítrico con una capacidad de 1000 tpd. Esta proporción puede aumentarse aún más previendo reactores adicionales.
Adicionalmente a la ganancia de energía procedente de la realización cuantitativa de la reacción (II) a un nivel calórico más elevado, que se ha descrito anteriormente, mediante la utilización de los reactores según la invención en los que la oxidación del NO se desarrolla de forma localizada resultan ventajas adicionales:
- el primer y segundo refrigeradores y condensadores pueden hacerse funcionar de forma más eficiente, por lo que se reduce la carga del dispositivo de absorción y, dado el caso, este puede concebirse de forma más pequeña;
- en una instalación de presión dual, el flujo volumétrico desde el primer refrigerador y condensador hasta el compresor de NO puede reducirse a causa del menor aumento de temperatura en las tuberías hacia el compresor de NO;
- los flujos volumétricos en la instalación son menores a causa de la disminución de volumen relacionada con la reacción (II); resultan por tanto menores pérdidas de presión en las tuberías;
- existe un incremento general de la seguridad de diseño para intercambiadores de calor, en particular, para el intercambiador de calor / calentador de gas residual y, por tanto, el postratamiento de los gas de escape, a causa de la situación definida del equilibrio de NO/NO2;
- se suprimen las especificaciones relativas a los volúmenes de tubería necesarios (para que se desarrolle una oxidación (II) suficiente); por ello resultan nuevos potenciales para la optimización de la colocación de aparatos, así como un menor peso de las tuberías y, en general, menos espacio necesario para la instalación; - se puede reducir el consumo de agua de refrigeración;
- se puede proporcionar una mayor seguridad contra el riesgo de ruptura de amoniaco en el reactor de oxidación de NH3, ya que los catalizadores utilizados según la invención frecuentemente también presentan una actividad para la oxidación de amoniaco a nitrógeno.
Además, es objeto de la presente invención una instalación para la fabricación de ácido nítrico que comprenda al menos los siguientes elementos:
A) al menos un reactor de oxidación para la oxidación de amoniaco, equipado con al menos un conducto de suministro para una mezcla de gas educto que contiene amoniaco y oxígeno y con al menos un conducto de evacuación para un gas de proceso que contiene monóxido de nitrógeno (NO),
B) un catalizador para la oxidación de amoniaco con oxígeno en el interior del reactor de oxidación,
C) al menos un dispositivo de absorción para absorber dióxido de nitrógeno (NO2) y formar ácido nítrico (HNO3), ácido nitroso (HNO2) o soluciones de nitratos y/o nitritos, y
D) al menos un reactor adicional para la oxidación de NO a NO2 que está dispuesto entre el reactor de oxidación y el dispositivo de absorción o corriente abajo del dispositivo de absorción y a través del cual fluye el gas de proceso que contiene NO, y/o al menos un reactor adicional para la oxidación de NO a NO2 , dispuesto en paralelo al dispositivo de absorción y conectado al dispositivo de absorción de tal forma que el gas de proceso que contiene NO fluya a través de este; produciéndose en el reactor adicional la reacción de oxidación de monóxido de nitrógeno a dióxido de nitrógeno en un catalizador.
Según una variante preferible de la invención, la instalación comprende además al menos un calentador de gas residual con función de intercambiador de calor que está conectado operativamente al dispositivo de absorción y a través del cual fluye un flujo de gas residual que sale del dispositivo de absorción, estando el reactor adicional dispuesto entre el reactor de oxidación y un calentador de gas residual.
Según una variante adicional preferible de la invención, la instalación comprende además al menos un calentador de gas residual con función de intercambiador de calor, que está conectado operativamente al dispositivo de absorción y a través del cual fluye un flujo de gas residual que sale del dispositivo de absorción, y la instalación comprende además una etapa de compresión adicional para comprimir el gas de proceso a la presión de absorción deseada, estando dispuesto el reactor adicional entre la etapa de compresión y un calentador de gas residual.
Según una variante preferible de la invención, la instalación comprende además al menos un calentador de gas residual con función de intercambiador de calor, que está conectado operativamente al dispositivo de absorción y a través del cual fluye un flujo de gas residual que sale del dispositivo de absorción, y la instalación comprende además al menos un economizador a través del cual fluye el flujo de gas de proceso, estando el reactor adicional dispuesto entre un calentador de gas residual y el economizador.
Según una variante preferible de la invención, la instalación comprende al menos dos reactores adicionales para la oxidación de NO a NO2, de los cuales al menos uno está dispuesto entre el reactor de oxidación y un calentador de gas residual y de los cuales al menos uno está dispuesto entre una etapa de compresión adicional para comprimir el gas de proceso a la presión de absorción deseada y otro calentador de gas residual.
Según una variante preferible de la invención, la instalación comprende al menos dos reactores adicionales para la oxidación de NO a NO2, de los cuales al menos uno está dispuesto entre el reactor de oxidación y un calentador de gas residual y de los cuales al menos uno está dispuesto entre un calentador de gas residual y al menos un economizador a través del cual fluye el flujo de gas de proceso.
Según una variante preferible de la invención, la instalación comprende al menos dos reactores adicionales para la oxidación de NO a NO2 , de los cuales al menos un primer reactor está dispuesto en la trayectoria de flujo del gas de proceso entre el reactor de oxidación y un dispositivo de absorción, y de los cuales al menos un reactor adicional está dispuesto en la trayectoria de flujo o bien en paralelo a un dispositivo de absorción, o bien, de forma postconectada a un dispositivo de absorción en la trayectoria de flujo o entre dos dispositivos de absorción en los que tiene lugar la absorción de NO2 en agua.
Según otra variante preferible de la invención, la instalación comprende al menos un reactor adicional dispuesto en paralelo al dispositivo de absorción y conectado al tercio superior y al centro o al tercio inferior del dispositivo de absorción.
A continuación, la presente invención se explicará con más detalle mediante ejemplos de realización haciendo referencia a los dibujos adjuntos. Muestran:
La figura 1 una instalación de ácido nítrico según el estado de la técnica en el proceso de presión dual;
las figuras 2 a 5 respectivamente instalaciones de ácido nítrico modificadas según ejemplos de realización posibles de la presente invención, al ejemplo del procedimiento de presión dual;
La figura 6 una instalación de ácido nítrico modificada según un ejemplo de realización (E) posible de la presente invención, al ejemplo del procedimiento de mono-presión.
La figura 1 muestra un diagrama de flujo simplificado de una instalación de presión dual convencional típica para la fabricación de ácido nítrico. La instalación comprende un reactor de oxidación de NH3 1 en el que la oxidación del amoniaco a óxido de nitrógeno (NO) se produce según el esquema de reacción (I) indicado anteriormente. A este reactor de oxidación de NH3 1 se suministra aire de combustión a través de un compresor de aire 15. Amoniaco
gaseoso se mezcla con el aire de combustión y esta mezcla gaseosa se suministra entonces al reactor de oxidación de NH3 1. A este, generalmente está postconectado directamente un generador de vapor 4 para utilizar el calor de combustión de alto poder calorífico. A continuación, el gas de NO generado por la reacción en el reactor de oxidación de NH3 1 fluye hacia un calentador de gas residual 2 y después a través de un economizador 3 (que tiene una función de intercambiador de calor). En el refrigerador/condensador 6a, el gas de proceso se subenfría entonces, es decir, se enfría por debajo del punto de rocío. Se produce una condensación parcial del contenido de agua en el gas de proceso, así como una formación proporcional de ácido mediante absorción (reacción III, el refrigerador/condensador ya funciona como aparato de absorción). Dado que en el ejemplo se trata de una instalación de presión dual, a continuación, en una etapa de compresión 7 adicional postconectada, se comprime hasta la presión de absorción deseada. A continuación, el gas de NO, dado el caso, fluye a través de intercambiadores de calor 10d adicionales y de un refrigerador y un condensador 6b adicionales, y después entra en un dispositivo de absorción (principal) 8, en el que mediante la absorción de NO2 en agua según el esquema de reacción anterior (III y II) se forma el producto de ácido nítrico.
En general, el número y la secuencia de los intercambiadores de calor utilizados para enfriar el gas de proceso por encima del punto de rocío (calentador de gas residual, economizador, intercambiador de calor con otros medios de enfriamiento) no están limitados. El número y la secuencia vienen determinados por factores técnicos de fabricación, instalación o infraestructura y por requisitos de diseño. En cada uno de los puntos 10a, 10b, 10c, 10d, pueden estar presentes respectivamente calentadores de gas residual, economizadores o intercambiadores de calor adicionales con otros medios de refrigeración.
El gas residual abandona el dispositivo de absorción 8 en su zona de cabeza y se calienta en el calentador de gas residual 2 para entrar a continuación en un reactor de gas residual 11, en el que el NOx residual y, dado el caso, el N2O contenido en el gas residual generalmente se eliminan catalíticamente. Por último, el gas residual fluye a través de una turbina de gas residual 18 para la recuperación de energía cuando el gas residual se expande a la atmósfera.
Generalmente, el número y la secuencia de los intercambiadores de calor utilizados para calentar el gas residual (calentadores de gas residual, intercambiadores de calor con otros medios de calentamiento) no están limitados. El número y la secuencia vienen determinados por factores técnicos de fabricación, instalación o infraestructura y por requisitos de diseño. En los puntos 12a, 12b pueden estar presentes respectivamente calentadores de gas residual o intercambiadores de calor adicionales con otros medios de calentamiento.
Además, la instalación presenta una unidad 9 funcional para procesar el producto ácido producido en el dispositivo de absorción 8 utilizando el flujo de aire secundario. Este flujo de aire secundario es un flujo ramificado que se deriva del aire de combustión producido por el compresor de aire 15 corriente arriba del reactor 1. Este flujo de aire secundario puede suministrarse al flujo de gas de proceso, por ejemplo corriente abajo del refrigerador y condensador 4, a través de la línea 9b, después de abandonar la unidad funcional 10. De esta manera, aumenta el contenido de oxígeno del gas de proceso.
La figura 2 muestra un diagrama de flujo simplificado de una instalación de presión dual modificada según la invención para la fabricación de ácido nítrico. Además de los elementos 1 a 18 descritos anteriormente, la instalación presenta según la invención además el reactor A adicional, en el que el NO contenido en la corriente de gas se oxida lo más completamente posible a NO2 . En la figura 2, se trata del reactor A adicional ejemplar, en el que un catalizador está presente como lecho aleatorio en un reactor radial. En este ejemplo, el lecho de catalizador concéntrico (lecho aleatorio) es atravesado por el flujo desde dentro hacia fuera. En general, según la invención, también pueden estar previstos varios reactores A según la invención. El reactor adicional A es atravesado por el gas de proceso que contiene NO. La reacción de oxidación que se desarrolla en estos reactores adicionales libera calor adicional que calienta aún más el gas de proceso. De este modo, el gas residual puede calentarse con más intensidad en el calentador de gas residual 2 postconectado. El resultado directo es una recuperación especialmente eficiente del calor utilizable generado adicionalmente mediante la expansión en la turbina de gas residual 18. Esta energía puede utilizarse entonces por ejemplo directamente para accionar los compresores 15, lo que en la figura 2 se indica mediante el árbol 20 representado con líneas discontinuas.
La figura 3 muestra un diagrama de flujo simplificado de una instalación de presión dual modificada según la invención para la fabricación de ácido nítrico. Además de los elementos 1 a 18 descritos anteriormente, la instalación también presenta además el reactor adicional B según la invención, en el que el NO contenido en la corriente de gas se oxida lo más completamente posible a NO2 . En la figura 3, se trata del reactor B adicional ejemplar, en el que un catalizador está presente como recubrimiento en el sistema de tuberías o en un recipiente adecuado. Generalmente según la invención, también pueden estar previstos varios reactores B de este tipo según la invención. El reactor B adicional es atravesado por el gas de proceso que contiene NO. La reacción de oxidación que se desarrolla en este reactor adicional libera calor adicional, que calienta aún más el gas de proceso. De este modo, se puede recuperar más calor en cualquier intercambiador de calor 10d postconectado. En las instalaciones modernas de presión dual, se puede obtener directamente una temperatura preferible para la oxidación de NO a NO2 mediante la compresión en la segunda etapa de compresión y el calor de compresión resultante.
La figura 4 muestra un diagrama de flujo simplificado de otra instalación de presión dual modificada según la invención
para la fabricación de ácido nítrico. Además de los elementos 1 a 18 descritos anteriormente, la instalación presenta además el reactor C adicional, en el que el NO contenido en la corriente de gas se oxida lo más completamente posible a NO2 . En la figura 4, se trata del reactor C adicional ejemplar, en el que un catalizador está integrado en el sistema de tuberías como empaquetamiento ordenado en forma de cuerpos alveolares o está presente como tal en un recipiente de reactor adecuado. Generalmente según la invención, también pueden estar previstos varios reactores C de este tipo según la invención. El reactor C adicional es atravesado por el flujo de gas de proceso que contiene NO. La reacción de oxidación que tiene lugar en estos reactores adicionales libera calor adicional que calienta aún más el gas de proceso. Por lo tanto, el agua puede calentarse más intensamente en el economizador 3 postconectado. Como se indica en el dibujo, este calor utilizable, generado adicionalmente, puede utilizarse internamente y sin infraestructura adicional significativa para la generación de vapor en el generador de vapor 4. El vapor generado puede utilizarse, por ejemplo, para accionar maquinaria mediante una turbina de vapor, para generar electricidad o, al igual que el agua en el caso de utilizar el economizador 3 para la generación de agua caliente, por ejemplo para fines de calefacción.
La figura 5 muestra un diagrama de flujo simplificado de otra instalación de presión dual modificada según la invención para la fabricación de ácido nítrico. Además de los elementos 1 a 18 descritos anteriormente, la instalación presenta según la invención además el reactor D adicional, en el que el NO contenido en la corriente de gas se oxida lo más completamente posible a NO2 . Según la invención, generalmente también pueden estar previstos varios reactores D de este tipo. El reactor D adicional es atravesado por el gas de proceso que contiene NO. La reacción de oxidación que se desarrolla en estos reactores adicionales libera calor adicional que calienta aún más el gas de proceso. De este modo, cualquier medio de transferencia de calor adecuado puede calentarse más intensamente en el intercambiador de calor 22 postconectado. Este calor utilizable generado adicionalmente puede reciclarse en el sistema indicado para convertir calor en energía mecánica, tal como se indica en el dibujo. Tales sistemas externos, aquí generalmente representados por la compresión 21 y la expansión 22 del portador de calor, permiten el uso particularmente flexible del calor utilizable adicional, generado según la invención, para la generación de energía mecánica.
La figura 6 muestra un diagrama de flujo simplificado de otra instalación de mono-presión modificada según la invención para la fabricación de ácido nítrico. En este ejemplo de realización, el aparato de absorción (principal) 8, en el que el NO2 se absorbe en agua formando ácido nítrico según la reacción 3 (aquí en contracorriente), se divide en dos aparatos 8 a, 8b. Además de los elementos 1 a 18 descritos anteriormente, la instalación según la invención presenta además el reactor adicional E, en el que el NO contenido en la corriente de gas se oxida lo más completamente posible a NO2 . Generalmente según la invención, también pueden estar previstos varios reactores E de este tipo según la invención. El reactor E adicional es atravesado por el flujo de gas de proceso que contiene NO. La reacción de oxidación que se desarrolla en estos reactores adicionales libera calor adicional que puede recuperarse en el intercambiador de calor 25 discrecional postconectado. Mediante la disposición entre los dos dispositivos de absorción (principales) 8a y 8b se reduce el volumen total necesario para la absorción en los aparatos 8a, 8b.
Variantes alternativas similares de la presente invención, tanto en el proceso de mono-presión como en el proceso de presión dual, son la disposición del reactor adicional (E) en paralelo a un solo aparato de absorción 8 por medio de una toma intermedia o también la disposición del reactor E adicional entre el refrigerador / condensador 6 y el aparato de absorción 8.
Lista de signos de referencia
1 Reactor de oxidación de NH3
2 Calentador de gas residual
3 Economizador
4 Generador de vapor
6 a Refrigerador / condensador
6 b Refrigerador / condensador
7 Etapa de compresión / compresor
8 Dispositivo de absorción
8 a Dispositivo de absorción
8 b Dispositivo de absorción
9 Unidad funcional
9 b Conducto
10 Reactor de gas residual
10 a Calentador de gas residual, economizador o intercambiador de calor adicionales
10 b Calentador de gas residual, economizador o intercambiador de calor adicionales
10 c Calentador de gas residual, economizador o intercambiador de calor adicionales
10 d Calentador de gas residual, economizador o intercambiador de calor adicionales
11 Reactor de gas residual
12 a Calentador de gas residual o intercambiador de calor adicionales
12 b Calentador de gas residual o intercambiador de calor adicionales
15 Compactador de aire / compresor
18 Turbina de gas residual
Árbol
Compresión
Expansión / Intercambiador de calor postconectado
Intercambiador de calor postconectado
Reactor adicional
Reactor adicional
Reactor adicional
Reactor adicional
Reactor adicional
Claims (15)
1. Procedimiento para la fabricación de ácido nítrico por oxidación de amoniaco con oxígeno en presencia de catalizadores formando gas de proceso que contiene monóxido de nitrógeno en un reactor de oxidación (1), en el cual en el curso del proceso siguiente, al monóxido de nitrógeno formado se suministra gas que contiene oxígeno y monóxido de nitrógeno se oxida a dióxido de nitrógeno que se hace reaccionar con agua en un dispositivo de absorción (8) formando ácido nítrico, ácido nitroso y/o soluciones de nitratos y/o nitritos, caracterizado porque la oxidación del monóxido de nitrógeno a dióxido de nitrógeno tiene lugar en al menos un reactor adicional (A, B, C, D) que está dispuesto en la trayectoria de flujo del gas de proceso entre el reactor de oxidación (1) y el dispositivo de absorción (8) y a través del cual fluye el gas de proceso que contiene monóxido de nitrógeno y/o porque la oxidación del monóxido de nitrógeno a óxido de nitrógeno tiene lugar en al menos un reactor adicional (E) dispuesto en paralelo al dispositivo de absorción (8) y conectado al dispositivo de absorción (8) de tal manera que este es atravesado por el gas de proceso que contiene monóxido de nitrógeno; siendo el reactor adicional (A, B, C, D, E) un recipiente con una forma discrecional que está dotado de un catalizador para la reacción de oxidación del monóxido de nitrógeno a dióxido de nitrógeno.
2. Procedimiento según la reivindicación 1, caracterizado porque el reactor adicional (A, B, C, D, E) está dispuesto en el procedimiento de tal manera que la temperatura de entrada del gas de proceso que contiene NO en el reactor (A, B, C, D, E) es de 160 a 350°C, preferiblemente 200 a 340°CC.
3. Procedimiento según la reivindicación 1 o 2, caracterizado porque el reactor adicional (A) está dispuesto en la trayectoria de flujo del gas de proceso corriente abajo del reactor de oxidación (1) y corriente arriba de un calentador de gas residual (2), y/o porque el reactor adicional (B) está dispuesto en la trayectoria de flujo del gas de proceso corriente abajo de una etapa de compresión (7) adicional para comprimir el gas de proceso a la presión de absorción deseada y corriente arriba de un intercambiador de calor y/o porque el reactor adicional (C) está dispuesto en la trayectoria de flujo del gas de proceso corriente abajo del reactor de oxidación (1) y corriente arriba de un economizador (3) y/o porque el reactor adicional (D) está dispuesto en la trayectoria de flujo entre un economizador (3) y un intercambiador de calor (22).
4. Procedimiento según una de las reivindicaciones 1 a 3, caracterizado porque un reactor adicional en el que se desarrolla de forma localizada la oxidación de NO está dispuesto en paralelo al dispositivo de absorción (8) en el que se desarrolla la absorción de NO2 en agua y presenta puntos de conexión y de suministro a este dispositivo de absorción (8).
5. Procedimiento según una de las reivindicaciones 1 a 4, caracterizado porque el reactor adicional (D) en el que se desarrolla de forma localizada la oxidación de NO está dispuesto en la trayectoria de flujo del gas de proceso corriente abajo del reactor de oxidación (1) para la combustión de NH3 y corriente arriba de un intercambiador de calor (22) que transfiere el calor a un sistema que prevé un proceso termodinámico para convertir calor en energía mecánica.
6. Procedimiento según una de las reivindicaciones 1 a 5, caracterizado porque el reactor adicional (E) en el que se desarrolla de forma localizada la oxidación de NO está dispuesto en la trayectoria de flujo del gas de proceso corriente abajo del reactor de oxidación (1) para la combustión de NH3 entre dos dispositivos (8a, 8b) en los que se desarrolla la absorción de NO2 en agua.
7. Procedimiento según una de las reivindicaciones 1 a 6, caracterizado porque el reactor adicional (A, B, C, D, E) es un recipiente con una forma discrecional, cuyo contenido total de gas es tan grande que la oxidación de monóxido de nitrógeno a dióxido de nitrógeno se desarrolla de manera sustancialmente completa como reacción en fase gaseosa.
8. Procedimiento según una de las reivindicaciones 1 a 7, caracterizado porque el reactor adicional está configurado como reactor de lecho radial que comprende un lecho catalítico concéntrico, a través del cual fluye el gas de proceso o bien desde dentro hacia fuera, o bien, desde fuera hacia dentro.
9. Procedimiento según una de las reivindicaciones 1 a 8, caracterizado porque el reactor adicional (A, B, C, D, E) es una tubería para el gas de proceso que contiene monóxido de nitrógeno, que está dotada de un catalizador para la oxidación del monóxido de nitrógeno a dióxido de nitrógeno.
10. Procedimiento según la reivindicación 9, caracterizado porque el catalizador para la oxidación de monóxido de nitrógeno a dióxido de nitrógeno es un cuerpo alveolar recubierto de materiales catalíticamente activos e integrado directamente en la tubería.
11. Instalación para la fabricación de ácido nítrico, que comprende al menos los siguientes elementos:
A) al menos un reactor de oxidación (1) para la oxidación de amoniaco, equipado con al menos un conducto de suministro para una mezcla de gas educto que contiene amoniaco y oxígeno y con al menos un conducto de evacuación para un gas de proceso que contiene monóxido de nitrógeno (NO),
B) un catalizador para la oxidación de amoniaco con oxígeno en el interior del reactor de oxidación (1), C) al menos un dispositivo de absorción (8) para absorber dióxido de nitrógeno (NO2) y formar ácido nítrico (HNO3), ácido nitroso (HNO2) o soluciones de nitratos y/o nitritos, y
D) al menos un reactor adicional (A, B, C, D) para la oxidación de No a NO2 que está dispuesto entre el reactor de oxidación (1) y el dispositivo de absorción (8) o corriente abajo del dispositivo de absorción y a través del cual fluye el gas de proceso que contiene NO, y/o al menos un reactor adicional (E) para la oxidación de NO a NO2 , dispuesto en paralelo al dispositivo de absorción (8) y conectado al dispositivo de absorción (8) de tal forma que el gas de proceso que contiene NO fluya a través de este; produciéndose en el reactor adicional (A, B, C, D, E) la reacción de oxidación de monóxido de nitrógeno a dióxido de nitrógeno en un catalizador.
12. Instalación según la reivindicación 11, caracterizado porque comprende además al menos un calentador de gas residual (2) con función de intercambiador de calor, que está conectado operativamente al dispositivo de absorción (8) y a través del cual fluye un flujo de gas residual que sale del dispositivo de absorción (8), estando el reactor adicional (A) dispuesto entre el reactor de oxidación (1) y un calentador de gas residual (2).
13. Instalación según la reivindicación 11 o 12, caracterizado porque comprende además al menos un calentador de gas residual (2) con función de intercambiador de calor, que está conectado operativamente al dispositivo de absorción (8) y a través del cual fluye un flujo de gas residual que sale del dispositivo de absorción (8), y la instalación comprende además una etapa de compresión (7) adicional para comprimir el gas de proceso a la presión de absorción deseada, estando dispuesto el reactor adicional entre la etapa de compresión (7) y un calentador de gas residual o entre la etapa de compresión (7) y el dispositivo de absorción (8).
14. Instalación según una de las reivindicaciones 11 a 13, caracterizado porque comprende además al menos un calentador de gas residual (2) con función de intercambiador de calor, que está conectado operativamente al dispositivo de absorción (8) y a través del cual fluye un flujo de gas residual que sale del dispositivo de absorción (8), y la instalación comprende además al menos un economizador (3) a través del cual fluye el flujo de gas de proceso, estando el reactor adicional (C) dispuesto entre un calentador de gas residual (2) y el economizador (3).
15. Instalación según una de las reivindicaciones 11 a 14, caracterizado porque comprende al menos dos reactores adicionales (A, B, C, D, E) para la oxidación de NO a NO2 , de los cuales al menos uno está dispuesto entre el reactor de oxidación (1) y un calentador de gas residual (2) y de los cuales al menos uno está dispuesto entre una etapa de compresión (17) adicional para comprimir el gas de proceso a la presión de absorción deseada y el dispositivo de absorción y/o porque comprende al menos dos reactores adicionales (A, B, C, D, E) para la oxidación de NO a NO2 , de los cuales al menos uno está dispuesto entre el reactor de oxidación y un calentador de gas residual y de los cuales al menos uno está dispuesto entre un calentador de gas residual (2) y al menos un economizador (3) a través del cual fluye el flujo de gas de proceso, y/o porque comprende al menos dos reactores adicionales (A, B, C, D, E) para la oxidación de NO a NO2, de los cuales al menos un primer reactor (A, B, C, D) está dispuesto en la trayectoria de flujo del gas de proceso entre el reactor de oxidación (1) y un dispositivo de absorción (8), y de los cuales al menos un reactor (E) adicional está dispuesto en la trayectoria de flujo o bien en paralelo a un dispositivo de absorción (8) o de forma postconectada a un dispositivo de absorción (8) en la trayectoria de flujo o entre dos dispositivos de absorción (8 a, 8 b) en los que tiene lugar la absorción de NO2 en agua, y/o porque al menos un reactor adicional está dispuesto en paralelo al dispositivo de absorción (8) y conectado al tercio superior y al centro o al tercio inferior del dispositivo de absorción (8).
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| CA3222374A1 (en) * | 2021-08-25 | 2023-03-02 | Bent Vigeland | Mono pressure system for producing nitric acid and method of operating thereof |
| EP4209454A1 (en) * | 2022-01-11 | 2023-07-12 | Yara International ASA | Mono pressure system for producing nitric acid and method of operating thereof |
| EP4238933A1 (en) * | 2022-03-03 | 2023-09-06 | Yara International ASA | Mono pressure system for producing nitric acid and method of operating thereof |
| WO2023025870A1 (en) * | 2021-08-25 | 2023-03-02 | Yara International Asa | Mono pressure system for producing nitric acid and method of operating thereof |
| US20240217820A1 (en) * | 2023-01-04 | 2024-07-04 | Atlas Agro Holding AG | High energy recovery process for the production of nitric acid |
Family Cites Families (22)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US2135733A (en) | 1934-08-29 | 1938-11-08 | Chemical Construction Corp | Nitric acid manufacture |
| US2115173A (en) | 1936-11-25 | 1938-04-26 | Solvay Process Co | Nitric oxide oxidation |
| US2955917A (en) | 1958-05-13 | 1960-10-11 | Edward S Roberts | Process and apparatus for the manufacture of nitric acid at elevated pressures with full power recovery |
| US3634031A (en) * | 1969-03-28 | 1972-01-11 | Pintsch Bamag Ag | Process for the preparation of nitric acid of different concentrations |
| US3927182A (en) | 1971-02-25 | 1975-12-16 | James Basil Powell | Process for making nitric acid by the ammonia oxidation-nitric oxide oxidation-water absorption method |
| GB1404576A (en) * | 1971-08-09 | 1975-09-03 | Johnson Matthey Co Ltd | Catalyst |
| ZA752827B (en) | 1974-05-20 | 1976-04-28 | Univ Leeds Ind Service Ltd | Improvements in or relating to the production of nitric acid |
| US3977832A (en) * | 1975-01-20 | 1976-08-31 | Air Products And Chemicals, Inc. | System for control of a nitric acid plant |
| DE3903570A1 (de) | 1989-02-07 | 1990-08-23 | Uhde Gmbh | Verfahren zur erzeugung von mechanischer energie bei der nh(pfeil abwaerts)3(pfeil abwaerts)-oxidation im hno(pfeil abwaerts)3(pfeil abwaerts)-prozess |
| CA2200996A1 (en) | 1996-04-01 | 1997-10-01 | Sandeep Bhatia | Oxygen injection in nitric acid production |
| US5985230A (en) * | 1996-10-03 | 1999-11-16 | L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude | Nitric acid production |
| DE59901589D1 (de) * | 1998-03-26 | 2002-07-11 | Krupp Uhde Gmbh | Verfahren und Anlage zur Herstellung von Salpetersäure |
| DE10001540B4 (de) | 2000-01-14 | 2005-06-23 | Uhde Gmbh | Beseitigung von Lachgas bei der Salpetersäureproduktion |
| PT2176161E (pt) * | 2007-07-09 | 2011-01-24 | Basf Se | Procedimento para o fabrico de ácido nítrico a uma concentração no intervalo de 50 a 77,8% massa/peso |
| US8125355B2 (en) | 2008-06-05 | 2012-02-28 | Sony Ericsson Mobile Communications Ab | Qwerty-keyboard for mobile communication devices |
| DE102008027232B3 (de) * | 2008-06-06 | 2009-09-03 | Uhde Gmbh | Sperrung des NO-Kompressors und des Restgasexpanders in einer Salpetersäureanlage |
| GB0819094D0 (en) | 2008-10-20 | 2008-11-26 | Johnson Matthey Plc | Catalyst containment unit |
| EP2202201B1 (en) * | 2008-12-23 | 2016-04-20 | Clariant Prodotti (Italia) SpA | Ammonia oxidation catalysts |
| WO2011054928A1 (de) | 2009-11-06 | 2011-05-12 | Basf Se | Verfahren zur herstellung von salpetersäure mittels einer lastregelbaren produktionsanlage |
| US20120183467A1 (en) * | 2011-01-14 | 2012-07-19 | GM Global Technology Operations LLC | Low temperature oxidation of ammonia in nitric acid production |
| DE102013004341A1 (de) | 2013-03-14 | 2014-09-18 | Thyssenkrupp Uhde Gmbh | Verfahren zur Oxidation von Ammoniak und dafür geeignete Anlage |
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