RO103830B1

RO103830B1 - Separation and recovery method of chlorine

Info

Publication number: RO103830B1
Application number: RO138274A
Authority: RO
Inventors: Ttoh Hiroyuki; Kono Yoshitsugu; Kikuchi Isao; Takenaka Shinji; Ajioka Masanobu; Kudoh Mitsuo
Original assignee: Mitsui Toatsu Chemicals
Priority date: 1988-02-16
Filing date: 1989-02-16
Publication date: 1993-10-22
Also published as: EP0329385A3; EP0594558A2; CA1319316C; EP0594558B1; DE68917335T3; IL89280A0; HUT50659A; KR910005983B1; AU2995989A; KR890012691A; DE68928021D1; EP0329385A2; EP0594558A3; EP0329385B2; AU597523B2; CS99889A3; DE68928021T2; CA1320120C; US5000006A; DE68917335D1

Description

Invenția de față se referă la un procedeu de separare și recuperare a clorului dintr-un amestec gazos, cuprinzînd clor, .bioxid de carbon și gaz necondensabil, în concentrații mari.

Se știe că în brevetul SUA nr. 3972161 este descris un procedeu pentru recuperarea clorului lichid dintr-un amestec gazos, cuprinzînd 20...90% în volum clor, 10...80% în volum bioxid de carbon, azot, oxigen și monoxid de carbon. Procedeul cuprinde comprimarea amestecului gazos la 4 la 8 at, răcirea și lichefierea amestecului gazos, comprimat, într-o coloană de rectificare de tip cu reflux total și potrivirea apoi a temperaturii clorului lichid colectat în partea inferioară a coloanei de rectificare, pentru a determina evaporarea bioxidului de carbon dizolvat în clonii lichid.

într-un alt brevet SUA nr. 2199797 se arată că impuritățile organice conținute la o concentrație de 1% în greutate sau mai puțin în clorul gazos se pot îndepărta cu clor lichid, aducînd clorul gazos în contact, în contracurent cu clor lichid într-o coloană de spălare.

în brevetul Anglia nr. 938073 se prezintă un procedeu pentru separarea unor impurități necondensabile, care au un punct de fierbere mai mic decît clorul și formează un amestec exploziv, cu clor. Procedeul cuprinde reducerea treptată a temperaturii clorului gazos și aducerea reziduului gazos final, în contact, în contracurent cu clor lichid, temperatura căruia a fost scăzută la temperatura de condensare a clorului gazos sau, mai puțin, într-o coloană de lichefiere pentru lichefierea clorului gazos, fapt prin care clorul este separat de impuritatea cu punct de fierbere redus.

într-un alt brevet SUA nr. 3443902 este descris un procedeu de comprimare a clorului gazos, care a fost obținut prin aducerea în contact a unui clor gazos conținînd impurități, în contact cu clor lichid într-o coloană de spălare și astfel impuritatea este absorbită și îndepărtată de clorul lichid, lichefiind, prin aceasta, o parte din clorul gazos, prin schimbul său de căldură cu clorul lichid, în coloana de spălare folosindu-se apoi clorul astfel lichefiat în 5 același scop ca și clorul lichid menționat mai sus.

în brevetul Anglia nr. 1164064 se arată că un amestec gazos compus din gaz necondensabil, constituit din azot și 10 clor, se poate separa în clor lichid și gaz necondensabil, prin comprimarea amestecului gazos la 6...10 at, răcirea amestecului gazos comprimat, în două etape și răcirea apoi a amestecului gazos răcit 15 mai departe la -49...-65,5°C prin schimb de căldură.

în brevetu SUA nr. 1164069 se prezintă un procedeu pentru recuperarea clorului într-o formă liberă de bio20 xid de carbon. Procedeul cuprinde absorbirea clorului dintr-un gaz rezidual de lichefiere, care a fost obținut după electroliza saramurii , și conține

5...10% în greutate clor, împreună cu 25 bioxid de carbon, monoxid de carbon, hidrogen, azot, oxigen și alte componente gazoase, cu un solvent clorurat și făcînd apoi bioxidul de carbon care a fost absorbit în același timp, să se eva30 pore la o temperatură mai mare decît temperatura, de absorbție, prin încălzirea unei porțiuni a coloanei de absorbție.

în brevetul SUA nr. 2763873 este 35 descris un procedeu pentru recuperarea clorului și sub o formă substanțial liberă de gaz necondensabil. Procedeul cuprinde contactarea cu un solvent care să absoarbă un amestec gazos compus din 40 30...50% în greutate clor și aer, sub o presiune de 2,0...11,0 at la temperatura de vîrf a coloanei de -22,8...32,2°C și la o temperatură inferioară a coloanei mai mare cu 27,8...52,8°C față de tempera45 tura de vîrf a coloanei.

în brevetul RFG nr. 2413558 se descrie un procedeu pentru absorbția clorului dintr-un amestec de clor și bioxid de carbon gazos în hidroclorit de metal alcalin și/sau metal alcalino . 4 pămîntos prin aparaturi de absorbție, în contracurent cu mai multe etaje folosindu-se un hidroxid de metal alcalin și/sau un hidroxid de metal alcalin pămîntos și lăsînd ca aparatura să funcționeze controlîndu-se pH-ul etapei finale a părții lichide la circa 7,5.

Procedeele descrise în primele patru brevete precizate mai sus se aplică însă numai în cazurile cînd clorul sau clorul și bioxidul de carbon cît și una sau mai multe componente condensabile se găsesc în concentrații relativ mari. Pentru recuperarea clorului dintr-un amestec gazos, conținînd clor în care concentrația de gaz necondensabil este de circa 50% în volum sau chiar mai mult, aceste procedee prezintă dezavantaje datorită existenței unor cantități mari de gaz necondensabil.

In aceste procedee se folosește contactul în contra curent a clorului lichid, în sens descendent cu clorul gazos brut ascendent într-o coloană pentru lichefiere, spălare și distilare, prin aceste procedee diferențiindu-se între ele. Dacă componentele necondensabile se găsesc la nivel mare îhtr-un gaz brut, cu conținut de clor ascendent, este imposibil să se evite antrenarea datorită gazului ascendent și, ca urmare, se reduce eficiența contactului gaz-lichid, datorită canalizării lichidului descendent sau a unei cauze similare, fiind astfel dificil să se realizeze separarea lor așa cum se intenționează.

Dacă cantitatea de lichid descendent crește pentru a menține eficiența, atît sarcina de răcire, cît și sarcina de încălzire a coloanei de distilare cresc și afară de aceasta trebuie să se folosească dispozitive mai mari, cu echipamente mai mari respectiv un volum mai mare al corpului principal de coloană, al condensatorului și al refierbătorului. De aceea această situație nu este economică. în cazul procedeului descris îh brevetul SUA nr. 3443902 sarcina de circulație a gazului necondensabil devine enormă și punctul de rouă al gazului comprimat scade. Dacă presiunea de comprimare este mică, problema potențiala constă în faptul că clorul nu poate fi lichefiat prin schimb de căldură 5 în coloana de spălare. Chiar dacă este posibilă lichefierea, costul energiei crește din cauza unui raport de compri' mare mărit al compresorului și a unei sarcini de circulație mărite astfel încît 10 avantajul acestui procedeu se anulează.

De asemenea, procedeele descrise în brevetele SUA nr. 397269 și Anglia nr. 1164069 se referă îndeosebi la clor ga-: zos de concentrație mare. Un amestec 15 gazos conținînd clor ce urmează să fie tratat este comprimat și răcit pentru lichefierea clorului în vederea separării. Aceste procedee urmăresc însă recupe. rarea unui clor cu puritate mare. După 20 tratare se separă un compus îndeosebi constituit din gaz necondensabil ce conține clor la o concentrație de 5...9% în volum în primul caz și 10% în volum în al doilea caz precizat mai sus.

Recuperarea industrială a clorului pune o problemă de poluare atmosferică, prin descărcarea unui gaz de ardere conținînd clor la concentrații ridicate. Pentru a se putea dispune de un astfel de 30 gaz de ardere, un gaz trebuie să fie liber de clor. Aceasta necesită însă cel puțin o substanță chimică, îh cantitate foarte mare pentru îndepărtarea clorului, adică fără nici un fel de facilități și afară de 35 aceasta are loc o pierdere de clor. Aceste procedee sînt deci neeconomice. Pentru a se reduce conținutul de clor într-un gaz de ardere la un astfel de nivel săzut, încît clorul să poată fi neglijat este ne40 cesar să se urmărească presiunea de comprimare în continuare și în același timp să se reducă temperatura de răcire și de lichefiere. Aceasta însă duce la o creștere a costului energiei și, de aseme45 nea, la un consum mărit al energiei pentru răcire. De asemenea, nu este de dorit, pentru simplificare, să se comprime amestecul gazos conținînd clor la o presiune mare. Afară de aceasta nu este.

posibil să se scadă temperatura de răcire

6 și de lichefiere la temperatura de înghețare a bioxidului de carbon (-56,6°C la 5,2 at) sau la mai puțin, pentru a se evita blocarea datorită apariției gheții ușoare. Un astfel de procedeu de lichefiere nu va putea deci preveni includerea clorului de o anumită concentrație într-un gaz de ardere.

Procedeele descrise în brevetele SUA nr. 2540905 și 2765873 folosesc ambii solvenți, fapt pentru care impuritățile sînt absorbite și apoi desorbite, pentru recuperarea clorului. Dintre acestea procedeul descris în brevetul SUA nr. 32540905 cuprinde încălzirea unei porțiuni a coloanei de absorbție, pentru ca o porțiune de clor cît și o parte mai mare de bioxid de carbon absorbită în solvent să se evapore astfel, încît clorul gazos obținut în coloana de evaporare poate să aibe o puritate mai mare. De aceea este cert că clorul va fi conținut în gazul de ardere de la partea superioară a coloanei de absorbție. De precizat că, dacă bioxidul de carbon este conținut în proporție ridicată, este necesar să se intensifice încălzirea părții inferioare în mod corespunzător a coloanei de absorbție. Ca rezultat, concentrația clorului în gazul de ardere crește și pierderea de clor și de solvent se mărește în mod important.

Procedeul descris în brevetul SUA nr. 2763873 impune ca evaporarea să se execute la o presiune mare, într-o coloană de evaporare, deoarece clorul ce se degajă dintr-un solvent este recuperat acolo prin lichefiere.Dacă solventul absoarbe mai mult aer decît necesar îri coloana de absorbție, clorul este recuperat cu o puritate scăzută. De aceea este necesar să se reducă cantitatea de solvent absorbant. Datorită acestei necesități, cînd bioxidul de carbon și gazul necondensabil se găsesc în proporție ridicată, absorbția clorului nu se poate realiza în mod suficient și nivelele de clor și de solvent ce însoțesc gazul de ardere cresc în mod brusc.

Pentru a reduce concentrația clo rului, într-un gaz de ardere, prin metoda de absorbție cu solvent, se mărește cantitatea de solvent, se reduce temperatura solventului sau se mărește presiunea coloanei de absorbție. De aceea este dificil să se recupereze clorul cu o mare puritate, deoarece se produce absorbția bioxidului de carbon și de gaz necoridensabil, în aceste condiții.

După cum se știe, clorul este un material brut, util, produs industrial la scară mare, îndeosebi rezultînd prin electroliza soluției de sare și el este foplosit pe scară maTe. Componente gazoase se formează ca produse secundare la producerea de clor. Aceste componente gazoase sînt însoțite de clor astfel, încît datorită toxicității clorului ele mi pot fi evacuate în atmosferă fără un alt tratament.

în consecință, clorul conținut întrun astfel de gaz este îndepărtat, de obicei, prin absorbție, folosind o soluție alcalină. Dar dacă un alt gaz se găsește pe lingă clor și acest alt gaz este un acid (ca bioxidul de carbon), respectivul bioxid de carbon este, de asemenea, absorbit într-o soluție alcalină. Ca un corolar al acestui fehomen este necesară utilizarea substanței alcaline, în cantitate egală cu suma necesarului absorbției bioxidului de carbon și clor. în mod particular, dacă un gaz conține bioxid de carbon, la un nivel ridicat, cît și clor urme, pentru îndepărtarea acestei cantități reduse de clor este necesară o cantitate mare de substanță alcalină. De aceea este de dorit să se elaboreze un procedeu pentru absorbție selectivă și îndepărtarea clorului conținut în bioxidul de carbon, evacuat din sistem.

Procedeul descris îh brevetul RFG nr. 2413358 urmărește îndepărtarea clorului într-un amestec de bioxid de carbon și clor. în acest procedeu, /?H-uI 7,5 la care se lucrează este o valoare mai mare de 6,35, care este prima constantă de disociere (pKn) a acidului carbonic și se găsește în intervalul în care bioxidul de carbon gazos reacționează cu un

8 hidroxid de metal alcalin și/sau hidroxid de metal alcalino pămîntean pentru a forma bicarbonatul corespunzător.

' Pentru absorbirea clorului din amestecul de bioxid de carbon și clor, în intervalul precizat mai sus, este necesar să se folosească o substanță alcalină, exact în cantitate echimolară cu clorul.

Dacă concentrația de clor variază, este dificil să se echilibreze cantitatea de substanță alcalină cu cantitatea de clor.

Afară de aceasta, pH =7,5 este legat de constanta de disociere a acidului hidrocloric. Dacă pH-ul devine mai mic decît nivelul de mai sus, acidul hipocloros ia forma unui acid liber cu tendințe de descompunere. De aceea este necesar un control precis al pH-ului. Chiar dacă clorul este îndepărtat eficient, soluția de hipoclorit rezultată are efecte exidative puternice și miros dificil și astfel nu poate fi evacuată ca atare. De aceea pentru reducerea sa este necesară o etapă suplimentară.

Scopul invenției de față este de reținere totală a clorului din amestecul gazos supus tratării.

Problema pe care o rezolvă invenția de față constă în stabilirea condițiilor optime de prelucrare inițială a amestecului gazos cu conținut de clor, bioxid de carbon și gaz neconsumabil cît și a clorului brut și efluentului gazos separate din acesta, care permite atingerea scopului propus.

Procedeul conform invenției înlătură dezavantajele menționate prin aceea că prevede comprimarea amestecului gazos inițial cu conținut de clor la presiunea de 3...15 kg/cu? și de preferință 5...12 kg/cm², urmată de răcire între 10 și 50°C și de preferință între -20 și -40°C, pentru prepararea prin condensare a clorului de restul efluentului fig. 1...6, care reprezintă:

- fig.l, schema generală a insta- » lației pentru aplicarea procedeului conform invenției;

. - fig.2, schema instalației din fig.l, completată cu părțile privind purificarea clorului brut, separat din amestec și efluentului gazos;

- fig.3, diagrama agenților de absorbție în formă ionică, ce se pot realiza în cadrul procedeului conform invenției, în funcție de ρ'Ά acestora în soluțiile apoase;

- fig.4, schema subansamblului instalației pentru aplicarea procedeului conform invenției, referitoare la spălarea efluentului gazos, după faza de purificare prin absorbție;

- fig.5, schema instalației pentru aplicarea procedeului conform invenției, în întregul ansamblu;

- fig.6, schema instalației pentru aplicarea unui procedeu cunoscut, pentru comparație.

Exemplul 1. Prin procedeul conform invenției se pot supune tratării următoarele gaze:

a) un amestec gazos, rezultat din faza de producere a clorului, prin oxidarea acidului clorhidric și care conține clor, bioxid de carbon și un gaz necondensabil; ' :

b) un amestec gazos, care se obține prin îndepărtarea clorului, în mare măsură din amestecul gazos a) și care mai conține o proporție din clor, cît și bioxid de carbon necondensabil;

c) un amestec conținînd clor gazos și bioxid de carbon.

La clorurarea sau fosgenizarea compușilor organici, o mare cantitate de acid clorhidric se formează ca subprodus. Întrucît. cantitatea ce a fost mult mai mare decît necesarul pentru acid hidrocloric, o parte de acid clorhidric a fost neutilizat și evacuată ca atare. Ca urmare, pentru eliminarea sa, a fost necesară o cheltuială însemnată.

Ca urmare, s-a pus problema elaborării unui procedeu pentru recuperară gazos după care atît condensatul, cît și efluentul gazos pot fi prelucrați în continuare, pentru evacuarea din sistem în formă purificată.

Se dau, mai jos, 12 exemple de realizare a invenției în legătură și cu

10 eficientă a clorului din acid clorhidric și producerea clorului în aceste condiții, la scară industrială.

Este cunoscută, de altfel, producerea clorului prin oxidarea acidului clorhidric, procedeu care nu s-a extins la scară industrială.

Este cunoscută, de asemenea, utilizarea unui catalizator pe bază de oxid de crom obținut prin calcinarea hidroxidului de crom, care are îndeosebi o mare activitate, chiar la temperaturi relativ scăzute, aceasta permițînd producerea industrială a clorului prin oxidarea acidului clorhidric.

Conform invenției, amestecul gazos ce conține clor, bioxid de carbon și gaz necondensabil, poate fi un amestec gazos rezultat într-un proces ca cel precizat mai sus, pentru producerea clorului. Trebuie precizat că procedeul conform invenției este eficace pentru recuperarea clorului sau pentru îndepărtarea clorului dintr-un gaz evacuat din procedeul industrial de producere a clorului, în condițiile de oxidare catalitică a acidului clorhidric.

Astfel, pe fig.l este prezentată instalația necesară cuprinzînd un compresor 1, o coloană de stripare 2, care poate fi o coloană obișnuită, cu talere sau o coloană combinată, lin schimbător de căldură 3, un separator 4 și un fierbător 5.

Un amestec gazos, care conține

10...60% în volum clor și 40...90% în volum bioxid de carbon și gaz necondensabil este introdus printr-o conductă 6 și se comprimă apoi la o presiune predeterminată în compresorul 1.

Gazul necondensabil poate fi azot, oxigen sau monoxid de carbon.

Amestecul gazos, comprimat, se răcește la o temperatură prestabilită, trecînd prin schimbătorul de căldură 3 și, ca urmare, o parte de clor se lichefiază. Amestecul lichid-gaz, rezultat, este trecut printr-o conductă 7 în separatorul 4 unde amestecul se separă rezultînd un gaz rezidual format îndeosebi dintr-o parte mai mare de gaz neconden10 sabil și un condensat format mai ales din clor.

Condensatul este dirijat, printr-o conductă 8 la partea superioară a coloanei de stripare 2 și, în timp ce coboară prin coloana 2, condensatul este adus în contact cu vapori de clor, rezultați prin funcționarea fierbătorului 5. Ca urmare bioxidul de carbon și gazul necondensabil, dizolvat în condensat se evaporă astfel, încît în condensat se colectează ca clor lichid de mare puritate, la partea inferioară a coloanei de stripare 2 și, după aceea, este evacuat printr-o conductă 9.

Dacă un amestec gazos cuprinzînd clor, bioxid de carbon și gaz necondensabil se comprimă și apoi se trece coloana de stripare 2 lichefiind și distilînd în acesta, coloana de stripare 2 trebuie să aibă un diametru mai mare, pentru a folosi o viteză superficială obișnuită. Dar dacă gazul necondensabil este separat și condensatul sigur este trecut într-o coloană de stripare 2, ca în cazul de față, este posibil să se execute stripare într-o coloană de diametru mic, de circa 30%, în comparație, cu coloana de stripare menționată.

Bioxidul de carbon și gazul necondensabil, care au fost stripați din condensat, se lasă să iasă din coloana de stripare 2, pe la vîrful acestuia, se lasă să treacă printr-o conductă 10 și apoi să întâlnească gazul rezidual, evacuat din sepratorul 4, printr-o conductă 11, după care el este evacuat din sistem printrro conductă corespunzătoare 12.

Pentru recuperarea clorului din amestecul gazos, pe cît posibil, este de dorit ca presiunea de comprimare a compresorului 1 să fie cît mai ridicată și să se reducă cît se poate temperatura de răcire a șchimbătoruui de căldură 3. Nu este însă recomandabil să se mărească presiunea de comprimare a unui gaz cu conținut de clor, nelimitat, din punctul de vedere al siguranței. De asemenea o alta limitare constă în aceea că răcirea de lichefiere a unui amestec conținînd bioxid de carbon să fie mai mare decît punctul de topirț al bioxidului de carbon (-56,6°C, la o presiune parțială de CO2 de 5,2 atms). In consecință se impune, de asemenea, o limitare a tenipe- 5 raturii de răcire, pentru a preveni blocarea echipamentului, datorită apariției de gheață uscată. Presiunea de comprimare în compresorul 1 și temperatura de răcire și lichefiere la 10 schimbătorul de căldură 3, trebuie să fie stabilite ținîndu-se cont de unii factori economici ca energia necesară compresorului 1 sarcina de răcire a schimbătorului de căldură 3, sarcina de încălzire a 15 fierbătorului și costurile necesare pentru îndepărtarea gazului de evacuare luîndu-se în considerație și materiile prime menționate mai sus.

în general, este de preferat să se 20 stabilească presiunea de comprimare a amestecului gazos la 3...15 kg/cm². G, temperatura de răcire și de lichefiere la -10...-50°C și coloana de stripare 2 să funcționeze la o presiune de 3...15 25 kg/cm. G și la o temperatură de bază de

2O...45°C.

Puritarea clorului obținut printr-o astfel de operație este de obicei de 99% în volum sau mai mare. 30

Exemplul 2. Pe fig.2 se prezintă instalația într-o formă mai completă cuprinzînd un compresor la, un răcitor 13, un condensator 14, un separator de gaz/lichid 4a, o coloană de stripare 2a, 35 un fierbător 5a, o coloană de absorbție 15, un schimbător de căldură 30, un ventil de reducerea presiunii 16, o coloană de distilare 17, un condensator 14a, un separator de gaz/lichid 4b, un 40 fierbător 5b, un răcitor 13a și niște pompe 18 și 18a. Este posibil ca fiecare din coloanele 2a, 15 și 17 să fie coloana combinată sau cu talere.

Un amestec gazos cuprinzînd clor, 45 bioxid de carbon și gaz necondensabil alimentat printr-o conductă 19 se amestecă cu un gaz recuperat alimentat printr-o conductă 20 din separatorul de^- gaz/lichid 4b și apoi se comprimă la o 50 presiune de comprimare predeterminată în compresorul la.

în acest mod se poate trata un amestec gazos conținînd clor în proporție de 10...60% în volum. Întrucît amestecuri gazoase cu un astfel de conținut de clor se formează, de asemenea, la producerea de clor prin oxidarea acidului clorhidric, în prezența unui catalizator specific pe bază de oxid de crom, aceste amestecuri gazoase se pot prelucra prin procedeul conform invenției.

Gazul necondensabil poate fi azotul, oxigenul, monoxid de carbon și/sau ceva analog.

Presiunea de comprimare poate fi de 3...15 kg^cm .G și de preferință

5...12 kg/cm.G. Amestecul gazos se găsește în răcitornl 13 și se lichefiază în condensatorul 14. Cel puțin două treimi din clorul conținut în amestecul gazos se lichefiază aici.

Temperatura de răcire și de lichefiere poate varia de la -10 la - 50°C, și de preferință între -20 la -40°C.

După ce amestecul de gaz lichid rezultat este trecut prin separatorul 4a pentru separarea unui gaz rezidual ce se evacuează printr-o conductă 21 și care este format îndeosebi dintr-o parte mai mare de gaz necondensabil și un condensat format mai ales din clor care este trecut printr-un traseu 22 în coloana de stripare 2a.

Coloana de stripare 2a funcționează la presiunea de 3...15₂kg/cm.G și de preferință, 5...12 kg/cm .G.

Condensatul care a fost trecut la partea superioară coboară prin coloana 2a. în acest timp, bioxidul de carbon și gazul necondensabil dizolvat în condensat se evaporă din condensat rezultînd vapori ascendenți care sînt compuși mai ales din clor care este fiert prin contact cu fierbătorul 5a, temperatura la baza coloanei 20 fiind de 2O...45°C. De aceea, condensatul este colectat pe clor lichid, la partea inferioară a coloanei 2a și evacuat printr-o conductă 23. Bioxi103830

14 dul de carbon și gazul necondeiisabil evaporate din condensat sînt evacuate împreună cu clorul gazos stripat printro conductă 24 pe la partea superioară a coloanei de stripare 2 a și se amestecă cu 5 gazul rezidual în conducta 21. Cel puțin o parte din gazul mixt rezultat se trece în coloana de absorbție 15 printr-un traseu 25. Este de preferat ca coloana de absorbție 15 să funcționeze la aceeași 10 presiune ca și coloana de stripare 2a, deoarece efectul absorbției devine mai mare, pe măsură ce presiunea în coloana de absorbție crește, dacă temperatura solventului și absorbant este constantă. 15

Din amestecul gazos, ce se introduce în coloana de absorbție 15, aproape întreaga cantitate de clor, cît și părți din bioxidul de carbon și gaz necondensabil sînt absorbiți într-un solvent aii- 20 mentat printr-un traseu 26 la vîrful coloanei 15. Gazul este apoi evacuat din sistem printr-un traseu 27. Gazul evacuat se compune din bioxid de carbon și gaz necondensabil și conține nu mai 25 mult decît 1% în volum clor. Solventul folosit în procedeul de mai sus este o hidrocarbură halogenată ca, de exemplu, tetraclorură de carbon sau cloroform. Solventul se poate folosi în 30 cantitate de 2...100 ori, de preferință,

3...30 ori în greutate, față de gazul alimentat în coloana de absorbție 15.

Solventul încărcat cu clor, bioxid de carbon și gaz necondensabil absor- 35 bit, este evacuat pe la partea inferioară a coloanei 15, printr-un traseu 28, și se trece printr-o pompă 18, la schimbătorul de căldură 3a. După ce a fost preîncălzit prin schimbătorul de căldură 40 3a, solventul este trecut în coloana de distilare 17. Coloana de distilare 17 poate să funcționeze la o presiune de 0,1...1^ kg/cm .G, de preferință, 1...10 kg/cm^z.G. Solventul introdus în coloa- 45 na de distilare 17 este adus la fierbere de fierbătorul 5b se condensează în condensator 14a și se distilează cu reflux, fiind recirculat printr-o conductă 29 în coloana de distilare 17 astfel, încît ga- 50 zele absorbite încep să se evapore pentru separarea unui gaz recuperat compus mai ales din clor.

Solventul avînd o concentrație în clor nu mai mare de 5000 ppm în greutate și de preferință, nu mai mare decît 500,ppmîn greutate este eliminat printrun traseu 30 pe la partea inferioară a coloanei 17 este pompat de pompa 18ă în schimbătorul de căldură 3a. După ce căldura a fost preluată din solvent în schimbătorul de căldură 3a, pentru completare, se adaugă o cantitate proaspătă de solvent printr-un traseu 31. Solventul se răcește apoi în răcitorul 13a și se readuce după aceea în coloana de absorbție 15. Cu toate că abilitatea de absorbție a coloanei de absorbție 15 devine mai mare, pe măsură ce temperatura la intrarea în coloana de absorbție este mai mică, este imposibil să se reducă temperatura sub punctul de topire al solventului (de pildă - 22,6°C în cazul tetracloruii de carbon). Este de dorit să se scadă temperatura condensatorului 14a de la coloana de distilare 17 pînă la o asemenea mărime, încît solventul să nu se piardă prin evaporare. Dar o temperatură nepotrivit de joasă determină lichefierea clorului astfel, încît mai mult clor însoțește solventul micșorînd capacitatea de absorbție a solventului recirculat în coloana de absorbție 1’5. De aceea o astfel de temperatură nepotrivit de joasă nu este preferată. Este de aceea necesar să se determine în mod convenabil condițiile optime pentru temperatura solventului la intrarea în coloana de absorbție 15 și temperatura condensatorului 14a la coloana de distilare 17, luîndu-se factorii de mai sus în considerație. De preferință, temperatura solventului la intrarea în coloana de absorbție 15 poate fi cuprinsă între -20 și 0°C și temperatura condensatorului la coloana de distilare 17 variază de la -20 la - 10°C.

Exemplul 3. Pentru îndepărtarea clorului dintr-un amestec gazos, conținînd clor gazos și bioxid de carbon gazos, procesul cuprinde trecerea unei soluții sau suspensii apoase cu conținut de sulfit alcalin și/sau de sulfit alcalinopămîntos sau conținînd un sulfit de metal alcalin și/sau un sulfit de metal alcalino- pămîntos, împreună cu hidroxid de metal alcalin și/sau un hidroxid de metal alcalino-pămîntos într-o proporție nu mai mare decît de două ori raportul molar de sulfit de metal alcalin și/sau de sulfit de metal alcalinopămîntos și spălarea amestecului gazos cu soluția sau suspensia, în timp ce se reglează pH-ul· soluției sau suspensiei într-un interval cuprins între 1,9 și 6,3, interval în care clorul este îndepărtat din amestecul gazos.

Hidroxizii de metal, ce se pot utiliza, pot fi aleși între hidroxidul de litiu, sodiu sau potasiu, în timp ce hidroxizii de metal alcalino-pămîntos pot fi hidroxizii de magneziu, calciu, bariu.

Pe de altă parte, metalul sub forma de sulfit poate fi un metal alcalinopămîntos ca magneziu, calciu sau bariu. Este de preferat însă un metal alcalin cu o mare solubilitate în apă.

Dacă un sulfit de metal alcalin și/sau un sulfit de metal alcalinopămîntos se folosește împreună cu un hidroxid de metal alcalin și/sau un hidroxid de metal alcalino-pămîntos, este important să se folosească hidroxidul în proporție nu mai mare de două ori raportul molar față de sulfit.

Întrucît acest procedeu necesită o substanță alcalină pentru neutralizarea clorului și, de asemenea, un adaos de sulfit pentru reducerea clorului, cel puțin o cantitate echivalent de un sulfit reducător este necesar pentru 2 echivalenți de substanță alcalină necesară pentru neutralizare.

Dacă proporția de substanță alcalină depășește de două ori raportul molar de sulfit, cantitatea de sulfit reducător devine prea mică și clorul nu poate fi absorbit chiar dacă pH-ul este controlat în intervalul 1,9...6,3.

Dacă proporția de substanță alca10 lină nu este mai mare de două ori în raportul molar față de siilfit, sulfîtul acționează ca un substituent pentru hidroxid. De asemenea, cu cît proporția de sulfit este mai mare, cu atît sînt mai mulți ionii de bisulfit în soluția absorbantă. Astfel controlul pH-ului este ușurat, datorită acțiunii sale tampon.

în consecință, soluția de spălare ► poate fi cea care sa nu conțină de loc hidroxid de metal alcalin și nici de hidroxid de metal alcalino-pămînt os. Clorul, într-un gaz de evacuare, poate fi absorbit într-o soluție sau suspensie : apoasă de sulfit de metal alcalin și/sau de metal alcalino-pămîntos.

Intervalul pH potrivit pentru reacția absorbantă clorului este cuprins între 1,9 și 6,3. Un pH mai mare de 6,3 i convertește gazul de bioxid de carbon în ioni de bicarbonat cum este arătat în fig.3 astfel, îneît substanța alcalină este consumată. Un consum mai mare de substanță alcalină face procedeul neeconomic.

Dacă pH-ul devine mai mic decît 1,9 se formează acid, sulfuros liber care se descompune, fapt prin care bioxidul de sulf gazos tinde să apară cti mai i multă ușurință. Prin urmare un astfel de pH scăzut nu este de preferat.

Acest control al pH-ului soluției apoase ur intervalul de 1,9...6,3 se poate realiza prin reglarea cantității de sulfit de metal alcalin și/sau de sulfit de metal alcalino-pămîntos, ce trebuie adăugată, cît și cantitatea de hidroxid de metal alcalin și/sau hidroxid de metal alcalino-pămîntos, ce trebuie adăugată, dar * nu trebuie să fie mai mare de două ori în raport molar față de proporția de sulfit.

în acest caz, hidroxidul și sulfîtul se pot adăuga fiecare sub forma solidă sau ca soluție apoasă, aceasta din urmă fiind preferată. El se poate introduce sub forma unei singure soluții. Bineînțeles ele se pot adăuga ca soluții apoase separate.

' Concentrația fiecărei soluții apoa103830 se poate fi, de preferință, într-un inter, val în care în cazul unei sări de metal alcalin sau a unei sări de metal alcalinopămîntos, materialele brute, sarea și sulfatul rezultat să fie dizolvate. Operația însă este încă posibilă chiar dacă se adaugă fiecare reactant sub forma unei suspensii.

Dacă operația se execută într-un sistem omogen la o concentrație aproape de solubilitatea sării, temperatura de reacție trebuie să fie determinată, luîndu-se în considerație paralelă solubilitatea. Întrucît solubili tățile sulfiților și clorurilor de metal alcalin și de metal alcalino-pămîntos nu depind toate în mare măsură de temperatură, folosirea unei temperaturi mai mari nu poate să aducă vreun avantaj important pentru mărirea concentrațiilor lor.

Viteza de reacție dintre clor și sulfit crește pe măsură ce temperatura devine mai mare. O temperatură de reacție cuprinsă între 0 și 70°C este însă de preferat ținîndu-se seama de problemele potențiale de coroziune și deteriorare a materialului de reactor.

Ținînd seama de modul de reacție, gazul poate fi absorbit făcîndu-1 să barboteze într-un rezervor cu agitare sau prin tratarea sa într-o coloană de spălare.

Cu toate că numărul de stări variază în funcție de nivelul tolerabil de clor în gazul tratat, nu este necesar să se mărească numărul de etape prea mult deoarece viteza de reacție sau de absorbție este mare.

Varianta de mai sus este descrisă cu referire la fig.4.

Un amestec gazos care conține bioxid de carbon gazos și clor gazos și care mai poate conține, de asemenea, azot, oxigen și alt gaz analog în unele cazuri este alimentat printr-un traseu 32 la partea inferioară a unei coloane de absorbție 15a, unde amestecul gazos este spălat cu un lichid de spălare alimentat printr-un traseu 33 recirculat de la partea superioară a coloanei 15a. Lichi18 dul de spălare este o soluție sau o suspensie apoasă cum este descris mai sus, ce conține un sulfit de metal alcalin și/sau un sulfit. de metal alcalinopămîntos sau un sulfit de metal alcalin și/sau un sulfit de metal alcalin împreună cu un hidroxid de metal alcalin și/sau un sulfit de metal alcalinopămîntos și are un pH controlat în intervalul 1,9...6,3.

Lichidul de spălare este diluat cu apă la o concentrație dorită și este recirculat controlîndu-se pH-ul său și menținînd debitul de curgere constantă cu ajutorul unui dispozitiv de prea plin 34.

După tratament, un efluent gazos este evacuat printr-un traseu 35, din care clorul gazos a fost îndepărtat de lichidul de spălare și este lăsat să iasă din sistem.

Soluția de spălare este alimentată dintr-un vas 36 prin intermediul unui dozator 37, traseu 38 și unei pompe 18b în traseul de alimentare 33, menționat, concentrația fiind reglată de un adaos de apă printr-un traseu 39.

Exemplul 4. Cele trei variante de realizare a invenției de față pot fi combinate, constituind o parte importantă a unui procedeu industrial de producere de clor.

Astfel este posibil să se stabilească o tehnologie combinată, prin asocierea primului și celui de-al doilea și al treilea aspect al invenției cum este se poate vedea pe fig.5. Procedeul combinat permite recuperarea foarte eficientă a clorului dintr-un amestec gazos constituit din bioxid de carbon și gaz necondensabil și conținînd clor și, mai departe, îndepărtarea aproape completă a clorului dintr-un gaz efluent, ce este lăsat să iasă din sistem astfel, încît se poate rezolva problema poluării.

La fel ca și în formele de evacuare descrise mai sus, un amestec gazos compus din bioxid de carbon și gaz neconden săbii și conținînd clor este trecut printr-o conductă 19 la un compresor

20 la, unde este comprimat la o presiune prestabilită. Amestecul gazos este răcit într-un răcitor 13 la o temperatură predeterminată și apoi lichefiat, printr-un condensator 14 astfel, că o parte din clor este lichefiat. Amestecul de gaz-lichid rezultat este trecut la un separator 4a unde este separat într-un gaz rezidual format, îndeosebi, dintr-o parte mai mare de gaz necondensabil și un condensabil și un condensat format mai ales din clor. Condensatul este trecut la partea superioară a unei coloane de stripare 2a. în timp ce coboară prin coloana 2a, condensatul este pus în contact cu vapori de clor produși de un refierbător 5a astfel, încît bioxidul de carbon și gazul necondensabil dizolvat în condensat sînt lăsați să se evapore. Clorul este colectat la partea inferioară a coloanei de stripare 2a în stare lichidă de mare puritate și apoi este evacuat printr- o conductă 23. Puritatea clorului obținut printr-o astfel de operație este de obicei de 99% în volum sau mai mare.

. Bioxidul de carbon și gazul necondensabil care s-au evaporat din condensat sînt colectați la partea superioară a coloanei de stripare 2a și apoi printr-o conductă 24 și întîlnesc gazul rezidual evacuat din separatorul 4a printr-o conductă 21.

Cel puțin o parte din gazul mixt astfel întîlnit este trecut la o coloană de absorbție 15 printr-o conductă 25. Din gazul mixt ce se găsește în coloana de absorbție 2a, aproape întreaga cantitate de clor și porțiuni din bioxidul de carbon și gazul necondensabil sînt absorbiți într-un solvent alimentat printr-un traseu 16 ce coboară de la partea superioară a coloanei 15. în consecință, gazul mixt se poate converti într-un efluent gazos, ce se evacuează printr-un traseu 27 care este compus din bioxid de carbon și gaz necondensabil și conține nu mai mult de 1% în volum clor.

Solventul cu conținut de clor, bioxid de carbon și gaz necondensabil absorbit în acesta, este evacuat pe la partea inferioară a coloanei 15 printr-un traseu 28 și este trecut cu ajutorul unei pompe 18 la un schimbător de căldură 3a. După preîncălzire, prin schimbătorul de căldură 3a, solventul este trecut la o coloană de distilare 17.

Solventul· ce se găsește în coloana de distilare 17 este adus la fierbere de un fierbător 5b condensat printr-un condensator 14a separator 4b și distilat fiind recirculat printr-o conductă de reflux 29 la coloana de distilare 17 astfel, încît gazele absorbite sînt evaporate pentru a. separa un gaz recuperat compus îndeosebi din clor.

Un solvent cu o concentrație în clor nu mai mare decît 5000 ppm în greutate de preferință nu mai mare decît 500 ppm în greutate este evacuat printrun traseu 30 pe la partea inferioară a coloanei 17 și este trecut apoi cu ajutorul unei pompe 18a la schimbătorul de căldură 3a. După ce căldura este îndepărtată din solvent, prin schimbătorul de căldură 3a, pentru completarea pierderii, se adaugă un supliment de solvent printr-un traseu 31 de solvent. Apoi solventul este răcit, prin răcitorul 13a și este readus la coloana de absorbție 15.

Gazul evacuat din coloana de absorbție 15, compus din bioxid de carbon și gaz necondensabil și conținînd nu mai mult decît 1% în volum clor, este introdus printr-un traseu 32, la partea inferioară a unei coloane de absorbție 15a, în care gazul de evacuat, prin traseele 27 și 32, este spălat cu un lichid de spălare, alimentat printr-un traseu 33, recirculat de la partea superioară a coloanei 15a, cu ajutorul unei pompe 18b. Lichidul de spălare este o soluție sau o suspensie apoasă, cum este descris mai sus, conține un sulfit de metal alcalin și/sau un sulfit de metal alcalino-pămîntos, sau un sulfit de metal alcalin și/sau un sulfit de metal alcalino-pămîntos, împreună cu un hidroxid de metal alcalin și/sau un hidroxid de metal alcalinopămîntos și are un pH controlat, în în103830

22 tervalul 1,9...6,3. Lichidul de spălare este diluat cu apă, la o concentrație dorită și este recirculat, controlîndu-se />H-ul său și menținînd debitul de curgere constantă, cu ajutorul unul dispozitiv de preaplin 34.

După tratament, un efluent gazos este evacuat printr-un traseu 35, din efluent, clorul gazos a fost îndepărtat prin absorbție în lichidul de spălare și efluentul este lăsat să iasă din sistem. Lichidul de spălare se prepară aii raentînd apa, printr-un traseu 39 și o soluție apoasă de sulfit de sodiu, preparată într-un vas 36 din care este trecută într-un dozator 37 și traseu] 38 prin intermediul pompei 18b, în traseul de ali.mentare 33.

Exemplul 5. în acest exemplu, se prezintă instalația conform schemei de flux tehnologic, din fig.1

Caracteristicile coloanei de stripare 2, ale schimbătorului de căldură 3 și ale separatorului 4 sînt următoarele:

Coloană de stripare 2

Material: SU5316L

Dimensiunile coloanei: 50 mm0x ,1000 mm, înălțime

Dimensiunile părții combinate: 50 mm 0 x 385 mm, înălțime

Material de combinație

Puterea fierbătorului 5: încălzitor electric 1,0 KW max.

Schimbător de căldură 3

Material: SUS 316L

Suprafața transfer de căldură: l,5m²

Separator 4

Material: SUS 316L

Capacitate: 3,5 1

Un amestec gazos, compus din 50% în volum clor, 15% în volum bioxid de carbon, 10% în volum azot și 25% î^ volum oxigen, se comprimă la 7 kg/cm .G printr-un compresor 1 și se alimentează cu un debit de curgere de 1,50 kg-mol/h, prin schimbătorul de căldură 3, fapt prin care amestecul gazos se răcește la -24°C. După răcire, prin schimbătorul de căldură 3, ameste cul gazos este trecut la separatorul 4 astfel, încît el se separă într-un gaz și un lichid. Lichidul este lăsat să coboare prin coloana de stripare 2. Cantitatea de 5 energie trecută prin încălzitorul electric 5 se controlează în așa fel, încît partea de fierbător a coloanei de stripare 2 se menține la 25°C, cu ajutorul încălzitorului electric. Clorul lichid se eva10 cuează continuu, menținîndu-se constant nivelul de clor lichid, în fierbătorul 5.

După ce aparatura a atins un stadiu constant, temperatura părții superioare 15 a coloanei de stripare 2 ajunge la -8°C, temperatura fierbătorului ajunge la 25°C și presiunea în zona de vîrf este de 7,0 kg/cm « G. în acest moment, clorul se separă cu un debit de 0,30 kgmol/h 20 de la partea inferioară a coloanei de stripare 2 avînd puritatea de 99,2% în volum.

Exemplul 6. Folosindu-se instalația descrisă în exemplul 5, un amestec 25 gazos constituit din 39% în volum clor, 13% în volum bioxid de carbon, 9% în volum azot și 39% îți volum oxigen ce emprimă Ia 10 kg/cm~.G în compresorul și apoi se trece cu un debit de curgere 30 de 1,050 kgmol/h prin schimbătorul de căldură 3, cînd amestecul gazos se răcește la-40°C.

După răcire, prin schimbătorul de căldură 3, amestecul gazos se trece prin 35 separatorul 4 astfel, încăt se separă întrun gaz și un lichid. Lichidul singur este lăsat să coboare prin coloana de stripare , 2. Cantitatea de energie adusă la încalzi• torul electric 5 se controlează în. așa fel, 40 încît partea de fierbător 5 a coloanei de stripare 2 se menține la 37 C, prin intermediul încălzitorului electric 5. Clorul lichid evacuează continuu menținînduse constant, nivelul de clor lichid în 45 fierbătorul 5.

După ce aparatura a atins un stadiu constant de funcționare, temperatura părții superioare a coloanei de stripare este de - 12°C, temperatura refierbăto50 rului este de 37°C și presiunea la vîrf este de 10 kg/cm . G. în acest moment, clorul se obține cu un debit de 0,35 kgmol/h de la partea inferioară a coloanei de stripare 2 și puritatea sa este de 99,2% în volum.

Exemplul 7. Se utilizează aparatura prezentată în exemplul, se supune tratării unui amestec gazos constituit, din 10% în volum clor, 17% în volum bioxid de carbon, 30% în volum azot și 43% în volum oxigen, care se comprimă la 12 kg/cm .G prin compresorul 1 și apoi este alimentat cu un debit de curgere de 1,050 kgmol/h prin schimbătorul de căldură 3, unde amestecul gazos se răcește la -40°C.

După răcire, în schimbătorul de căldură 3, amestecul gazos este trecut în separatorul 4 în așa fel, încît se separă într-un gaz și un lichid. Lichidul este lăsat să circule descendent, prin coloana de stripare 2. Cantitatea de energie adusă la încălzitorul electric 5 se controlează în așa fel, încît partea fierbătorului coloanei de stripare 2 să se mențină la 45°C. Clorul lichid separat se evacuează continuu, menținîhdu-se constant nivelul de clor lichid în zona fierbătorului 5.

După ce aparatura a atins un stadiu constant, temperatura părții superioare a coloanei de stripare 2 este de -8°C, temperatura fierbătorului 5 este 45°C și presiunea la partea superioară este de 12 kg/cm-G. Clonii se separă cu un debit de 0,04 kgmol/h de la partea inferioară a coloanei de stripare 2 și puritatea sa este de 99,2% în volum.

Pentru comparație, s-a folosit, schema de flux tehnologic reprezentată pe fig.6, cu care se execută o operație folosind coloana de stripare 2b · și schimbătonil de căldură 3b, folosit și în exemplul 1. Trebuie precizat că coloana de stripare 2b este modificată pentru a se obține un amestec gazos de la partea inferioară în loc de partea superioară. Un amestec gazos constituit din 50% în volum clor, 15% în volum bioxid de carbon, 10% în volum azot și 25% în volum.oxigen alimentat printr-un traseu 40 se comprimă la 7 kg/cni -G într-un compresor lb și apoi se trece cu un debit de alimentare de 0,24 kgmol/h la partea inferioară a coloanei de stripare 2b. Temperatura gazului de ieșire se controlează la -24°C, printr-un schimbător de căldură 3b. Cantitatea de energie adusă la un încălzitor electric 5c se controlează în așa fel, încît partea de fîerbător a coloanei de stripare 2b se menține la 18°C prin intermediul încălzitorului 5. Clorul lichid se evacuează continuu, meilținîndu-se constant nivelul de clor lichid în fierbătorol 5c.

După ce aparatura a atins un stadiu constant, temperatura la ieșirea gazului din schimbătorul de căldură 3 b printrun traseu 41 este de -24°C, temperatura fierbătorului 5c, este de 18,4°C și presiunea Ia partea superioară de 7 kg/cm G. Clorul se evacuează din sistem printr-un traseu 42 de 0,09 kgmol/h de la partea inferioară a coloanei de stripare 2b și puritatea ce este 99,0% în volum.

Cu o aparatură folosită în încercarea comparativă de mai sus, se execută un test similar, cu excepția faptului că rata de alimentare a gazului la partea inferioară a coloanei de stripare se schimbă la 0,60 kgmol/h. Este însă im- _rposibil ca instalația să funcționeze cons- tant, deoarece temperaturile gazelor la intrarea și ieșirea din schimbătorul de căldură variază și sînt instabile. Rezultă deci că operația nu se poate realiza, dacă se mărește capacitatea de tratare în procesul obișnuit.

Exemplul 8. S-a utilizat instalația din fig.2, în care se alimentează un amestec gazos compus din 38,9% în Volum clor, 12,9% în volum bioxid de carbon și 48,2% în volum azot plus oxigen. După ce presiunea de comprimare a compresorului la și temperatura de răcire și de lichefiere condensatorului 14 ajung la 7 kg/cm-G și respectiv -24°C, 27,3% din amestecul gazos, anume 67,5% clor în amestecul gazos se condensează. Condensatul se trece la partea superioară a coloanei de stripare 2ă. Această coloană de stripare 2a funcționează controlînd presiunea sa de vîrf și temperatura la baza care este de 7 kg/cm -G și respectiv 25,4°C, obținîndu-se astfel clor lichid conținînd 99,5% clor.

Gazul distilat de la partea superioară a coloanei de stripare 2a conține 18,6% în volum clor, 17,1% în volum bioxid de carbon și 64,3% în volum azot plus oxigen. Tetraclorură de carbon în cantitate de 3,6 ori în greutate gazul de alimentare la coloana de absorbție 15 se răcește la -15°C și se folosește ca un solvent absorbant. Coloana de absorbție 15 se lasă să funcționeze, mentinîndu-se presiunea de vîrf de 7 kg/cm -G. Compoziția unui gaz efluent de la partea superioară a coloanei de absorbție 15 este de 47 ppm în volum clor, 19,7 % în volum bioxid de carbon, 80,1% în volum azot plus oxigen, 0,2% în volum tetraclorură de carbon.

Tetraclorură de carbon cu clorul absorbit în ea se trece cu ajutorul pompei 18 de la partea inferioară la coloana de distilare 18. Coloana de distilare 18 funcționează la o presiune la vîrf de 1,3 kg/cm -G, o temperatură în condensator de -15°C și o temperatură de fund de 105,6°C. Compoziția gazului recuperat de la partea superioară a coloanei de distilare 18 este de 89,4% în volum clor, 7,3% în volum bioxid de carbon, 3,3% în volum azot plus oxigen și 500 ppm în volum tetraclorură de carbon. Concentrația clorului în solvent este de 5 ppm în greutate.

Randamentul de recuperare a clorului este de 99,99%.

Exemplul 9. în instalația descrisă în exemplul 8, se introduce un amestec gazos compus din 25% în volum clor, 11 % în volum bioxid de carbon și 64% în volum azot plus oxigen. După ce presiunea de comprimare și temperatura de răcire și de lichefiere ating 9 kg/cm²/G și respectiv -37°C, 20% din amestecul gazos, anume 71% din clor se condensează.

z Apoi condensatul este trecut în coloana de stripare 2a. Coloana de stripare 2a funcționează controlîndu-se presiunea sa la vîrful acesteia și temperatura la bază care trebuie să fie de la 9 kg/cm²-G și respectiv 28,9°C, obținîndu-se clor lichid conținînd 96,3% clor. în continuare, gazul care se introduce în coloana de absorbție 15 este compus din 9,9% în volum clor, 12,9% în volum bioxid de carbon și 77,2% în volum azot plus oxigen se alimentează tetraclorură de carbon în cantitate de 4,1 ori în greutate față de gazul introdus la coloana de absorbție 15 se răcește la -17°C și se folosește ca solvent absorbant. Coloana de absorbție 15 funcționează menținîndu-se presiunea de vârf la 9 kg/cm -G. Compoziția efluentului evacuat, pe la partea superioară a coloanei de absorbție 15 este de 16 ppm în volum clor, 12,4% în volum bioxid de carbon, 87,4% în volum azot plus oxigen, 0,2% în volum tetraclorură de carbon. Pe de alia parte, solventul absorbant se trece cn ajutorul unei pompe 18 de la partea inferioară a coloanei de absorbție 15 în coloana de distilare 17. Coloana de distilare 17 funcționează la o presiune de vîrf de 3,5 kg/cm“ G, o temperatură de condensator de 2°C și o temperatură la bază de 132,9°C. Compoziția gazului distilat pe la partea superioară a coloanei de distilare 17 este de 75,7 % în volum clor, 15,8% în volum bioxid de carbon, 8,5% în volum azot plus oxigen și 480 ppm în volum tetraclorură de carbon. Concentrația clorului în solvent, este de 56 ppm în greutate. Randamentul de recuperare a clorului este de 99,99%.

Exemplul 10. într-un balon în care se găsește 1 1 soluție apoasă 10% în greutate sulfit de sodiu, echipat cu un tub de preaplin, deschis la capătul inferior al acestuia, se alsă să barboteze un amestec de 1 1/min bioxid de carbon gazos și 100 ml/min clor gazos,

28 însumîndu-se variațiile pH. La început, gazul este absorbit în toatlitate /?H-uI scade, dacă se continuă suflarea. După ce pH-ul scade la 6 și mai puțin, o parte din gaz trece prin acesta. După ce /?H-ul ajunge la 4, se introduce noua cantitate de soluție apoasă 10% de sulfit, cu un debit de 15,7 ml/min menținîndu-se pHul la 4. în stadiul de mai sus, gazul trece fără absorbție în soluție și se lasă să înainteze printr-un mijloc uzual, într-o soluție de iodură de potasiu N/2 și apoi în condiții similare, printr-o soluție de hidroxid de sodiu N/2. Aceste soluții se tritează cu tiosuflat de sodiu N/10, folosind o soluție apoasă de amidon, ca indicator, iar nivelele de clor în fazele intermediare se determină prin titrare. Concentrația clorului în gazul de efluent rezultat nu este mai mare de 1 ppm în volum.

De asemenea, acidul carbonic absorbit în soluția de iodură de potasiu N/2 și cel absorbit în soluția de NaOH N/2 se titrează respectiv cu hidroxid de sodiu N/10 și acid clorhidric N/10 folosind ca indicator metiloranj. Ca rezultat se confirmă faptul că bioxidul de carbon insuflat nu este absorbit în totalitate și este lăsat să treacă în mare măsură prin flacon.

Exemplul 11. Se introduce într-un reactor similar celui din exemplul 10, o soluție apoasă care conține 8,6% în greutate sulfit de sodiu și 1,4% în greutate NaOH. în mod similar, 11/min bioxid de carbon gazos și 100 cm/min clor gazos se amestecă și se introduce îh reactor. După ce /?H-ul ajunge la 4, cantitatea prestabilită dintr-o soluție apoasă de aceeași compoziție ca și soluția de alimentare alimentează cu un randament ml/min menținîndu-se pH-ul la 4. Gazul evacuat prin balon, în starea de mai sus, se analizează în condițiile preconizate în exemplul 10. Ca rezultat, se confirmă faptul că nivelul de clor nu este mai mare decît 1 ppm în volum și bioxidul de carbon se regăsește în totalitate.

Exemplul 12. Folosindu-se instalația schematică din fig.4, un amestec gazos conținînd 30% în volum bioxid de carbon gazos 70% în volum azot plus oxigen și 1000 ppm în volum clor gazos se alimentează cu un debit de 500 Nm /h, de la partea inferioară a coloanei de absorbție 15a. Coloana de absorbție 15a are un diametru de 0,8 m și este încărcată cu inele Rachig de la o înălțime de 2,2 m. Amestecul gazos se spală cu un lichid absorbant 15a, recirculat cu 10 m' /h, pe la partea superioară a coloanei 15a, conținînd 10% în greutate sulfit de sodiu și adăugîndu-se apă cu un debit de 278 kg/h. în același timp, nivelul lichidului se menține constant, cu ajutorul unei conducte de preaplin 34. Se preia o probă de gaz tratat, evacuat din coloana 15a pe la partea superioară a acesteia. Ca rezultat al absorbției și analizei cu soluția apoasă de iodură de potasiu N/10, se identifică în nivelul de clor de 1 ppm în volum sau mai puțin.

Exemplul 13. în acest exemplu sa folosit instalația reprezentată schematic pe fig.5, în care se alimentează un amestec gazos compus din 38,9% în volum clor, 12,9% în volum bioxid de carbon și 48,2% în volum azot plus oxigen. După ce presiunea de comprimare a compresorului la și temperatura de răcire și de lichefiere a condensatorului 14 ajung la 7 kg/cm²/G și respectiv -24°G, 27,3% din amestecul gazos, și anume 67,5% clor din amestecul gazos se condensează. Condensatul se trece singur la partea superioară a coloanei de stripare 2 a. Coloana de stripare 2a funcționează controlîhdu-se presiunea sa de vîrf și temperatura de la bază la 7 kg/cm²G și respectiv 25,4°C obținînduse astfel clor lichid 99,5% puritate.

La partea superioară a coloanei de stripare 2a se elimină un gaz ce conține

18,6% în volum clor, 17,1% în volum bioxid de carbon și 64,3 % în volum azot plus oxigen, care se introduce în coloana de absorbție 18 în care se alimen50

30 tează și tetraclorură de carbon în cantitate de 3,6_f ori în greutate față de gazul de alimentare la coloana de absorbție 15 și care se răcește la -15°C, fiind folosită ca solvent absorbant. Coloana de absorbție 15 funcționează menȚinîndu-se presiunea de vîrf la 7 kg/cm~-G. Compoziția gazului efluent de la partea superioară a coloanei de absorbție 15 este de 47 ppm în volum clor 19,7% în volum bioxid de carbon, 80,1% în volum azot plus oxigen 0,2% în volum tetraclorură de carbon.

Tetraclorură de carbon împreună cu clorul absorbit se trece cu ajutorul pompei 18 de la partea inferioară a acesteia în coloana de distilare 17. Coloana de distilare 17 funcționează cu o presiune de vîrf de 1,3 kg/cm²-G, o temperatură de condensator de -15°C și o temperatură la bază de 105,6°C. Compoziția gazului recuperat de la partea superioară a coloanei de distilare 17 este de 89,4% în volum clor, 7,3% în volum bioxid dc carbon, 3,3% în volum azot plus oxigen și 500 ppm în volum tetraclorură de carbon. Concentrația clorului în solvent este de 5 ppm în greutate. Randamentul de recuperare a clorului este de 99,99%.

Amestecul gazos evacuat de la partea superioară a coloanei de absorbție 15 este constituit din 47 ppm în volum clor 19,7% în volum bioxid de carbon, 80,1% în volum azot plus oxigen și 0,2% în volum tetraclorură de carbon. Acest amestec se introduce în coloana de spălare 16a pentru îndepărtarea clorului. Amestecul gazos se introduce pe la bază în timp ce lichidul absorbant recirculat coboară de la partea superioară. în consecință, clorul din amestecul gazos este absorbit.

Ca lichid absorbant se folosește o soluție apoasa conținînd 10% în greutate sulfit de sodiu care circulă descendent menținînd pH-ul său la 4,2.

Lichidul absorbant se aduce în contact cu amestecul gazos și se absoarbe clorul. Concentrația de clor în gazul eva10 cuat pe la partea superioară a coloanei 15a nu este mai mare de 1 ppm în volum.

Din cele prezentate în exemple, rezultă că un obiectiv al invenției de față este un procedeu pentru separarea și decuparea clorului dintr-un amestec gazos cupfinzînd clor, bioxid de carbon și gaz necondensabil și, în mod specific, pentru recuperarea clorului, în totalitate, din amestecul gazos, prevăzîndu-se posibilitatea tratării oricărei cantități de clor remanent în gazul rezidual pentru a permite evacuarea gazului rezidual în atmosferă.

Procedeul conform invenției realizează separarea și recuperarea clorului dintr-un amestec gazos, cuprinzînd clor, bioxid de carbon și gaz necondensabil. Procedeul constă în comprimarea și răcirea amestecului gazos, separîndu-se astfel din amestecul gazos un gaz rezidual format, îndeosebi, dintr-o cantitate mai mare de gaz necondensabil și un condensat format în primul rînd din clor, care este trecut într-o coloană de stripare pentru desorbția bioxidului de carbon și a unei cantități mai mici de gaz necondensabil dizolvat în condensat.

Procedeul conform invenției cuprinde următoarele faze: (1) comprimarea amestecului gazos și apoi răcirea și lichefierea acestuia, pentru a separa un gaz rezidual, format îndeosebi dintr-o cantitate mai mare dintr-un gaz necondensabil și un condensat format. îndeosebi din clor;

(ii) trecerea condensatului printro coloană de stripare, pentru desorbția bioxidului de carbon șî a unei cantități mai mici de gaz necondensabil, dizolvat în condensat, separînd și recuperînd clorul prin aceasta;

(iii) amestecarea gazului stripat, care a evacuat pe la partea superioară a coloanei de stripare și care este format îndeosebi din clor și din oxid de carbon, cu gazul rezidual de la faza (i);

(iv) alimentarea, cel puțin, a unei părți din gazul mixt într-o coloană de

32 absorbție care folosește o hidrocarbură halogenată ca solvent astfel, încît mare parte din clorul remanent este absorbită pentru reducerea conținutului de clor, de preferință, la 1% în volum sau mai 5 puțin, efluentul ce se evacuează fiind format din bioxid de carbon și gaz necondensabil;

(v) trecerea solventului cu clor absorbit, într-o coloană de distilare pentru 10 separarea clorului din hidrocarbura halogenată.

O altă alternativă a invenției de față se referă la trecerea unei soluții sau a unei suspensii apoase conținînd un 15 sulfit de metal alcalin și/sau a unui sulfit de metal alcalino-pămîntos, și spălarea amestecului gazos cu soluția sau suspensia, controlîndu- se ca /»H-ul soluției sau al suspensiei să se mențină în inter- 20 valul de 1,9...6,3, fapt prin care clorul este îndepărtat din amestecul gazos.

Rezultă deci că procedeul conform invenției de față prevede un amestec gazos cuprinzînd clor, bioxid de 25 carbon și gaz necondensabil să fie răcit, și lichefiat pentru separarea mai întîi a gazului necondensat. După trecerea condensatului printr-o coloană de stripare, el este distilat pentru recuperarea 30 clorului. în continuare, devine posibilă reducerea sarcinii coloanei de stripare, putîndu-se astfel reduce diametrul coloanei de stripare, în mod semnificativ, în comparație cu coloana de stripare fo- 35 losită în procedeele cunoscute, ca urmare se poate reduce volumul investițiilor.

Procedeul conform invenției prevede o etapă de recuperare a clorului, folosind un solvent constituit din hidro- 40 carburi halogenate, conținut într-un gaz supus tratării se poate recupera sub forma de clor de mare puritate.

Prin procedeul conform invenției, se poate îndepărta clorul dintr-un gaz 45 care conține bioxid de carbon și clor.

Dacă un gaz de efluent este compus din bioxid de carbon și gaz necondensabil și conține clor în concentrație de 1 % în greutate, sau mai puțin, acesta se poate 50 trata prin procedeul conform invenției.

Invenția de față prezintă următoarele avantaje:

- se poate separa și recupera, practic total, clorul din amestecul gazos cu conținut de 10...60% clor de diverse proveniențe;

- procedeul este eficient și nepoluant;

- procedeul nu necesită, pentru aplicare, consumuri ridicate de energie pentru comprimare, răcire sau încălzire.

Claims

Revendicări

1... 10 kg/cni, urmată de răcirea vaporilor evacuați din faza de distilare, urmată de răcire pentru separarea solventului condensat de vaporii de clor, care se recirculă în prima fază de comprimare.

1. Procedeu de separare și recuperare a clorului dintr-un amestec gazos cu conținut de 10...60% clor și în rest de bioxid de carbon și constituenți necondensabili, prin comprimare și răcire, pentru separarea, prin condensare, a clorului brut de restul efluentului gazos, după care clorul brut, condensat, se poate supune unui tratament de stripare, pentru desorbția gazelor antrenate și evacuare din sistem, în formă înalt purificată, iar efluentul gazos, menționat, după amestecarea cu gazele reziduale din faza de stripare, ce antrenează și vapori de clor generați în aceasta, se poate prelucra în continuare, pentru reținerea cantităților de clor antrenate, prin absorbție în hidrocarburi clorurate, alese între cloroform și tetraclorură de carbon, urmată de o eventuală spălare a efluentului gazos, rezultat după absorbție, în care conținutul de clor s-a redus la circa 1% în volume, cu soluție sau suspensie de sulfiți alcalini și/sau sulfîți alcalino-pămîntoși eventual preamestecați cu hidroxizi alcalini și/sau hidroxizi alcalino-pămîntoși, caracterizat prin aceea că, în scopul asigurării posibilității reținerii totale a clorului din amestecul gazos supus tratării, realizează comprimarea amestecului gazos, inițial cu conținut de clor la presiunea de 3...15 kg/cm și de preferință 5...12 kg/cm², urmată de răcire între -10°C și -50° C și de preferință între -20 și -40°C,

33 34 pentru separarea prin condensare a clorului de restul efluentului gazos după care, atît condenstul, cît și efluentul gazos pot fi prelucrați în continuare, pentru evacuare din sistem în formă purificată.

2. Procedeu conform revendicării 1, caracterizat prin aceea că, în scopul purificării clorului brut condensat în prima fază de răcire, realizează trecerea condensatului în flux descendent, printr-o coloană de stripare, menținută la presiunea de comprimare inițială a amestecului și avînd mijloace pentru menținerea, la bază, a temperaturii de

2O...45°C necesară fierberii condensatului și desorbției gazelor dizolvate și respectiv evacuării clorului condensat pe la baza coloanei în formă de înaltă puritate.

3. Procedeu conform revendicării 1, caracterizat prin aceea că, în scopul recuperării clorului din efluentul gazos, realizează contactarea în contracurent a amestecului gazos, constituit din efluentul gazos separat în prima fază de răcire și din efluentul gazos, rezultat în faza de stripare, cu un solvent uzual prestabilit de absorbție a clorului, menținut în intervalul de - 2O...O°C și alimentat în coloana de absorbție în cantitate de 2...100 și de preferință de 3...30 ori în greutate mai mare, față de canti- tatea de amestec gazos supusă tratării, după care solventul încărcat cu qlor se prelucrează pentru separarea clorului și recirculare, iar efluentul gazos rezultat după purificare în faza de absorbție, se poate purifica în continuare prin spălare de ultimele cantități de clor conținute.

4. Procedeu conform revendicărilor 1 și 3, caracterizat prin aceea că, în scopul prelucrării solventului încrăcat cu clorul absorbit, realizează distilarea cu reflux a acestuia, într-o coloană de distilare menținută la presiunea de 0,1...^.5 kg/nn și de preferință

5. Procedeu conform revendicărilor 1 și 3, caracterizat prin aceea că, în scopul spălării, realizează contactarea efluentului gazos evacuat din faza de absorbție, în int ervalul de temperaturi de O...7O°C, cu soluție sau suspensie de sulfit. alcalin și/sau sulfit alcalinopămîntos eventual preamestecat cu hidroxid alcalin șî/sau alcalino-pămîntosi raport molar de maximum 1:2 și avînd concentrația continuu reglată pentru menținerea pe parcursul fazei de contact pentru spălare-absorbție a pH cuprins între 1,9...6,3.