WO2012113516A1 - Verfahren zur beseitigung von n2o und nox aus dem prozess zur salpetersäureherstellung und dafür geeignete anlage - Google Patents

Verfahren zur beseitigung von n2o und nox aus dem prozess zur salpetersäureherstellung und dafür geeignete anlage Download PDF

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Rolf Siefert
Jürgen Fuchs
Klaus Ruthardt
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Definitions

  • the invention relates to a method for the removal of N2O and ⁇ from the process for nitric acid production, as well as a suitable system for carrying out this method.
  • nitric acid is carried out on an industrial scale in general by the Ostwald process by catalytic oxidation of ammonia (NH 3 ) to Pt / Rh catalysts.
  • NH 3 is selectively oxidized to nitric oxide (NO), which is then oxidized in the course of the further process to nitrogen dioxide (NO 2 ) and finally reacted with water in an absorption tower to nitric acid.
  • NO 2 nitrogen dioxide
  • the Pt / Rh catalysts are designed as thin nets and clamped in a burner over a wide area.
  • the networks are traversed by a gas mixture of typically about 8 -12 vol% ammonia and air, wherein the networks set by the exothermic reaction of a temperature of about 850-950 ° C.
  • CONFIRMATION COPY Depending on the oxidation conditions, ie the prevailing pressure, temperature and flow velocity of the NH 3 combustion and the type and state of aging of the Pt / Rh network catalysts, typically about 4 to 15 kg of N 2 O per ton of HNO 3 are formed. This results in the process gas typical N 2 O concentrations of about 500 to 2000 ppmv.
  • the formed N 2 O is not absorbed when the process gas is introduced into the absorption tower and thus enters the tail gas of HNO 3 production. Since the DeNO x stages installed here also reduce the residual content of NO and NO 2
  • the atmosphere For example, the residual gas of a nitric acid plant, in which the NH3 oxidation is carried out at medium pressure (about 4 - 5 bar abs), an average of about 1,000 ppmv N 2 O, which is an N 2 O concentration in the process gas after the Nhh oxidation of about 830 ppmv.
  • NO and NO 2 have long been known as compounds with ecotoxic relevance (acid rain, smog formation) and worldwide limits for ⁇ emissions as well as technical measures for their reduction have been established, nitrous oxide has been in the focus of environmental protection only in the last decade, since this is not in
  • N2O requires only a small catalytic activation to its decomposition.
  • the aim of a secondary measure is to achieve the highest possible degree of degradation of N2O.
  • N 2 O degradation> 80%, often> 90% is achieved.
  • a disadvantage of the secondary measures is that due to the limited space below the catalyst networks to achieve high rates of degradation of N 2 0 a correspondingly finely divided catalyst must be used with high geometric surface. This is associated with a correspondingly high pressure loss, which is ultimately reflected in a reduced production capacity of the HNO3 plant.
  • SCR catalysts based Ti0 2 / V 2 0 5 are used (see, for example G. ErtI, H. Knoetzinger J.
  • Residual gas in combination with a secondary measure ie operated with a N 2 0 elimination in the process gas.
  • the N 2 O and ⁇ containing gas is first mixed with ammonia as a reducing agent for ⁇ and additionally with hydrocarbons or carbon monoxide and / or hydrogen as a reducing agent for N 2 O and then to decompose N 2 O and NO x passed in each case by reduction at a temperature of less than 450 ° C loaded with iron zeolites.
  • Condition for the effective reduction of the N 2 O in This procedure is a complete NO x reduction.
  • the elimination of N 2 0 in the residual gas of HN0 3 production is referred to as tertiary measure.
  • NH 3 is a very (eco) toxic compound, this is an extremely undesirable effect.
  • NH 3 slip in the presence of residual NO x can lead to the formation of ammonium nitrate, which can deposit in cooler parts of the system. This is to be avoided under safety aspects in each case, since ammonium nitrate is an explosive substance.
  • the object of the present invention is thus to provide a method and a system suitable for this purpose, which in the combination of a
  • the object is achieved by a process for the preparation of nitric acid by catalytic oxidation of NH 3 with oxygen and subsequent reaction of the formed ⁇ with an absorbent, preferably with water, in one
  • Absorption tower comprising a catalyst bed for N 2 0 decomposition, which in
  • Process gas that is arranged in the flow direction after the catalytic NH 3 oxidation and before the absorption tower and a catalyst bed for ⁇ reduction and further N 2 0 reduction, which is arranged in the residual gas, ie in the flow direction after the absorption tower, wherein in the im Process gas disposed catalyst bed for N 2 0 decomposition is reduced so much N 2 0 degradation that before the entry of the residual gas into the catalyst bed for NO x reduction of N 2 0 content> 100 ppmv, preferably> 200 ppmv, particularly preferably > 300 ppmv, and very particularly preferably> 300 to 1000 ppmv, and a molar N 2 O / NO x ratio of> 0.25, preferably> 0.5, results, and
  • the catalyst bed arranged in the residual gas for NO x reduction and further N 2 0 reduction contains at least one iron-loaded zeolite catalyst
  • an N 2 0 concentration of ⁇ 200 ppmv, preferably ⁇ 00 ppmv, more preferably ⁇ 50 ppmv, most preferably ⁇ 30 ppmv and most preferably ⁇ 30 to 0 ppmv results.
  • the aforementioned N 2 0 degradation in the catalyst bed of the process gas to resulting residual concentrations of> 100 ppmv, preferably> 200 ppmv N 2 0, more preferably> 300 ppmv and most preferably> 300 to 1000 ppmv N 2 0 denotes the residual gas concentration directly before Entry into the absorption tower downstream catalyst bed for ⁇ reduction.
  • Process gas is arranged, a reduction of the N 2 0 content to values of> 83 ppmv, preferably> 165 ppmv N 2 0, more preferably> 250 ppmv and most preferably> 250 to 1200 ppmv N 2 0 are achieved, if no further Reduction of the N 2 0 content by any of the catalyst bed for ⁇ -reduction in the residual gas upstream measures or reaction steps takes place.
  • the targeted adjustment of the N 2 0 degradation in the catalyst bed of the process gas (secondary catalyst) is achieved by variations in the layer thickness or bed height of the catalyst bed and / or the selection of the catalyst material and / or the selection of the geometry of the catalyst material.
  • materials such as these are known per se for the high-temperature decomposition of N 2 O can be used as catalyst materials.
  • the catalysts In order to work permanently at the required high temperatures of typically between 800 ° C and 1000 ° C, the catalysts must have a high Have temperature stability. Therefore, for example, high-temperature-resistant ceramic catalysts which contain a high-temperature-resistant ceramic material which itself may have catalytic properties and / or serves as a carrier for one or more active components are particularly suitable.
  • the catalytically active component can be homogeneously distributed in the ceramic matrix or present as a superficially applied layer.
  • Suitable as active components are precious metals, for example the platinum group, in particular transition metal oxides and / or transition metal-containing mixed oxides, preferably those with a perovskite structure, with a perovskite-like structure or with a spinel structure, as described, for example, in (N. Gunasekaran et al., Catal. (1995), 34 (3,4), pp. 373-382).
  • the use of cobalt-containing oxides or mixed oxides, such as Co 3 O 4 or LaCoO 3 is particularly advantageous. Particular preference is given to catalysts with a porous support
  • the catalyst materials can be used as shaped bodies of any size and geometry by shaping processes known in ceramic processing, such as
  • Dry pressing, granulating or extruding be designed.
  • the shape and size or the equivalent diameter of the shaped body is selected so that the desired N 2 O degradation is achieved with the chosen amount of catalyst with the lowest possible pressure loss of the catalyst bed or packing.
  • Preferred geometries of the shaped bodies are cylinders, hollow cylinders, multi-hole cylinders, perforated and unperforated tri- or poly-loops or honeycomb structures.
  • the lower limit of the equivalent diameter of the shaped catalyst bodies is according to the invention typically> 1.5 mm, preferably> 3 mm and in particular> 5 mm and the upper limit of the equivalent diameter is typically ⁇ 20 mm, preferably ⁇ 15 mm and in particular ⁇ 10 mm.
  • the equivalent diameter of a body or a particle is the diameter of a sphere with the same volume to surface ratio as the particle. He is through the formula
  • the pressure loss over the bed or packing of the catalyst bodies is generally ⁇ 30 mbar, preferably ⁇ 25 mbar, more preferably ⁇ 20 mbar, very particularly preferably ⁇ 15 mbar, in particular ⁇ 10 mbar.
  • the stool or packing height of the catalyst bed of the process gas is generally ⁇ 30 mbar, preferably ⁇ 25 mbar, more preferably ⁇ 20 mbar, very particularly preferably ⁇ 15 mbar, in particular ⁇ 10 mbar.
  • (Secondary catalyst) is usually 3-30 cm, preferably 5-20 cm, particularly preferably 10-20 cm.
  • the process gas After flowing through the secondary catalyst and subsequent cooling, the process gas is passed into the absorption tower of the HNO3 plant.
  • the formed ⁇ is reacted with H 2 O to nitric acid and there remains a so-called.
  • Residual gas which depends on the dimensions of the absorption tower and prevailing pressure and
  • Temperature at the outlet of the absorption tower has a residual content of about 200 - 2000 ppmv ⁇ and an N 2 O content of> 100 ppmv, preferably of> 200 ppmv, more preferably of> 300 ppmv and most preferably of> 300 to 1000 ppmv , After gradual heating of the residual gas, this is then passed to ⁇ -reduction and further reduction of N 2 0 through a catalyst bed containing at least one iron-loaded zeolite catalyst.
  • the residual gas to ⁇ - reduction before entering an amount of NH 3 is added to the catalyst bed, that at the outlet of the catalyst bed an NO x concentration of ⁇ 40ppmv, preferably ⁇ 20 ppmv, more preferably ⁇ 10 ppmv, most preferably ⁇ 5 ppmv, in particular ⁇ 3 ppmv or very particularly preferably ⁇ 3 to 0 ppmv results.
  • the other operating parameters such as temperature, pressure and space velocity and / or the possible addition of specific reducing agent for N 2 0 are chosen such that an N 2 0 concentration of ⁇ 200 ppmv, especially of ⁇ 100 ppmv, especially of ⁇ 50 ppmv in particular of ⁇ 30 ppmv and more preferably of ⁇ 30 to 0 ppmv.
  • the reduction of the content of N 2 0 in the catalyst bed, which is arranged in the residual gas at least 50%, preferably at least 70%, more preferably at least 80% and most preferably 90 to 100%, based on the content of N 2 0 at the entrance to this catalyst bed.
  • This degree of degradation can be achieved by appropriate adjustment of the abovementioned operating parameters and / or by addition of specific reducing agents for N 2 O, preferably hydrocarbons.
  • specific reducing agents for N 2 O, preferably hydrocarbons preferably hydrocarbons.
  • the person skilled in the measures and the dimensioning of the catalyst bed in order to achieve this degree of degradation are known.
  • the term space velocity is to be understood as meaning the quotient of volume proportions of gas mixture (measured at 0.degree. C. and 1.104 bara) per hour, based on a volume fraction of catalyst. The space velocity can thus via the volume flow of the gas and / or over the
  • Catalyst amount can be adjusted.
  • the residual gas is usually at a space velocity of 200 to 200,000 h ", preferably from 5,000 to 100,000 h " 1 , in particular from 5,000 to 50,000 h ⁇ passed through the catalyst bed.
  • the pressure in the residual gas before entering the catalyst bed is generally from 1 to 50 bar, preferably at least 2 bar, in particular at least 3 bar, most preferably from 4 to 25 bar.
  • the temperature of the residual gas before entering the catalyst bed is generally 300-600 ° C, preferably 330-520 ° C.
  • reducing NO x in particular 1, 0 to 1, 2 mol of NH 3 per mol of NO x to be reduced added to the residual gas stream.
  • This addition of NH 3 can be directly on the
  • inventive method be transferred.
  • the N 2 0 degradation over Fe-zeolite catalysts of the Fe-BEA type is achieved by adding appropriate reducing agents for N 2 O, preferably hydrocarbons, such as methane or propane.
  • the required amount of hydrocarbon (HC) is about 0.2 to 1 mol of HC / 1 mol of N 2 O at the inlet into the catalyst bed.
  • Amounts of 0.2 are preferred - 0.7 mol KW / 1 mol N 2 0, in particular 0.2 - 0.7 mole KW / 1 mol N 2 0.
  • the NO x content is completely in this case, ie values ⁇ 10, preferably ⁇ 5, in particular ⁇ 1 ppmv
  • Reducing agents required In the case of NH 3 , these are based on the NO x - entry concentration about 1- 2 mol NH 3 / mol NO x preferably 1, 2 -1, 8 mol NH 3 / mol NO x in particular 1, 3 -1, 7 mol NH 3 / mol NO x . Also in this case, the addition of hydrocarbons and NH 3 can be transferred directly to the process of the invention.
  • a stepped feed of NH 3 into the individual reaction zones or into the spatially separated reaction zones of the residual gas is preferably carried out
  • Catalyst bed takes place. It can be done, for example, in the inlet line in front of the container or directly in front of the catalyst bed.
  • the reducing agent can be introduced in the form of a gas or a liquid or aqueous solution which evaporates in the gas stream to be treated.
  • the feed is done by a suitable device, such. B. a corresponding pressure valve or appropriately designed nozzles, which opens into a mixer for the gas stream to be cleaned and the supplied reducing agent.
  • the catalysts used are iron-loaded zeolite catalysts which, based on the mass of zeolite, contain up to 25% iron, but preferably 0.1 to 10%.
  • Iron-loaded zeolite catalysts used particularly preferably according to the invention contain essentially> 50% by weight, in particular> 70% by weight, of one or more iron-loaded zeolites.
  • another iron-containing zeolite such as.
  • an iron-containing zeolite of the FER type be included in the catalyst used in the invention.
  • the catalyst used in the invention can further the
  • Catalysts used according to the invention are most preferably based on zeolites into which iron has been introduced by a solid-state ion exchange. They are normally produced for this purpose of the commercially available ammonium zeolite (z. B. NH4-ZSM-5) and the corresponding iron salts of (z. B. FeS0 4 x 7 H 2 0) and mixing these mechanically intensively with one another in a Ball mill at room temperature (Turek et al., Appl Catal 184, (1999) 249-256, EP-A-0 955 080). The catalyst powders obtained are then calcined in a chamber furnace in air at temperatures in the range of 400 to 600 ° C. After calcination, the iron-containing zeolites are thoroughly washed in distilled water and dried after filtering off the zeolite. Finally, the thus obtained
  • binders are all commonly used binders, the most common are here
  • Aluminum silicates such. B. kaolin.
  • iron-loaded zeolites produced by ion exchange in the liquid phase can also be used, for example those produced from the H form and / or the NH 4 form of the zeolites by exchange with an aqueous solution of iron salts.
  • Iron-loaded zeolite catalysts are preferably used in which the zeolite is selected from the group of the types MFI, BEA, FER, MOR, FAU and / or MEL and very particularly preferably from the group of the types MFI and / or BEA and / or FER.
  • N 2 O degradation in the catalyst bed of the residual gas by decomposition in N 2 and O 2 are very particularly preferably iron-loaded zeolites of the type MFI and / or BEA and / or FER used, in particular a loaded with iron ZSM-5 zeolite.
  • the catalyst bed of the residual gas also includes the use of zeolites in which the lattice aluminum is partially isomorphously substituted by one or more elements, for example by one or more elements selected from B, Be, Ga, Fe , Cr, V, As, Sb and Bi is replaced.
  • zeolites in which the lattice silicon is isomorphously substituted by one or more elements, for example, replaced by one or more elements selected from Ge, Ti, Zr and Hf.
  • Exact details of the structure or structure of the zeolites preferably used in accordance with the invention are given in the Atlas of Zeolite Structure Types, Elsevier, 4 th revised Edition 1996, to which reference is hereby expressly made.
  • the zeolite catalysts defined above are used in the process or apparatus according to the invention, which have been treated with steam ("cited" catalysts)
  • these hydrothermally treated zeolite catalysts are distinguished by a particularly high activity in the process according to the invention.
  • the catalyst or catalysts can be arranged in an axially or laterally, preferably radially throughflowed catalyst bed, which are accommodated in one or more containers.
  • catalyst bed for N 2 0 decomposition and arranged in the residual gas Catalyst bed for NO x reduction and further N 2 0 reduction arranged one or more further stages for N 2 0 and / or NO x degradation.
  • stages known methods for N 2 O and NO x reduction will be used. This can preferably be carried out catalytically.
  • the invention also relates to a nitric acid plant in which a catalytic elimination of N 2 0 formed in the catalytic NH 3 oxidation in the process gas and further reduction of the N 2 0 content and a reduction of the ⁇ content in the residual gas downstream of the absorption tower takes place.
  • Process gas is flowed through and arranged in the flow direction after the catalytic NH 3 oxidation and before the absorption tower,
  • catalyst preferably a catalyst containing as active component transition metal oxides and / or transition metal-containing mixed oxides
  • the second catalyst bed contains a catalyst containing iron-loaded zeolites.
  • Example of a DeNO x stage which contains an iron-loaded zeolite catalyst, the effect of N 2 0-entry concentration on the achievable NO x degradation.
  • the N 2 O entry concentration selected in Examples 1, 3 and 5 corresponds to an N 2 O content which results from an operation according to the invention of the catalyst stage in the process gas stream.
  • the N 2 0 input concentration from Comparative Examples 2, 4 and 6 gives a comparison to a non-inventive operation of the catalyst stage in the process gas stream.
  • the catalysts used in experiments 1 to 6 were iron-loaded zeolites of the ZSM-5 type (Examples 1 to 4) and iron-loaded zeolites of the BEA type (Examples 5 and 6), which were obtained by solid-state zeolites. Ion exchange were prepared from ZSM-5 or BEA zeolite powder in ammonium form.
  • Ratio of about 25, the iron content of the catalyst samples before shaping each about 5%.
  • the extrudates obtained were crushed and a grain fraction of 0.5-1, 25 mm sieved. From this, 1.75 g (of the catalyst Fe-ZSM-5) or 1.50 g (of the catalyst Fe-BEA) were then diluted with glass beads each to a bed volume of 12 ml and introduced into a corresponding flow tube reactor.
  • the operating temperature in the reactor tube was adjusted by electrical heating.
  • the analysis of the gas streams entering and leaving the reactor was carried out by means of an FTIR spectrometer (model 5700, Thermo) equipped with a heated 2m long-way gas cell.
  • NH 3 as a reducing agent for NO x was carried out in such an amount, which can be added at most until the occurrence of an analytically significant NH 3 slip (about 1-2 ppmv); ie the specified residual concentration of NO x corresponds to the minimum possible residual concentration of ⁇ , or the degree of degradation to ⁇ the maximum degree of degradation, which can barely be achieved by adding NH 3 without an NH 3 slip occurring.
  • the decomposition efficiency of the catalyst stage for N 2 O decomposition in the process gas adapted so that before entering the catalyst bed, a residual concentration of N 2 O of> 100 ppmv, preferably> 200 ppmv and more preferably> 300 ppmv results and a molar N 2 O / NO x ratio of> 0.25, preferably of> 0.5.
  • N 2 O degradation is compensated for in the residual catalyst gas through which the residual gas flows, ie, through the catalyst bed loaded with Fe-zeolite catalyst in the residual gas, which also causes N 2 O degradation in parallel to the ⁇ reduction.
  • This is only slightly dependent on the N 2 O entry concentration in the experiments 1 to 4, in which the N 2 O degradation takes place by decomposition in N 2 and O 2 , and is below the selected
  • Process conditions between 80 and 90%.

Abstract

Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von Salpetersäure durch katalytische Oxidation von NH3 mit Sauerstoff und anschließende Umsetzung des gebildeten ΝΟx mit einem Absorptionsmittel in einem Absorptionsturm umfassend ein Katalysatorbett zur N2O-Zersetzung, welches im Prozessgas in Strömungsrichtung nach der katalytischen NH3-Oxidation und vor dem Absorbtionsturm angeordnet ist, und ein Katalysatorbett zur ΝΟx-Reduktion und weiteren N2O-Minderung, welches im Restgas in Strömungsrichtung nach dem Absorptionsturm angeordnet ist, wobei in dem im Prozessgas angeordneten Katalysatorbett zur N2O-Zersetzung maximal soviel N2O abgebaut wird, dass vor Eintritt des Restgases in das Katalysatorbett zur ΝΟx-Reduktion der N2O-Gehalt > 100 ppmv beträgt und ein molares N2O/ΝΟx-Verhältnis von > 0,25 resultiert, und wobei das im Restgas angeordnete Katalysatorbett zur ΝΟx-Reduktion und weiteren N2O-Minderung mindestens einen mit Eisen beladenen Zeolith-Katalysator enthält, und wobei dem Restgas vor Eintritt in das Katalysatorbett eine solche Menge an NH3 zugesetzt wird, dass am Austritt des Katalysatorbettes eine ΝΟx-Konzentration von < 40ppmv resultiert, und wobei die Betriebsparameter derart gewählt werden, dass eine N2O-Konzentration von < 200 ppmv resultiert. Die Erfindung betrifft ferner eine Salpetersäureanlage, bei welcher eine katalytische Beseitigung des bei der katalytischen NH3-Oxidation gebildeten N2O im Prozessgas und weitere Minderung des N2O-Gehaltes und eine Reduzierung des ΝΟx-Gehaltes im Restgas nachgeschaltet zum Absorptionsturm erfolgt, gekennzeichnet durch die Anwesenheit mindestens folgender Elemente: A) Reaktor zur katalytischen Oxidation von NH3 mit Sauerstoff zur Erzeugung eines ΝΟx enthaltenden Prozessgases, B) Absorptionsturm zur Umsetzung des gebildeten ΝΟx aus dem Prozessgas mit einem Absorptionsmittel, wobei ein ΝΟx und N2O enthaltendes Restgas entsteht, C) mindestens ein erstes Katalysatorbett zur N2O-Zersetzung, welches vom Prozessgas durchströmt wird und in Strömungsrichtung nach der katalytischen NH3-Oxidation und vor dem Absorptionsturm angeordnet ist, D) mindestens ein zweites Katalysatorbett zur ΝΟx-Reduktion und weiteren N2O-Minderung, welches vom Restgas durchströmt wird und in Strömungsrichtung nach dem Absorptionsturm angeordnet ist, und E) mindestens eine Vorrichtung zur Einspeisung von gasförmigem Reduktionsmittel in das Restgas, welche in Strömungsrichtung nach dem Absorptionsturm und vor dem zweiten Katalysatorbett angeordnet ist, wobei F) das erste Katalysatorbett einen Katalysatorbett einen Katalysator für die Zersetzung von N2O enthält, und wobei G) das zweite Katalysatorbett einen Katalysator enthält, der mindestens einen mit Eisen beladenen Zeolith enthält. Das Verfahren und die Anlage gestatten eine besonders effiziente Verringerung von N2O- und ΝΟx-Emissionen aus Salpetersäureanlagen.

Description

Beschreibung
Verfahren zur Beseitigung von N2O und NOx aus dem Prozess zur Salpetersäureherstellung und dafür geeignete Anlage
Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Beseitigung von N2O und ΝΟχ aus dem Prozess zur Salpetersäureherstellung, sowie eine geeignete Anlage zur Durchführung dieses Verfahrens.
Die Herstellung von Salpetersäure erfolgt im industriellen Maßstab im allgemeinen nach dem Ostwald-Verfahren durch katalytische Oxidation von Ammoniak (NH3) an Pt/Rh- Katalysatoren. Dabei wird NH3 selektiv zu Stickstoffmonoxid (NO) oxidiert, welches dann im Laufe des weiteren Prozesses zu Stickstoffdioxid (NO2) oxidiert wird und schließlich mit Wasser in einem Absorptionsturm zu Salpetersäure umgesetzt wird. Die Pt/Rh- Katalysatoren sind als dünne Netze ausgebildet und in einem Brenner auf breiter Fläche aufgespannt. Die Netze werden von einem Gasgemisch aus typischerweise etwa 8 -12 Vol% Ammoniak und Luft durchströmt, wobei sich an den Netzen durch die Exothermie der Reaktion eine Temperatur von etwa 850-950°C einstellt.
Eine Übersicht über den Ablauf der Salpetersäureproduktion und deren verschiedene Verfahrensvarianten ist bspw. in Ullmanns Encyclopedia of Industrial Chemistry, Vol.A 17, VCH Weinheim (1991 ) oder auch in Winnacker-Küchler, Chemische Technik, Prozesse und Produkte, 5. Auflage, Band 3, Anorganische Grundstoffe,
Zwischenprodukte, Chemische Technik, Dittmeyer, R. / Keim, W. / Kreysa, G. /
Oberholz, A. (Hrsg.), Wiley-VCH, Weinheim, (2005) gegeben. Leider aber ist die Oxidation des NH3 zu NO nicht 100% selektiv, sondern es entsteht neben dem gewünschten NO immer auch ein gewisser Anteil an Stickstoff (N2) und Lachgas (N2O).
BESTÄTIGUNGSKOPIE Je nach Oxidationsbedingungen, d.h. herrschendem Druck, Temperatur und Anströmgeschwindigkeit der NH3-Verbrennung sowie Art und Alterungszustand der Pt/Rh-Netzkatalysatoren werden typischerweise ca. 4 bis 15 kg N2O pro Tonne HNO3 gebildet. Es resultieren damit im Prozessgas typische N2O-Konzentrationen von ca. 500 bis 2000 ppmv.
Das gebildete N2O wird beim Einleiten des Prozessgases in den Absorptionsturm nicht absorbiert und gelangt so in das Restgas der HNO3-Produktion. Da auch die hier installierten DeNOx-Stufen zur Reduzierung des Restgehaltes an NO und NO2
(zusammen bezeichnet als ΝΟχ) im allgemeinen keine Minderung des N2O-Gehaltes bewirken, gelangt das N2O schließlich mehr oder weniger ungemindert in die
Atmosphäre. Beispielsweise enthält das Restgas einer Salpetersäureanlage, in der die NH3-Oxidation bei Mitteldruck (ca. 4 - 5 bar abs) durchgeführt wird, durchschnittlich ca. 1.000 ppmv N2O, was einer N2O-Konzentration im Prozessgas hinter der Nhh-Oxidation von ca. 830 ppmv entspricht.
Während NO und NO2 seit langem als Verbindungen mit ökotoxischer Relevanz bekannt sind (saurer Regen, Smog-Bildung) und weltweit Grenzwerte für ΝΟχ-Emissionen sowie technische Maßnahmen zu deren Reduzierung etabliert wurden, rückte Lachgas erst im letzten Jahrzehnt in den Blickpunkt des Umweltschutzes, da dieses in nicht
unerheblichem Maße zum Abbau von stratosphärischem Ozon und zum Treibhauseffekt beiträgt. So wurden in letzten Jahren für den Salpetersäureprozess vielfältige Lösungen zur Entfernung von N2O zum Teil in Kombination mit neuen Verfahren zur NOx- Reduktion entwickelt und in industriellen Anlagen zur Produktion von Salpetersäure zur Anwendung gebracht.
Eine Übersicht über verschiedene Maßnahmen zur N2O- und NOx-Reduktion im HNO3- Prozess wird bspw. gegeben in: J. Perez-Ramirez et al.„Formation and control of N2O in nitric acid production - Where do we stand today?" Appl. Catal. B Environmental 2003, 44 (2) , 1 17-151 , in M. Schwefer, R. Maurer, M. Groves„,Reduction of Nitrous Oxide Emissions from Nitric Acid Plants" Nitrogen 2000 International Conference, Wien, Österreich, März 2000, oder in Integrated Pollution Prevention and Control Reference Document on Best Available Techniques for the Manufacture of Large Volume Inorganic Chemicals - Ammonia, Acids and Fertilisers, European Commission August 2007. Zur reinen N2O-Beseitigung werden dabei vielfach sogenannte Sekundärmaßnahmen eingesetzt, welche auf eine N20-Zersetzung im Prozessgas der HN03-Produktion abzielen. Dabei werden spezielle Katalysatoren direkt nach der NH3-Verbrennung unterhalb der Pt/Rh-Netzkatalysatoren installiert. Das Prozessgas weist hier
Temperaturen von ca. 900°C auf, so dass N2O hier nur einer geringen katalytischen Aktivierung zu seiner Zersetzung bedarf. Ziel einer Sekundärmaßnahme ist es dabei, möglichst hohe Abbaugrade an N2O zu erreichen. Typischerweise wird ein N2O-Abbau >80 %, oftmals auch > 90 % erreicht. Bei einer für eine Mitteldruckanlage typischen, d. h. durchschnittlich gebildeten Menge von 830 ppmv N20 entspricht dies N2O- Restkonzentrationen von <165 ppmv, insbesondere <80 ppmv im Prozessgas bzw. <200 ppmv, insbesondere <100 ppmv im Restgas der HN03-Produktion. Abbauraten von >95 % können mit dieser Technik aber nicht erreicht werden, da der zur Verfügung stehende Raum zur Aufnahme des Sekundärkatalysators unterhalb der Pt/Rh- Netzkatalysatoren begrenzt ist. Die Sekundärmaßnahme bietet aber den Vorteil einer universellen Ersetzbarkeit, einer zumeist einfachen Installation und eines geringen Katalysatorbedarfs. Im Idealfall ist nur ein Austausch von Füllkörpern, die oftmals unterhalb der Netzpackungen zur
Strömungsvergleichmäßigung angeordnet sind, gegen den Sekundärkatalysator notwendig, so dass keine zusätzliche Apparatekosten entstehen. Dies ist insbesondere bei Nachrüstungen ein klarer Vorteil gegenüber einer N20-Beseitigung im Restgas der HN03-Produktion (sog. Tertiärmaßnahme).
Ein Nachteil der Sekundärmaßnahmen ist allerdings, dass aufgrund des begrenzten Raumes unterhalb der Katalysatornetze zur Erreichung hoher Abbauraten an N20 ein entsprechend feinteiliger Katalysator mit hoher geometrischer Oberfläche eingesetzt werden muss. Dies ist mit einem entsprechend hohem Druckverlust verbunden, welcher sich letztlich in einer verminderten Produktionsleistung der HNO3-Anlage niederschlägt. Zudem besteht die Gefahr, dass ein nur ungenau zu beziffernder Produktverlust eintreten kann, da der Katalysator bei 900°C nicht nur N20, sondern in unbekanntem Ausmaß auch NO zersetzen kann. Zur ΝΟχ-Beseitigung im Restgas der HN03-Produktion werden in Salpetersäureanlagen üblicherweise klassische SCR-Katalysatoren auf Ti02/V205-Basis eingesetzt (vgl. etwa G. ErtI, H. Knözinger J. Weitkamp: Handbook of Heterogeneous Catalysis, Vol. 4, Seiten 1633-1668, VCH Weinheim (1997)). Diese arbeiten in einem Temperaturbereich von etwa 150 bis 450°C und werden im technischen Maßstab bevorzugt zwischen 200 und 400°C, insbesondere zwischen 250 und 350°C betrieben. Bei entsprechender
Dimensionierung der Katalysatorbetten kann so ein ΝΟχ-Abbau bis auf Restkonzentrationen von 40 ppm ΝΟχ in Sonderfällen auf bis zu 20 ppm ΝΟχ erreicht werden. In vielen Salpetersäureanlagen werden derartige SCR-Katalysatoren im
Restgas in Kombination mit einer Sekundärmaßnahme, d.h. mit einer N20-Beseitigung im Prozessgas betrieben.
In Hinblick auf die ΝΟχ-Beseitigung im Restgas der HN03-Produktion erscheinen außerdem mit Eisen beladene Zeoiith-Katalysatoren besonders vorteilhaft, da mit diesen im Unterschied zu klassischen DeNOx-Katalysatoren auf Ti02A/205-Basis je nach Temperatur auch gleichzeitig ein gewisser Anteil an N20 beseitigt werden kann. Dies ist bspw. bekannt aus den Offenlegungen in DE 101 12 444 A1 und in DE 102 15 605 A. In DE 101 12 444 A1 wird ein N2O und NOx enthaltendes Gas zunächst mit einem gasförmigen Reduktionsmittel für NOx, vorzugsweise mit NH3, gemischt und
anschließend zum gleichzeitigen Abbau von N2O (durch Zersetzung) und NOx (durch Reduktion) bei einer Temperatur von weniger als 450°C mit einer auszuwählenden Raumgeschwindigkeit über den Katalysator geleitet. In DE 102 15 605 A wird das N2O und ΝΟχ enthaltende Gas zunächst mit Ammoniak als Reduktionsmittel für ΝΟχ und zusätzlich mit Kohlenwasserstoffen bzw. Kohlenmonoxid und/oder Wasserstoff als Reduktionsmittel für N2O gemischt und anschließend zum Abbau von N2O und NOx jeweils durch Reduktion bei einer Temperatur von weniger als 450°C über mit Eisen- beladene Zeolithe geleitet. Voraussetzung für die wirksame Reduktion des N2O in diesem Verfahren ist eine vollständige NOx-Reduktion. Die Beseitigung von N20 im Restgas der HN03-Produktion wird als Tertiärmaßnahme bezeichnet.
Aus dem Stand der Technik waren dem Fachmann also verschiedene Möglichkeiten zur Vermeidung von N20- und ΝΟχ-Emissionen bei Salpetersäureanlagen bekannt. Dabei gelten die oberhalb erwähnten Sekundär- und Tertiärmaßnahmen zur N20-Beseitigung als konkurrierende Technologien. Eine Kombination dieser Maßnahmen zur N2O- Beseitigung wurde aus Kostengründen im technischen Maßstab bislang nicht realisiert. In„Remarks and Comments on Nitric Acid Production Project Protocol - Public Draft Version 1.0 October 2009 (erhältlich über http://www.climateactionreserve-.org/wp- content uploads/2009/06/NAP_Public_Comment_-_Uhde_GmbH.pdf) von Graves und Rieck, findet sich lediglich die Erwähnung, dass ein Sekundärmaßnahme mit schlechter Abbauleistung durch eine Tertiärmaßnahme unterstüzt werden könnte, um dann eine insgesamt hohe N20-Abbaurate zu erreichen. Dabei ist nicht erwähnt, wie die Kopplung dieser Maßnahmen ausgestaltet sein sollte, bspw. ob es sich bei der Tertiärmaßnahme um eine katalytische Zersetzung oder Reduktion von N20 handelt oder ob der Abbau von N20 mit einer DeNOx-Stufe gekoppelt werden könnte oder welche Vorrichtungen oder Apparate vorteilhafterweise verwendet werden könnten. Mit der vorliegenden Erfindung sollen nun erstmals die Verfahrensschritte einerseits zur katalytischen N20-Beseitigung im Prozessgas und andererseits zur N20- und NOx- Beseitigung im Restgas unter Verwendung von mit Eisen beladenen Zeolith- Katalysatoren miteinander kombiniert werden. Da die mit Eisen beladenen Zeolith- Katalysatoren, wie oben erwähnt, auch eine katalytische Aktivität zur N20-Zersetzung oder auch N20-Reduktion aufweisen, könnte parallel zur ΝΟχ-Reduktion auch ein weiterer N20-Abbau realisiert werden. Da für den N20-Abbau im Prozessgas bei hohen Temperaturen (850-950°C) generell weitaus weniger Katalysator benötigt wird als zum N20-Abbau im Restgas bei niedrigen Temperaturen (T = < 500°C) erscheint es aus technischer und wirtschaftlicher Sicht zunächst vorteilhaft, eine möglichst hohe
Abbaurate an N20 durch Sekundärmaßnahmen zu realisieren und die mit Eisen beladenen Zeolith-Katalysatoren im Restgas mehr oder weniger ausschließlich zur ΝΟχ-Reduktion zu verwenden. Bekanntermaßen erfordert die katalytische NOx- Reduktion im Vergleich zum katalytischen N20-Abbau ein wesentlich geringeres
Katalysatorvolumen. Der Fachmann hätte also - ausgehend von den Anregungen im Stand der Technik - das N20 weitestgehend im Prozessgas nach der Ammoniak- oxidation und vor der Einleitung in den Absorptionsturm abgebaut und das erhaltene Restgas, welches dann in Bezug auf die Stickoxide vorwiegend NOx aufgewiesen hätte, in einer dem Absorptionsturm nachgeschalteten DeNOx-Stufe auf Basis von Fe-Zeolith- Katalysatoren durch selektive katalytische Reduktion mit Ammoniak möglichst weitgehend vom NOx befreit. Bei der Umsetzung dieser Idee wurde nun aber überraschend festgestellt, dass die Abbauleistung der DeNOx-Stufe durch die zusätzliche Installation einer Sekundärmaßnahme erheblich gemindert wurde. Überraschenderweise wurde gefunden, dass bei sehr niedrigem Gehalt an N20, d.h. wenn ein sehr hoher N20-Abbau durch die
Sekundärmaßnahme realisiert wird, bei der NOx-Reduktion mit NH3 in der dem
Absorptionsturm nachgeschalteten DeNOx-Stufe mit zunehmendem NOx-
Reduktionsgrad auf Werte < 40 bis < 3 ppmv in Abhängigkeit von der gewählten
Katalysatorbelastung d.h. Raumgeschwindigkeit ein Ammoniakschlupf im resultierenden Abgasstrom auftritt. Da NH3 eine sehr (öko-)toxische Verbindung ist, ist dies ein extrem unerwünschter Effekt. Für NH3-Emissionen bzw. für den NH3-Schlupf aus DeNOx- Anlagen sind in vielen Ländern strikte Grenzwerte gesetzt. Zudem kann ein NH3-Schlupf in Gegenwart vom restlichen NOx zur Bildung von Ammoniumnitrat führen, welches sich in kühleren Anlagenteilen ablagern kann. Dies ist unter Sicherheits-aspekten in jedem Fall zu vermeiden, da Ammoniumnitrat eine explosive Substanz ist. Aufgabe der vorliegenden Erfindung ist es somit, ein Verfahren und eine dafür geeignete Anlage zur Verfügung zu stellen, die bei der Kombination eines
Sekundärkatalysators im Prozessgasstrom mit einer mit Eisen beladenen Zeolith- Katalysator enthaltenden Entstickungsstufe im Restgasstrom sowohl einen hohen Abbau von NOx und als auch von N20 gewährleistet, ohne dass es zu einem
Ammoniakschlupf im resultierenden Abgasstrom kommt. Der Druckverlust welcher durch beide Katalysatorstufen erzeugt wird, soll dabei zu keiner signifikanten Beeinträchtigung des möglichen Durchsatzes der HN03-Produktion bzw. zu Beeinträchtigung der Wirtschaftlichkeit des Verfahrens führen.
Die Aufgabe wird gelöst durch ein Verfahren zur Herstellung von Salpetersäure durch katalytische Oxidation von NH3 mit Sauerstoff und anschließende Umsetzung des gebildeten ΝΟχ mit einem Absorptionsmittel, vorzugsweise mit Wasser, in einem
Absorptionsturm umfassend ein Katalysatorbett zur N20-Zersetzung, welches im
Prozessgas, d.h. in Strömungsrichtung nach der katalytischen NH3-Oxidation und vor dem Absorptionsturm angeordnet ist und ein Katalysatorbett zur ΝΟχ-Reduktion und weiteren N20-Minderung, welches im Restgas, d. h. in Strömungsrichtung nach dem Absorptionsturm angeordnet ist, wobei in dem im Prozessgas angeordneten Katalysatorbett zur N20- Zersetzung maximal soviel N20-Abbau abgebaut wird, dass vor Eintritt des Restgases in das Katalysatorbett zur NOx-Reduktion der N20-Gehalt > 100 ppmv, bevorzugt > 200 ppmv, besonders bevor-zugt > 300 ppmv, und ganz besonders bevorzugt > 300 bis 1000 ppmv, beträgt und ein molares N20/NOx- Verhältnis von > 0,25, vorzugsweise > 0,5, resultiert, und
wobei das im Restgas angeordnete Katalysatorbett zur NOx-Reduktion und weiteren N20-Minderung mindestens einen mit Eisen beladenen Zeolith- Katalysator enthält, und
wobei dem Restgas vor Eintritt in das Katalysatorbett eine solche Menge an NH3 zugesetzt wird, dass am Austritt des Katalysatorbettes eine ΝΟχ- Konzentration von < 40ppmv, bevorzugt <20 ppmv, besonders bevorzugt <10 ppmv, ganz besonders bevorzugt <5 ppmv, insbesondere <3 ppmv oder äußerst bevorzugt <3 bis 0 ppmv resultiert, und
wobei die Betriebsparameter derart gewählt werden, dass eine N20- Konzentration von <200 ppmv, bevorzugt < 00 ppmv, besonders bevorzugt <50 ppmv, ganz besonders bevorzugt <30 ppmv und äußerst bevorzugt <30 bis 0 ppmv resultiert. Der o.g. erfindungsgemäße N20-Abbau im Katalysatorbett des Prozessgases auf resultierende Restkonzentrationen von >100 ppmv, bevorzugt > 200 ppmv N20, besonders bevorzugt > 300 ppmv und ganz besonders bevorzugt > 300 bis 1000 ppmv N20 bezeichnet die Restgaskonzentration direkt vor Eintritt in das dem Absorptionsturm nachgeschaltete Katalysatorbett zur ΝΟχ-Reduktion.
Um derartige Restgaskonzentrationen vor Eintritt in das Katalysatorbett zur NOx- Reduktion zu erreichen, müssen in dem vorgeschalteten Katalysatorbett, das im
Prozessgas angeordnet ist, eine Reduktion des N20-Gehaltes auf Werte von > 83 ppmv, bevorzugt >165 ppmv N20, besonders bevorzugt > 250 ppmv und ganz besonders bevorzugt > 250 bis 1200 ppmv N20 erzielt werden, sofern keine weitere Minderung des N20-Gehaltes durch etwaige dem Katalysatorbett zur ΝΟχ-Reduktion im Restgas vorgeschaltete Maßnahmen bzw. Reaktionsstufen erfolgt.
In Abhängigkeit von der tatsächlich gebildeten Menge an N2O bei der NH3-Oxidation, typischerweise von Mengen zwischen 500 und 2000 ppmv beträgt der
erfindungsgemäße N20-Abbau im Katalysatorbett des Prozessgases 40-90%, bevorzugt 45-80%, besonders bevorzugt 50-70%, bezogen auf die anfänglich vorhandene Menge an N20.
In vorteilhafter Ausgestaltung des erfindungsgemäßen Verfahrens wird die gezielte Einstellung des N20-Abbaus im Katalysatorbett des Prozessgases (Sekundärkatalysator) durch Variationen der Schichtdicke bzw. Schütthöhe des Katalysatorbettes und/oder der Auswahl des Katalysatormaterials und/oder der Auswahl der Geometrie des Katalysatormaterials erreicht.
Als Katalysatormaterialien können dabei vor allem solche Materialien eingesetzt werden, wie diese für die Hochtemperaturzersetzung von N20 an sich bekannt sind.
Um dauerhaft bei den erforderlichen hohen Temperaturen von typischerweise zwischen 800°C und 1000°C arbeiten zu können, müssen die Katalysatoren eine hohe Temperaturstabilität aufweisen. Besonders geeignet sind deshalb beispielsweise hochtemperaturbeständige keramische Katalysatoren, die ein hochtemperaturfestes keramisches Material enthalten, das selbst katalytische Eigenschaften aufweisen kann und/oder als Träger für eine oder mehrere Aktivkomponenten dient. Die katalytisch aktive Komponente kann dabei homogen in der keramischen Matrix verteilt oder als oberflächlich aufgetragene Schicht vorliegen.
Als Aktivkomponenten geeignet sind neben Edelmetallen, z.B. der Platingruppe, insbesondere Übergangsmetalloxide und/oder übergangsmetallhaltige Mischoxide, vorzugsweise solche mit Perowskitstruktur, mit Perowskit-ähnlicher Struktur oder mit Spinellstruktur, wie diese bspw. in (N. Gunasekaran et al., Catal. Lett. (1995), 34 (3,4), pp. 373-382) beschrieben werden. Die Verwendung von Kobalt-haltigen Oxiden oder Mischoxiden, wie Co3O4 oder LaCoO3 ist besonderes vorteilhaft. Besonderes bevorzugt werden Katalysatoren mit einem porösen Träger aus
polykristallinem oder glasartigem anorganischem Material, einer darauf aufgebrachten Ceroxid-Funktionsschicht und einer darauf aufgebrachten Schicht aus oxidischem Kobalt enthaltendem Material eingesetzt. Variationen davon werden In DE 10 2007 038 711 A1 offenbart, die hier explizit mit in den Offenbarungsgehalt mit einbezogen werden.
Weitere geeignete Katalysatormaterialien finden sich bspw. auch in EP 2 184 105, EP 1 301 275 oder DE1984895 beschrieben.
Die Katalysatormaterialien können als Formkörper beliebiger Größe und Geometrie durch in der keramischen Verarbeitung bekannte Formgebungsverfahren, wie
Trockenpressen, Granulieren oder Extrudieren ausgestaltet werden.
Die Form und Größe bzw. der Äquivalentdurchmesser der Formkörper wird so gewählt, dass mit der gewählten Menge an Katalysator der gewünschte N2O-Abbau bei möglichst geringem Druckverlust der Katalysatorschüttung bzw. -packung erreicht wird. Bevorzugte Geometrien der Formkörper sind Zylinder, Hohlzylinder, Mehrloch-zylinder, gelochte und ungelochte Tri- oder Polylobes oder Wabenstrukturen.
Die Untergrenze des Äquivalenzdurchmessers der Katalysatorformkörper beträgt erfindungsgemäß typischerweise > 1 ,5 mm, bevorzugt > 3 mm und insbesondere > 5 mm und die Obergrenze des Äquivalenzdurchmessers beträgt typischerweise < 20mm, bevorzugt < 15 mm und insbesondere < 10 mm.
Der äquivalente Durchmesser eines Körpers bzw. eines Teilchens ist der Durchmesser einer Kugel mit dem gleichen Volumen zu Oberflächenverhältnis wie das Teilchen. Er ist durch die Formel
de = 6 VIA
zu berechnen, in der V = Volumen des Teilchens und A = Oberfläche des Teilchens bezeichnet.
Der Druckverlust über die Schüttung bzw. Packung der Katalysatorformkörper beträgt in der Regel <30 mbar, bevorzugt <25 mbar, besonders bevorzugt < 20 mbar, ganz besonders bevorzugt <15 mbar insbesondere <10 mbar. Die Schürt- bzw. Packungshöhe des Katalysatorbettes des Prozessgases
(Sekundärkatalysator) beträgt üblicherweise 3-30 cm, bevorzugt 5-20 cm, besonders bevorzugt 10 - 20 cm.
Nach Durchströmung des Sekundärkatalysators und nachfolgender Abkühlung wird das Prozessgas in den Absorptionsturm der HNO3-Anlage geleitet. Hier wird das gebildete ΝΟχ mit H2O zu Salpetersäure umgesetzt und es verbleibt ein sog. Restgas, welches je nach Dimensionierung des Absorptionsturmes und vorherrschendem Druck und
Temperatur am Austritt des Absorptionsturms einen Restgehalt von ca. 200 - 2000 ppmv ΝΟχ und einen N2O-Gehalt von > 100 ppmv, bevorzugt von > 200 ppmv, besonders bevorzugt von > 300 ppmv und ganz besonders bevorzugt von > 300 bis 1000 ppmv aufweist. Nach stufenweiser Aufheizung des Restgases wird dieses dann zur ΝΟχ-Reduktion und weiteren N20-Minderung durch ein Katalysatorbett geleitet, welches mindestens einen mit Eisen beladenen Zeolith-Katalysator enthält. Dabei wird dem Restgas zur ΝΟχ- Reduktion vor Eintritt in das Katalysatorbett eine solche Menge an NH3 zugesetzt wird, dass am Austritt des Katalysatorbettes eine NOx -Konzentration von <40ppmv, bevorzugt <20 ppmv, besonders bevorzugt <10 ppmv, ganz besonders bevorzugt <5 ppmv, insbesondere <3 ppmv oder äußerst besonders bevorzugt <3 bis 0 ppmv resultiert. Die sonstigen Betriebsparameter wie Temperatur, Druck und Raumgeschwindigkeit und/oder die etwaige Zugabe spezifischer Reduktionsmittel für N20 werden derart gewählt, dass eine N20-Konzentration von <200 ppmv, besonders von <100 ppmv, ganz besonders von <50 ppmv inbesondere von <30 ppmv und äußerst bevorzugt von <30 bis 0 ppmv resultiert.
Typischerweise beträgt die Verringerung des Gehaltes an N20 im Katalysatorbett, das im Restgas angeordnet ist, mindestens 50 %, vorzugsweise mindestens 70 %, besonders bevorzugt mindestens 80 % und ganz besonders bevorzugt 90 bis 100 %, bezogen auf den Gehalt an N20 am Eintritt in dieses Katalysatorbett. Dieser Abbaugrad kann durch entsprechende Einstellung der oben genannten Betriebsparameter und/oder die durch Zugabe spezifischer Reduktionsmittel für N20, vorzugsweise Kohlenwasserstoffe, erzielt werden. Dem Fachmann sind die Maßnahmen sowie die Dimensionierung des Katalysatorbettes zwecks Erreichens dieses Abbaugrades bekannt. Unter dem Begriff Raumgeschwindigkeit ist im Rahmen dieser Beschreibung der Quotient aus Volumenanteilen Gasgemisch (gemessen bei 0°C und 1 ,014 bara) pro Stunde bezogen auf einen Volumenanteil Katalysator zu verstehen. Die Raumgeschwindigkeit kann somit über den Volumenstrom des Gases und/oder über die
Katalysatormenge eingestellt werden.
Das Restgas wird üblicherweise mit einer Raumgeschwindigkeit von 200 bis 200.000 h"\ vorzugsweise von 5.000 bis 100.000 h"1, insbesondere von 5.000 bis 50.000 h \ durch das Katalysatorbett geleitet. Der Druck im Restgas, vor Eintritt in das Katalysatorbett beträgt im allgemeinen 1 bis 50 bar, vorzugsweise mindestens 2 bar, insbesondere mindestens 3 bar, ganz besonders bevorzugt von 4 bis 25 bar. Die Temperatur des Restgases vor Eintritt in das Katalysatorbett beträgt in der Regel 300 - 600°C, vorzugsweise 330 - 520°C.
Die Einstellung der o.g. Parameter ist dem Fachmann bspw. aus DE 101 12 444 A1 oder aus DE102 15 605 A bekannt. In DE101 12 444 A1 wird dabei der N20-Abbau über Fe-Zeolith-Katalysatoren von Typ Fe-ZSM-5 durch reine Zersetzung bewirkt, welche durch restliches ΝΟχ katalysiert wird. Zur Reduktion des NOx wird eine Menge von 0,9 bis 1 ,3 mol NH3 pro mol zu
reduzierendes NOx, insbesondere 1 ,0 bis 1 ,2 mol NH3 pro mol zu reduzierendes NOx zum Restgasstrom hinzugegeben. Diese Zugabe an NH3 kann direkt auf das
erfindungsgemäße Verfahren übertragen werden.
Bei einer Auslegung gemäß DE 102 15 605 A, wird der N20-Abbau über Fe-Zeolith- Katalysatoren vom Typ Fe-BEA durch Zugabe entsprechender Reduktionsmittel für N20, vorzugsweise Kohlenwasserstoffen, wie Methan oder Propan erreicht. Die benötige Menge an Kohlenwasserstoff (KW) beträgt dabei etwa 0,2 - 1 mol KW / 1 mol N20 am Eintritt in das Katalysatorbett. Bevorzugt sind Mengen von 0,2 - 0,7 mol KW / 1 mol N20, insbesondere 0,2 - 0,7 mol KW / 1 mol N20. Der NOx-Gehalt ist in diesem Fall vollständig, d. h. auf werte <10 , vorzugsweise <5, insbesondere <1 ppmv zu
reduzieren. Hierzu ist die Zugabe entsprechender Mengen an Stickstoffhaltigen
Reduktionsmitteln erforderlich. Im Falle von NH3 betragen diese bezogen auf die NOx- Eintrittskonzentration ca. 1- 2 mol NH3 /mol NOx bevorzugt 1 ,2 -1 ,8 mol NH3 /mol NOx insbesondere 1 ,3 -1 ,7 mol NH3 /mol NOx. Auch in diesem Fall kann die Zugabe an Kohlenwasserstoffen und NH3 direkt auf das erfindungsgemäße Verfahren übertragen werden.
In besonderer Ausgestaltung der Erfindung ist das im Restgas angeordnete
Katalysatorbett zur NOx-Reduktion und weiteren N20-Minderung in mehrere Reaktionszonen oder räumlich getrennte Reaktionsstufen unterteilt. Dabei erfolgt bevorzugt eine gestufte Einspeisung von NH3 in die einzelnen Reaktionszonen oder in die räumlich getrennten Reaktionszonen des im Restgas angeordneten
Katalysatorbetts.
Die Art der Einbringung der Reduktionsmittel in den zu behandelnden Gasstrom ist im Sinne der Erfindung frei gestaltbar, solange dieses in Stromrichtung vor dem
Katalysatorbett erfolgt. Sie kann zum Beispiel in der Eintrittsleitung vor dem Behälter oder unmittelbar vor dem Katalysatorbett erfolgen. Das Reduktionsmittel kann in Form eines Gases oder auch einer Flüssigkeit bzw. wässrigen Lösung eingebracht werden, die im zu behandelnden Gasstrom verdampft. Die Einspeisung erfolgt durch eine geeignete Vorrichtung, wie z. B. einem entsprechenden Druckventil oder entsprechend ausgestalteten Düsen, die in einen Mischer für den zu reinigenden Gasstrom und das zugeführte Reduktionsmittel mündet. Bei Verwendung verschiedener Reduktionsmittel für ΝΟχ und N2O kann die Zuführung und Einleitung in das zu reinigende Gas getrennt oder zusammen erfolgen.
Als Katalysatoren kommen mit Eisen beladene Zeolith-Katalysatoren zum Einsatz, welche bezogen auf die Masse an Zeolith bis zu 25 % Eisen enthalten, vorzugsweise jedoch 0,1 bis 10 %.
Erfindungsgemäß besonders bevorzugt eingesetzte mit Eisen beladene Zeolith- Katalysatoren enthalten im wesentlichen > 50 Gew%, insbesondere > 70 Gew% eines oder mehrerer mit Eisen beladener Zeolithe. So kann beispielsweise neben einem Fe- ZSM-5-Zeolith ein weiterer Eisen enthaltender Zeolith, wie z. B. ein eisenhaltiger Zeolith des FER-Typs, in dem erfindungsgemäß verwendeten Katalysator enthalten sein.
Darüber hinaus kann der erfindungsgemäß verwendete Katalysator weitere dem
Fachmann bekannte Zusatzstoffe, wie z. B. Bindemittel, enthalten.
Erfindungsgemäß verwendete Katalysatoren basieren ganz besonders bevorzugt auf Zeolithen, in die durch einen Festkörper-Ionenaustausch Eisen eingebracht wurde. Üblicherweise geht man hierfür von den kommerziell erhältlichen Ammonium-Zeolithen (z. B. NH4-ZSM-5) und den entsprechenden Eisensalzen (z. B. FeS04 x 7 H20) aus und mischt diese auf mechanischem Wege intensiv miteinander in einer Kugelmühle bei Raumtemperatur (Turek et al.; Appl. Catal. 184, (1999) 249 - 256; EP-A-0 955 080). Die erhaltenen Katalysatorpulver werden anschließend in einem Kammerofen an der Luft bei Temperaturen im Bereich von 400 bis 600 °C kalziniert. Nach dem Kalzinieren werden die eisenhaltigen Zeolithe in destilliertem Wasser intensiv gewaschen und nach Abfiltrieren des Zeolithen getrocknet. Abschließend werden die so erhaltenen
eisenhaltigen Zeolithe mit den geeigneten Bindemitteln versetzt und gemischt und beispielsweise zu zylindrischen Katalysatorkörpern extrudiert. Als Bindemittel eignen sich alle üblicherweise verwendeten Binder, die gebräuchlichsten sind hierbei
Aluminiumsilikate wie z. B. Kaolin. Es können natürlich auch durch lonenaustausch in der flüssigen Phase erzeugte mit Eisen beladene Zeolithe eingesetzt werden, beispielsweise solche, die aus der H-Form und/oder der NH4-Form der Zeolithe durch Austausch mit einer wässrigen Lösung von Eisensalzen erzeugt wurden.
Bevorzugt werden mit Eisen beladene Zeolith-Katalysatoren eingesetzt, bei denen der Zeolith ausgewählt wird aus der Gruppe der Typen MFI, BEA, FER, MOR, FAU und/oder MEL und ganz besonders bevorzugt aus der Gruppe der Typen MFI und/oder BEA und/oder FER.
Erfolgt der weitere N20-Abbau im Katalysatorbett des Restgases durch Zersetzung in N2 und 02 werden ganz besonders bevorzugt mit Eisen beladene Zeolithe vom Typ MFI und/oder BEA und/oder FER eingesetzt, insbesondere ein mit Eisen beladener ZSM-5- Zeolith.
Erfolgt der weitere N20-Abbau im Katalysatorbett des Restgases durch Reduktion des N20 mit Kohlenwasserstoffen werden ganz besonders bevorzugt mit Eisen beladene Zeolithe vom Typ MFI, BEA, FER, MOR, FAU und/oder MEL eingesetzt, insbesondere mit Eisen beladene Zeolithe vom Typ MFI und/oder BEA. Im erfindungsgemäßen Verfahren bzw. in der erfindungsgemäßen Vorrichtung ist im Katalysatorbett des Restgases auch der Einsatz solcher Zeolithe eingeschlossen, in welchen das Gitteraluminium teilweise durch ein oder mehrere Elemente isomorph substituiert ist, beispielsweise durch ein oder mehrere Elemente ausgewählt aus B, Be, Ga, Fe, Cr, V, As, Sb und Bi ersetzt ist. Ebenso eingeschlossen ist der Einsatz von Zeolithen, bei denen das Gittersilicium durch ein oder mehrere Elemente isomorph substituiert ist, beispielsweise durch ein oder mehrere Elemente ausgewählt aus Ge, Ti, Zr und Hf ersetzt ist. Genaue Angaben zu Aufbau oder Struktur der erfindungsgemäß bevorzugt eingesetzten Zeolithe werden im Atlas of Zeolite Structure Types, Elsevier, 4th revised Edition 1996, gegeben, auf den hiermit ausdrücklich Bezug genommen wird.
Ganz besonders bevorzugt kommen im erfindungsgemäßen Verfahren bzw. in der erfindungsgemäßen Vorrichtung die weiter oben definierten Zeolith-Katalysatoren zum Einsatz, die mit Wasserdampf behandelt worden sind („gesteamte" Katalysatoren). Durch eine derartige Behandlung wird das Gitter der Zeolithen dealuminiert; diese Behandlung ist dem Fachmann an sich bekannt. Überraschenderweise zeichnen sich diese hydrothermal behandelten Zeolith-Katalysatoren im erfindungsgemäßen Verfahren durch eine besonders hohe Aktivität aus.
Bevorzugt werden hydrothermal behandelte Zeolith-Katalysatoren eingesetzt, die mit Eisen beladen worden sind und bei denen das Verhältnis von Extra-Gitter-Aluminium zu Gitter-Aluminium mindestens 1 : 2, vorzugsweise 1 : 2 bis 20 : 1 beträgt.
Die Ausführung des Katalysatorbetts im Restgas ist im Sinne der Erfindung frei gestaltbar. So können beispielsweise der Katalysator oder die Katalysatoren in einem axial oder lateral, vorzugsweise radial durchströmten Katalysatorbett angeordnet sein, die in einem oder mehreren Behältern untergebracht sind.
In weiterer Ausgestaltung der Erfindung sind zwischen dem im Prozessgas
angeordneten Katalysatorbett zur N20-Zersetzung und dem im Restgas angeordneten Katalysatorbett zur NOx-Reduktion und weiteren N20-Minderung eine oder mehrere weitere Stufen zum N20 und/oder NOx Abbau angeordnet. In diesen Stufen werden dabei an sich bekannte Verfahren zur N20- und NOx-Minderung eingesetzt werden. Dies kann bevorzugt katalytisch erfolgen.
Die Erfindung betrifft auch eine Salpetersäureanlage, bei welcher eine katalytische Beseitigung des bei der katalytischen NH3-Oxidation gebildeten N20 im Prozessgas und weitere Minderung des N20-Gehaltes und eine Reduzierung des ΝΟχ-Gehaltes im Restgas nachgeschaltet zum Absorptionsturm erfolgt.
Die Anlage ist gekennzeichnet durch mindestens folgende Elemente:
A) Reaktor zur katalytischen Oxidation von NH3 mit Sauerstoff zur Erzeugung eines ΝΟχ enthaltenden Prozessgases,
B) Absorptionsturm zur Umsetzung des gebildeten ΝΟχ aus dem Prozessgas mit einem Absorptionsmittel, vorzugsweise Wasser, wobei ein NOx und N2O enthaltendes Restgas verbleibt,
C) mindestens ein erstes Katalysatorbett zur N2O-Zersetzung, welches vom
Prozessgas durchströmt wird und in Strömungsrichtung nach der katalytischen NH3-Oxidation und vor dem Absorptionsturm angeordnet ist,
D) mindestens ein zweites Katalysatorbett zur ΝΟχ-Reduktion und weiteren N2O- Minderung, welches vom Restgas durchströmt wird und in Strömungsrichtung nach dem Absorptionsturm angeordnet ist, und
E) mindestens eine Vorrichtung zur Einspeisung von gasförmigem Reduktionsmittel in das Restgas, welche in Strömungsrichtung nach dem Absorptionsturm und vor dem zweiten Katalysatorbett angeordnet ist, wobei
F) das erste Katalysatorbett einen für die Zersetzung von N2O geeigneten
Katalysator enthält, vorzugsweise einen Katalysator, der als Aktivkomponente Übergangsmetalloxide und/oder übergangsmetallhaltige Mischoxide,
vorzugsweise Mischoxide mit Perowskitstruktur, mit Perowskit-ähnlicher Struktur oder mit Spinellstruktur, und/oder Edelmetalle enthält und wobei
G) das zweite Katalysatorbett einen Katalysator enthält, der mit Eisen beladene Zeolithe enthält. Weitere bevorzugte Ausgestaltungen der erfindungsgemäßen Vorrichtung sind in den Unteransprüchen beschrieben. Die nachstehenden Beispiele 1 , 3 und 5 sowie Vergleichsbeispiele 2, 4 und 6 erläutern die Erfindung ohne diese zu beschränken.
Beispiele 1 , 3, und 5 sowie die Vergleichsbeispiele 2, 4 und 6 demonstrieren am
Beispiel einer DeNOx-Stufe, welche einen mit Eisen beladenen Zeolith-Katalysator enthält, die Auswirkung der N20-Eintrittskonzentration auf den erreichbaren NOx-Abbau. Die in Beispielen 1 , 3 und 5 gewählte N20-Eintrittskonzentration entspricht dabei einem N20-Gehalt, welcher aus einem erfindungsgemäßen Betrieb der Katalysatorstufe im Prozessgasstrom resultiert. Die N20-Eingangkonzentration aus den Vergleichsbeispielen 2, 4 und 6 gibt einen Vergleich zu einem nicht erfindungsgemäßen Betrieb der Katalysatorstufe im Prozessgasstrom.
Bei den in den Versuchen 1 bis 6 eingesetzten Katalysatoren handelte es sich um mit Eisen beladene Zeolithe vom Typ ZSM-5 (Beispiele 1 bis 4) bzw. um mit Eisen beladene Zeolithe vom Typ BEA (Beispiele 5 und 6), welche durch Festköper-Ionenaustausch ausgehend von ZSM-5- bzw. BEA-Zeolith-Pulver in Ammonium-Form hergestellt worden waren.
Detaillierte Angaben zur Präparation können aus M. Rauscher, K. Kesore, R. Mönnig, W. Schwieger, A. Tißler, T. Turek:„Preparation of highly active Fe-ZSM-5 catalyst through solid State ion exchange for the catalytic decomposition of N20" in Appl. Catal. 184 (1999) 249-256 entnommen werden. Das erhaltene Katalysatorpulver wurde 6 h bei 823 K an der Luft kalziniert, gewaschen und über Nacht bei 383 K getrocknet. Nach Zusatz entsprechender Binder folgte die Extrusion zu zylindrischen Katalysatorkörpern. Bei einem nominalen Austauschgrad von 100% und einem Modul (Si02/Al203-
Verhältnis) von jeweils ca. 25 betrug der Eisengehalt der Katalysatorproben vor ihrer Formgebung jeweils ca. 5%. Zur Durchführung der Versuche für die Beispiele 1 bis 6 wurden die erhalten Extrudate gebrochen und eine Kornfraktion von 0,5-1 ,25 mm ausgesiebt. Hiervon wurden dann 1 ,75g (vom Katalysator Fe-ZSM-5) bzw. 1 ,50g (vom Katalysator Fe-BEA) mit Glasperlen jeweils auf ein Schüttungsvolumen von 12 ml verdünnt und in einen entsprechenden Strömungsrohrreaktor eingefüllt.
Die Betriebstemperatur im Reaktorrohr wurde durch elektrische Beheizung eingestellt. Die Analyse der in den Reaktor ein- und austretenden Gasströme erfolgte mit Hilfe eines FTIR-Spektrometers (Modell 5700, Fa. Thermo), das mit einer beheizten 2m Langweg- Gasküvette ausgestattet war.
Die genauen Versuchs- bzw. Betriebsbedingungen der einzelnen Versuche sind der nachstehenden Tabelle 1 zu entnehmen.
Tabelle 1 : Betriebsbedingungen zu den Versuchen 1 bis 6
Figure imgf000020_0001
' RG = Raumgeschwindigkeit Die Ergebnisse der Versuche 1 bis 6 sind in Tabelle 2 wiedergegeben. Tabelle 2: Versuchsergebnisse
Versuch 1 2 3 4 5 6
Gaszusammen¬
ΝΟχ ppmv 32 81 8 27 1 16 setzung am Austritt
des Versuchs¬
N20 ppmv 107 11 111 11 210 27 reaktors
Abbaugrad am ΝΟχ % 96,8 80,0 99,2 97,3 99,8 96,8
Austritt des
N20 % 80,5 86,7 80,6 88,0 58,1 72,4
Versuchsreaktors
' RG = Raumgeschwindigkeit
Die Zugabe an NH3 als Reduktionsmittel für NOx erfolgte dabei in einer solchen Menge, welche maximal bis zum Auftreten eines analytisch signifikanten NH3-Schlupfs (ca. 1- 2 ppmv) zugegeben werden kann; d.h. die angegebene Restkonzentration an NOx entspricht der minimal möglichen Restkonzentration an ΝΟχ, bzw. der Abbaugrad an ΝΟχ dem maximalen Abbaugrad, welcher durch Zugabe von NH3 gerade noch erreicht werden kann, ohne dass ein NH3-Schlupf auftritt.
Wie den Tabellen 1 und 2 zu entnehmen, kann im Falle einer hohen ISbO-Eintritts- konzentration (Versuche 1 , 3 und 5) jeweils ein sehr viel höherer NOx-Abbau erzielt werden als unter sonst gleichen Bedingungen bei reduzierter N20-Eintrittskonzentration, wie in Beispielen 2, 4 und 6. So kann im erfindungsgemäßen Versuch 1 im Vergleich zum Vergleichsversuch 2 die NOx-Restkonzentration von 81 ppmv auf 32 ppmv abgesenkt werden. Im erfindungsgemäßen Versuch 3 kann die NOx-Restkonzentration im Vergleich zum Vergleichsversuch 4 von 27 auf 8 reduziert werden.
Im Versuch 5 schließlich kann im Vergleich zu Versuch 6 sogar eine mehr oder weinger vollständige NOx-Reduktion erreicht werden. Dies ist von besonderer Bedeutung, da, wie eingangs erwähnt, gemäß dem in DE 102 15 605 A beschriebenen Verfahren bei vollständiger ΝΟχ-Reduktion eine weitergehende N2O-Reduktion durch Zusatz von Kohlenwasserstoffen, vorzugsweise mit Methan erreicht werden kann.
Insgesamt kann obigen Beispielen entnommen, dass bei einer zu starken Reduzierung des N20-Gehaltes im vorgeschalteten Katalysatorbett des Prozessgases, wie dieses üblicherweise angestrebt und realisiert wird, die DeNOx-Leistung dem vom Restgas durchströmten nachgeschalteten Katalysatorbett deutlich gemindert ist und der gewünschte Abbaugrad an ΝΟχ unter Umständen nicht mehr erreicht werden kann. Ohne das Wissen um diesen völlig unerwarteten Zusammenhang, bliebe dem Fachmann nur die Möglichkeit die Auslegung des vom Restgas durchströmten
nachgeschalteten Katalysatorbettes entsprechend anzupassen, d.h. bei gegebenen Prozessparametern (Druck, Temperatur, Volumenstrom) die Größe des Reaktors bzw. das Katalysatorvolumen dieses Katalysatorbettes entsprechend anzuheben. Viel geschickter ist es jedoch, die Abbauleistung der Katalysatorstufe zur N2O-Zersetzung im Prozessgas erfindungsgemäß so anzupassen, dass vor Eintritt in das Katalysatorbett eine Restkonzentration an N2O von >100 ppmv, bevorzugt >200 ppmv und besonders bevorzugt > 300 ppmv resultiert und ein molares N2O/NOx-Verhältnis von >0,25 vorzugsweise von >0,5 resultiert.
Der geminderte Abbaugrad an N2O wird dabei in dem vom Restgas durchströmten nachgeschalteten Katalysatorbett, d.h. durch das mit Fe-Zeolith-Katalysator beladene Katalysatorbett im Restgas ausgeglichen, welches parallel zur ΝΟχ-Reduktion erfindungsgemäß auch einen N2O-Abbau bewirkt. Diese ist in den Versuchen 1 bis 4, bei welchem der N2O-Abbau durch Zersetzung in N2 und O2 erfolgt, nur geringfügig abhängig von der N2O-Eintrittskonzentration und beträgt unter den gewählten
Prozessbedingungen (Druck, Temperatur, Raumgeschwindigkeit) zwischen 80 und 90%.

Claims

Patentansprüche
1. Verfahren zur Herstellung von Salpetersäure durch katalytische Oxidation von NH3 mit Sauerstoff und anschließende Umsetzung des gebildeten ΝΟχ mit einem
Absorptionsmittel in einem Absorptionsturm umfassend ein Katalysatorbett zur N20- Zersetzung, welches im Prozessgas in Strömungsrichtung nach der katalytischen NH3-Oxidation und vor dem Absorptionsturm angeordnet ist, und ein Katalysatorbett zur ΝΟχ-Reduktion und weiteren N20-Minderung, welches im Restgas in
Strömungsrichtung nach dem Absorptionsturm angeordnet ist,
• wobei in dem im Prozessgas angeordneten Katalysatorbett zur N20- Zersetzung maximal soviel N20 abgebaut wird, dass vor Eintritt des Restgases in das Katalysatorbett zur ΝΟχ-Reduktion der N20-Gehalt > 100 ppmv beträgt und ein molares N20/NOx-Verhältnis von > 0,25 resultiert, und
• wobei das im Restgas angeordnete Katalysatorbett zur NOx-Reduktion und weiteren N20-Minderung mindestens einen mit Eisen beladenen Zeolith- Katalysator enthält, und
• wobei dem Restgas vor Eintritt in das Katalysatorbett eine solche Menge an NH3 zugesetzt wird, dass am Austritt des Katalysator-bettes eine ΝΟχ- Konzentration von < 40ppmv resultiert, und
• wobei die Betriebsparameter Druck, Temperatur und Raumgeschwindigkeit derart gewählt werden, dass eine N20-Konzentration von < 200 ppmv resultiert.
2. Verfahren nach Anspruch 1 , dadurch gekennzeichnet, dass die gezielte Einstellung des N20-Abbaus in dem im Prozessgas angeordneten Katalysatorbett durch
Variationen der Schichtdicke/Schichthöhe des Katalysatorbettes und/oder der Auswahl des Katalysatormaterials und/oder der Auswahl der Geometrie des
Katalysatormaterials erreicht wird. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, dass das im Prozessgas angeordnete Katalysatorbett einen für die Zersetzung von N20 geeigneten Katalysator enthält, vorzugsweise einen Katalysator, der als
Aktivkomponente Übergangsmetalloxide und/oder übergangsmetallhaltige
Mischoxide, vorzugsweise Mischoxide mit Perowskitstruktur, mit Perowskit-ähnlicher Struktur oder mit Spinellstruktur, und/oder Edelmetalle enthält.
Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass das Katalysatormaterial des im Prozessgas angeordneten Katalysatorbettes Kobalthaltige Oxide oder Mischoxide als Aktivkomponenten enthält, und insbesondere ein Katalysatormaterial ist, das einen porösen Träger aus polykristallinem oder glasartigem anorganischem Material, einer darauf aufgebrachten Ceroxid- Funktionsschicht und einer darauf aufgebrachten Schicht aus oxidischem Kobalt enthaltendem Material umfasst.
Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass das Katalysatormaterial des im Prozessgas angeordneten Katalysatorbettes als Formkörper ausgestaltet ist, der die Geometrie eines Zylinders, Hohlzylinders, Mehrlochzylinders, gelochte und ungelochte Tri- oder Polylobes oder
Wabenstrukturen aufweist, wobei das Katalysatormaterial des im Prozessgas angeordneten Katalysatorbettes vorzugsweise als Formkörper ausgestaltet ist, dessen Äquivalenzdurchmesser eine Untergrenze von > 1 ,5 mm, bevorzugt von > 3mm, und insbesondere von > 5 mm aufweist und eine Obergrenze von < 20 mm, bevorzugt von < 15 mm, und insbesondere von < 10 mm aufweist.
Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass der Druckverlust über das Katalysatormaterial des im Prozessgas angeordneten Katalysatorbettes < 30 mbar, bevorzugt < 25 mbar, besonders bevorzugt < 20 mbar, ganz besonders bevorzugt < 15 mbar, und insbesondere < 10 mbar beträgt, wobei insbesondere die Schütthöhe des Katalysatormaterials des im Prozessgas angeordneten Katalysatorbettes 3 - 30 cm, bevorzugt 5 - 20 cm, und besonders bevorzugt 10 - 20 cm beträgt.
7. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass der N20-Abbau im Katalysatorbett des Prozessgases 40-90%, bevorzugt 45-80%, besonders bevorzugt 50-70%, bezogen auf die anfänglich vorhandene Menge an N20, beträgt.
8. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass die Raumgeschwindigkeit mit der das Restgas über das Katalysatormaterial des im
Restgas angeordneten Katalysatorbettes geleitet wird, 200 bis 200.000 h"1, vorzugsweise 5.000 bis 10.000 h~\ und besonders bevorzugt 5.000 bis 50.000 h" beträgt, dass der Druck im Restgas vor Eintritt in das Katalysatormaterial des im Restgas angeordneten Katalysatorbettes, 1 bis 50 bar, vorzugsweise mindestens 2 bar, insbesondere mindestens 3 bar, ganz besonders bevorzugt von 4 bis 25 bar. beträgt, und dass die Temperatur im Restgas vor Eintritt in das Katalysatormaterial des im Restgas angeordneten Katalysatorbettes 300°C bis 600°C, und
vorzugsweise 330°C bis 520°C beträgt. 9. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass die Betriebsparameter Druck, Temperatur und Raumgeschwindigkeit des im
Restgas angeordneten Katalysatorbettes so eingestellt werden und/oder dass Kohlenwasserstoffe als Reduktionsmittel für N20 in dieses Katalysatorbett zugegeben werden, dass die Verringerung des Gehaltes an N20 in diesem
Katalysatorbett mindestens 50 %, vorzugsweise mindestens 70 %, besonders bevorzugt mindestens 80 % und ganz besonders bevorzugt 90 bis 100 %, bezogen auf den Gehalt an N20 am Eintritt in dieses Katalysatorbett beträgt.
10. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass dem Restgas vor Eintritt in das Katalysatormaterial des im Restgas angeordneten Katalysatorbettes eine Menge von 0,9 bis 1 ,3 mol NH3 pro mol zu reduzierendes ΝΟχ, und insbesondere 1 ,0 bis 1 ,2 mol NH3 pro mol zu reduzierendes NOx, zugesetzt wird.
11. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 10, dadurch gekennzeichnet, dass dem Restgas vor Eintritt in das Katalysatormaterial des im Restgas angeordneten
Katalysatorbettes Kohlenwasserstoffe zugemischt werden, wobei dabei eine Menge von 0,2 - 1 mol Kohlenwasserstoff / 1 mol zu reduzierendes N2O, bevorzugt 0,2 - 0,7 mol Kohlenwasserstoff / 1 mol zu reduzierendes N2O, und insbesondere 0,2 - 0,7 mol Kohlenwasserstoffe / 1 mol zu reduzierendes N2O zugegeben werden und wobei dabei bezogen auf die NOx-Eintrittkonzentration 1 - 2 mol NH3 / mol NOx, bevorzugt 1 ,2 - 1 ,8 mol NH3 /mol NOx, und insbesondere 1 ,2 - 1 ,7 mol NH3 /mol NOx zugegeben werden.
12. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass das im Restgas angeordnete Katalysatorbett zur NOx-Reduktion und weiteren N2O-
Minderung in mehrere Reaktionszonen oder räumlich getrennte Reaktionsstufen unterteilt ist und dass vorzugsweise eine gestufte Einspeisung von NH3 in die einzelnen Reaktionszonen oder in die räumlich getrennten Reaktionsstufen des im Restgas angeordneten Katalysatorbetts erfolgt.
13. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass der mit Eisen beladene Zeolith-Katalysator des im Restgas angeordneten
Katalysatorbettes bezogen auf die Masse an Zeolith bis zu 25 % Eisen enthält, vorzugsweise 0,1 bis 10 % Eisen enthält.
14. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass der mit Eisen beladene Zeolith-Katalysator des im Restgas angeordneten
Katalysatorbettes > 50 Gew% und bevorzugt > 70 Gew% eines mit Eisen beladenen Zeoliths oder mehrerer mit Eisen beladener Zeolithe enthält.
15. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass der mit Eisen beladene Zeolith-Katalysator des im Restgas angeordneten Katalysatorbettes ein Zeolith vom Typ MFI, BEA, FER, MOR, FAU und/oder MEL ist und ganz besonders bevorzugt ein mit Eisen beladener Zeolith vom Typ MFI und/oder BEA und/oder FER ist. 16. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass der mit Eisen beladene Zeolith-Katalysator des im Restgas angeordneten
Katalysatorbettes, einen Zeolith umfasst, dessen Gitteraluminium ganz oder teilweise durch ein oder mehrere Elemente isomorph substituiert ist, wobei die Elemente ausgewählt werden aus der Gruppe umfassend B, Be, Ga, Fe, Cr, V, As, Sb und Bi oder ein Zeolith umfasst, dessen Gittersilizium ganz oder teilweise durch ein oder mehrere Elemente ausgewählt aus der Gruppe Ge, Ti, Zr und Hf ersetzt ist und/oder dass der mit Eisen beladene Zeolith-Katalysator des im Restgas angeordneten Katalysatorbettes, einen Zeolith umfasst, der mit Wasserdampf hydrothermal vorbehandelt ist, wobei der mit Wasserdampf hydrothermal vorbehandelte Zeolith vorzugsweise ein Verhältnis von Extra-Gitter-Aluminium zu
Gitter-Aluminium von mindestens 1 : 2, vorzugsweise 1 : 2 bis 20 : 1 aufweist.
17. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass das im Restgas angeordnete Katalysatorbett axial, lateral oder radial durchströmt wird.
18. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass zwischen dem im Prozessgas angeordneten Katalysatorbett zur N20-Zersetzung und dem im Restgas angeordneten Katalysatorbett zur NOx-Reduktion und weiteren N20-Minderung eine oder mehrere weitere Stufen zum N2O und/oder NOx Abbau angeordnet sind.
19. Salpetersäureanlage, bei welcher eine katalytische Beseitigung des bei der
katalytischen Nhh-Oxidation gebildeten N2O im Prozessgas sowie eine weitere Minderung des N20-Gehaltes und eine Reduzierung des ΝΟχ-Gehaltes im Restgas nachgeschaltet zum Absorptionsturm erfolgt, gekennzeichnet durch mindestens folgende Elemente: A) Reaktor zur katalytischen Oxidation von NH3 mit Sauerstoff zur Erzeugung eines NOx enthaltenden Prozessgases,
B) Absorptionsturm zur Umsetzung des gebildeten ΝΟχ aus dem Prozessgas mit einem Absorptionsmittel, vorzugsweise Wasser, wobei ein ΝΟχ und N2O enthaltendes Restgas verbleibt,
C) mindestens ein erstes Katalysatorbett zur N2O-Zersetzung, welches vom Prozessgas durchströmt wird und in Strömungsrichtung nach der katalytischen NH3-Oxidation und vor dem Absorptionsturm angeordnet ist,
D) mindestens ein zweites Katalysatorbett zur ΝΟχ-Reduktion und weiteren N2O-Minderung, welches vom Restgas durchströmt wird und in
Strömungsrichtung nach dem Absorptionsturm angeordnet ist, und
E) mindestens eine Vorrichtung zur Einspeisung von gasförmigem Reduktionsmittel in das Restgas, welche in Strömungsrichtung nach dem Absorptionsturm und vor dem zweiten Katalysatorbett angeordnet ist, wobei
F) das erste Katalysatorbett einen für die Zersetzung von N2O geeigneten Katalysator enthält, vorzugsweise einen Katalysator, der als Aktivkomponente Übergangsmetalloxide und/oder
übergangsmetallhaltige Mischoxide, vorzugsweise Mischoxide mit Perowskitstruktur, mit Perowskit-ähnlicher Struktur oder mit Spinellstruktur, und/oder Edelmetalle enthält und wobei
G) das zweite Katalysatorbett einen Katalysator enthält, der der mindestens einen mit Eisen beladenen Zeolith enthält.
20. Salpetersäureanlage nach Anspruch 19, dadurch gekennzeichnet, dass das
Katalysatormaterial des ersten Katalysatorbettes Kobalt-haltige Oxide oder
Mischoxide als Aktivkomponenten enthält, und insbesondere ein Katalysatormaterial ist, das einen porösen Träger aus polykristallinem oder glasartigem anorganischem Material, einer darauf aufgebrachten Ceroxid-Funktionsschicht und einer darauf aufgebrachten Schicht aus oxidischem Kobalt enthaltendem Material umfasst.
21. Salpetersäureanlage nach einem der Ansprüche 19 bis 20, dadurch gekennzeichnet, dass die Schütthöhe des Katalysatormaterials des esten Katalysatorbettes 3 - 30 cm, bevorzugt 5 - 20 cm, und besonders bevorzugt 10 - 20 cm beträgt. 22. Salpetersäureanlage nach einem der Ansprüche 19 bis 21 , dadurch gekennzeichnet, dass der mit Eisen beladene Zeolith-Katalysator im zweiten
Katalysatorbett ein Zeolith vom Typ MFI, BEA, FER, MOR, FAU und/oder MEL ist und ganz besonders bevorzugt ein mit Eisen beladener Zeolith vom Typ MFI und/oder BEA und/oder FER ist.
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