⑦ 7 l一
1997年 笨 3期 化 I 设 计
超共沸酸精馏法制取浓硝酸
唐文骞 山东省化工规划
院 济南 25。。13 丁&7 I I、2
— ,
一
摘要 介绍澉硝酸生产新方法——超共沸酸辅馏法黼取浓硝酸(筒称 衔法”)·并从理论、实
践、设备
选型等方面论证 新法 的可行性。与硝酸锑法髓取浓硝酸相比· 新法”具有投资省,
运行费用经济等优点.建议建设中试装置一并尽快建设工业示袍装置.
关键词苎塑 塑 堕塑 竖墅 超安潍 精蹭商
I 浓硝酸生产方法概述
浓硝酸不能由稀硝酸蒸馏制取。因为稀
硝酸是硝酸和水的二元混合物,当稀硝酸蒸
馏 时,如 在 0.IMPa压 力 下,其 沸 点 为
120.5℃,相应的硝酸浓度为 68.4%,形成了
共沸点,共沸点将随压力变化而变化,但与共
沸点相对应的硝酸浓度几乎不变。HNO;一
HtO系统的沸点,组成与压力的关系如图 1
所示。
(I)脱水法 该法通过加入脱水剂(如硝
酸镁、硝酸钙、硝酸锌、硫酸等),破坏原有共
沸点,经精馏制取 98 以上的浓硝酸。该法
适用于中小型浓硝酸生产装置,是当今国内
外工业生产中主要制取浓硝酸自 法。
(2)直硝法 该法用氨氧化制取 NO,
NO经浓硝酸氧化成浓的 NO ,NO 液化为
N O.,液态 N:O。用纯氧和水在高压釜 内直
接氧化制取浓硝酸。该法适宜于大型的生产
装置.基建投资较大。国内外均有生产厂家 .
但产量占总产量的比例呈下降趋势。
(3)超共沸酸精馏法 该法是西班牙
Espindesa公司开发的,其基本原理是氨氧化
制取氮 的氧化物气体,经冷却后析出冷凝
酸,冷凝酸经酸水漂白塔用空气提取氮的氧
化物返回系统,将酸水排出系统。脱水后系统
总物料中生成硝酸的浓度超过稀硝酸共沸点
的浓度,经氧化塔、超共沸吸收塔、次共沸吸
收塔和真空精馏塔等主要设备制取浓硝酸。
与上述两种方法比较,该法具有可大型化、投
资省、运行费用低的优点,是目前最经济的方
法 。
圈 三: . 等的沸点、组成与 超共沸酸精馏法制取浓硝酸的工艺流程
⋯ , 竺 竺 ⋯。. 如图 ; 1⋯o1) ~ 目前制取浓硝酸有三种生产方法
:
~
(P1
~
02 ; 茹 蓉 )过滤后
§£ # 一计术一 聃 柑 ~设技一 ¨ll
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l2 化 I 设 计 1997年 第 3期
送至次共沸吸收塔(T202)作为玲却介质。将
液氨气化为气氨,空气经空气过滤器(S104、
S105)进入 四合一 机组(Cl18)空气压缩机
段,出口空气压力为 0.45MPa,经气体换热
器(El15)之后,与气氨一起进入氨-空气混
合器(S106),经混合过滤器(S107)进入氧化
炉(R108).在氧化炉内氨一空气经催化荆层
(Pt-Rh),氨和氧按下述放热反应生成 NOt
4NH3+50z一 4NO+6HIo
△H一一 906kJ
反应速度搬快 ,混合物通过铂一铑催化剂
(多层细金属网层)即可完成反应,但反应过
程中损失3.5 的氨,副产物是N 和H O,
反应式如下t
4NHI+30I一 6HIO+2N2
△H=一 1267.3kJ
出氧化炉的反应物温度约为 820~
850℃,经过尾气加热器(El09)、废热锅炉
(Ell0)和快锅冷却器(Ell1),气体被玲却到
49℃,反应过程中所产生的水被玲凝。冷凝水
含有少量的硝酸和 NO。气体,经冷凝酸分离
器 (Vl14)分 离 之 后,稀 酸 水 去 漂 白塔
(T121)。在此,溶解于酸水中的NO 被送至
塔底的二次空气气提出来,气提气与氧化塔
(T116)出El气体合并。酸水经减压送至酸水
贮槽(V122),其中一部分经酸水泵(P203)进
入次共沸吸收塔(T202)循环使用,其余进去
酸水处理.
从气液分离器(V1 14)分离出来的气体,
经气体换热器(Ell5)加热至 16O~C进入氧化
塔(Tl16).浓度为 58 的稀硝酸避至氧化塔
的顶部,气液在氧化塔内接触,发生硝酸吸热
分解反应,反应式如下:
NO+2HNOI一 3NO2+H2O
△H=+73.65kJ
反应后,浓度降至 25 的硝酸出氧化
塔,然后经酸泵(P117)进入次共沸吸收塔
(T202),制 得 58%的酸 再循环 到氧 化塔
(Tl16)。在次共沸吸收塔内主要反应是:
2NO+O:一 2NO:
△ H= 一 122.58kJ
3NO2+HiO 一 2HNO3
△H一 一136.2kJ
此放热反应在 1.15MPa下进行,塔内设
有蛇管冷却器 ,玲却介质为液氨。液氨在
0.6MPa压力下气化吸收反应热,使塔顶温
度控制在 20"C。排出的尾气中NO,含量小于
200ppm,出塔尾气经气体换热器(El2O),进
入尾气加热器(E109),再进入 四合一”机组
(Cl18)的尾气透平回收段回收能量后,经烟
囱(sl19)排入大气。
从氧化塔(T116)顶部出来的富NO 气
体与来自酸水漂白塔(T121)、稀酸漂白塔
(T204)、强酸漂白塔(T208)漂白后的含NO
的二次空气混合,混合物进入 四合一”机组
(Cl18)的 氧 化 氨 气 压 缩 段,被 压 缩 到
1.2MPa压力,然后此高压气体经气体换热
器 (E120)和水冷却器(E207)冷却后,送至超
共沸吸收塔(T201)。在此 ,将气体中的 NO
吸收,而余下的气体(含 NO、NO 等)送至次
共沸吸收塔(T202)再进行吸收。
由真空精馏塔(T212)底出来的硝酸浓
度为 70 ,此浓度比共沸点(68.8 )高,经
热交换器(E211)、(E209),被强酸泵 (P210)
送进超共沸吸收塔(TZO1)顶部,用此溶液吸
收塔内气体中的NO ,并按下述放热反应生
成硝酸:
4NOl+O2+2H2O~ 4HNOI
△H一 一397.8kJ
离开超共沸吸收塔 (51"201)塔底的物料
是浓度为 80 的硝酸 ,它含有部分被溶解的
NOt经减 压至 0.4MPa进 入强酸漂 白塔
(T208),在塔内用二次空气脱除 NO ,8O
浓 度 的硝 酸 再减压 后 经 强 酸 热 交换 器
(E209)进入真空蒸馏塔。
99 的 浓 硝 酸 蒸 汽 从 真 空 蒸 馏 塔
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1 997年 第 3期 化 I 设 计
(T,212)顶部取出,经热酸漂 白塔(T,216)、浓
硝 酸 冷 凝 器 (E213)进 入 气一液 分 离 器
(V214)。不凝气体所央带的 NO。气被真空
系统抽走,玲凝的浓硝酸溶液经分离之后,进
入分配酸槽(V,21 5),一股回流入塔(T212);
一 股进入热酸漂白塔(T216),漂白后经成品
酸冷却器(E,21 7)去成品酸贮槽(V,218)。
3 主要设备介绍
超共沸酸精馏制取浓硝酸的生产装置,
可分为氧化工序和吸收、精馏工序(见图2),
氧化工序的设备大致同于一般稀硝酸生产装
置,不另赘述。现介绍吸收、精馏工序的主要
设备(系 150t/d装置)。
(1)超 共 沸 酸 吸 收 塔 气 量
12769.71m /h,空塔速度 0.25m./s
J‘ 。。。。。。。。’。。。。。‘‘ 。。。。。。。。。。。。。一
D=√ 一·~98 ’
取塔径 2.0m,塔高 48m,内装 70块筛
板,板间距 580ram。材料选用 C.钢或 31 6L。
(2) 次 共 沸 酸 吸 收 塔 气 量
2475.67m /h,空塔速度 0.18m/s
D=√—x~—型36 0曼0~ 0
.
18— 2.2 — — z·2
取塔径 2.4m,塔高 48m,内装 32块筛
板,板 间距 1.2ram。材料选用 316L或
304SS,1Cr18Ni9Ti。
(3)真空精馏塔 气量 10,207.2ma/h.
空塔速度 1.75m/s
D=√ “
取塔径1.6m,塔高1 5m,填料高度lOm。
材料选用 C。钢。加热器(E2l】)面积为 75m:。
4 不同生产方法可变成本比较
超共沸酸精馏制取浓硝酸(代号 1)与
0·45MPa全压法制取稀硝酸,再用硝酸镁法
制 取浓硝 酸 (代 号 2),以及 双加压 法
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14 化 l 诅 计 1997年 第 3期
(O.45MPa氧化、1.15MPa酸吸收)制取稀硝 生产方法可变成本的比较,如表 1所示。
酸,再用硝酸镁法制取浓硝酸(代号 3)三种
表 1 可变成本比较衰
消耗t 苴 价格差
目 倩 【1)一(2)竹 {1)--(3)情
(1) (2) (3) (1)一(2) (1)一(3) (元/吨) {元) (元)
摧 氟 kg/t 285 296.67 289.5 一n.67 —4.5 15O0 —17.5l 一6.75
铂 gft 0.086 0.1 0.12 一 014 —0.034 l45元/克 一Z.03 —4.93
髓盐水 t,t 1.0 1.0 0.5 0.5 1.6 0.B
循环水 t,t 85 215 250 —130 一l65 0.15 一19.5 —24.75
低压蔫^ t^ 0.181 1.9 3.65 一1.7l9 —3.469 50 —85.95一l73.45
中压蒸汽 t^ —0.34 0.34 23.a
电 kwh^ 434 360 56 74 378 0.3元/虚 22.2 ll3.4
轻质氯化供 kg/t 1.5 1.5 —1.5 —1.5 a5 一l2.75 —12.75
一 嵌承 th 9 22.8 25 —13.5 一l6 札2 —2.7 —3.Z
音 计 —llB.z4 —87.83
注一上寰低压蔫汽,中压蒸汽的甩t都墨扣除自产蒸汽 自甩后的■.
5 讨论和建议
5.1 超共沸酸精馏制取浓硝酸的理论和
实践
从图 1可知,在 HNOa—HtO二元体系
中只出现一十共沸点。当压力为 760mmHg
时,其共沸点的浓度为 68.4'4,共沸点随着
压力的增减而升降.但共沸点的浓度几乎不
变,越过共沸点之后的区域再也没有出现第
二十共沸点。所以从理论上说,超过共沸点的
精馏浓度大于 68.4%的稀硝酸,完全能蒸馏
出浓硝酸。超共沸酸精馏制浓硝酸的理论已
在工业生产中得到证实,如硝酸镁法制浓硝
酸,精馏段是HNOa--H:0二元体系,其进料
组成超过共沸点的组成(Up 68.4 ),产出了
合格的浓硝酸,这一生产过程正是对上述理
论的验证。所以,超共沸酸精馏制取浓硝酸从
理论到实践都是可行的。
S.2 C.钢的应用
在工业生产中,稀硝酸生产装置材料需
要用不锈钢,如 lCrlSNi9Ti、304、316L等。
硝酸镁法浓硝酸生产装置的材料需要用高硅
· 铸铁、铝等。超共沸酸精馏制浓硝酸装置中,
因酸浓度为7O ~80 ,塔型要求多层筛板
塔,采用一般不锈钢(如304、316L)等腐蚀严
重,机泵的材料也存在类似问题}若用高硅铸
铁,制造筛板塔也有困难,所以需另外选材。
我国湖北东方化工厂在 1981年试毒I成功的
C·钢是一种高硅超低碳不锈钢,目前已在硝
酸镁法浓硝酸生产装置中使用。C。钢对于各
种浓度的硝酸都具有良好的耐腐蚀性能 ,例
如对常压下沸腾状态的高浓度酸,C。钢的耐
腐蚀程度是 lCrl8Ni9Ti材料的 8~1O倍。若
使用C.钢翻造超共沸酸精馏塔、真空精馏塔
和运送强酸的机泵,能保证装置长期安全运
行。所以,C。钢应用于超共沸酸精馏制取浓
硝酸中的强酸和精馏装置,为该装置工业化
生产提供了良好的条件.
5.3 超共沸酸精馏法和硝酸镁法相比具有
投资省、运行费用经济的优点
硝酸镁法制取浓硝酸是二步法成酸工
艺{而超共潍酸精馏制取浓硝酸是一步成酸
工艺。现以双加压法稀硝工艺改造成超共沸
酸精馏法倒取浓硝酸为例,将原稀硝吸收塔
改为次共沸吸收塔,只需增加氧化塔 超共潍
吸收塔和真空精馏系统荨主要设备。若以 5
万吨/年浓硝酸计,在原稀硝酸基础上改造为
超共沸酸精馏制浓硝酸.只需增加投资约
l
I
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1997年 第 3期 化 ‘ 设 计 l5
800万元.而用硝酸镁法制浓硝酸需增加
1300万元。建设一套独立的浓硝酸装置运行
费用参见表 l 采用超共沸酸制取浓硝酸比
用 0.45MPa加压法和双加压法制取稀硝酸
后用硝酸镁法制取浓硝酸,在同一基准态下,
每吨浓硝酸可变成本分别下降 ll8.24元和
87.83元。
s.4 超共沸酸精馏制取浓硝酸的生产方法
可宴现稀、浓硝酸联产
根据市场对稀、浓硝酸的需求情况,工厂
可调节稀、浓硝酸的产量,也可全部生产浓硝
酸.或全部改产稀硝酸
5.5 建议建设一套超共沸酸精馏制取浓硝
酸的中试装置
我国是稀硝酸生产大国之一,总产量居
世界第二或第三位,浓硝酸产量也名列前茅。
但随着世界性产业政策的转移,发达国家的
化肥生产以尿索取代硝铵.成为化肥的主要
品种.加上国家对环保提出严格的要求,限制
了硝酸的生产.使现有的硝酸装置开工率低.
甚至有的工厂已停产,年产量呈下降趋势.目
前发达国家采取从发展中国家进口硝酸的措
施。我国应利用世界产业政策转移的机遇,以
新的技术建设浓硝酸生产装置。超共沸酸精
馏制取浓硝酸新工艺是一个将浓硝酸与稀硝
酸生产融为一体,又不需要脱水剂的生产方
法.是一个具有投产省、运行费用经济的好方
法,建议建设一套 0.5万吨/年级的中试装
置,该装置最好附属于双加压法稀硝酸生产
厂,这样,只需增加氧化塔和吸收 精馏部分.
不但投资省.尾气还可返回原系统。
s.6 建设工业示范装置
在 0.5万吨/年中试装置取得数据的基
础上,建设 5万吨/年超共沸酸精馏翩取浓硝
酸工业示范装置。在工业示范装置取得成果
的基础上再建设 lO万吨/年以上的工业生产
装 置.采 用“四合一 机 组.氧化压 力 为
0.45MPa、1.2MPa超共沸吸收.真空蒸馏制
取成品浓硝酸.超共沸酸精馏制取浓硝酸是
浓硝酸生产的一次大的变革,要努力实现建
设大型化超共沸酸精馏制取浓硝酸的生产装
置.把我国浓硝酸生产技术提高到世界先进
水平.
(收聃日期 l996—1z一27)
(上接 第 22页)
本文对振动流化来的基础研究资料进行
分析和整理工作.并关联传热系数和平均停
留时间的关系式.提出振动流化床的选型计
算方法.通过对两十工厂实际选用设备的考
察,上述计算方法基本上是有效的、可行的。
由于干燥物料性质差别很大,并随着占
主导地位的是恒速阶段或是降速阶段的不
同,振动强度对传热、传质性能的影响可能会
有较大的差别,因此.上述公式的适用性还有
待进一步验证。
希望今后加强工程设计方面的研究.以
加速振动流化床这种节能型干燥设备在工业
上的应用.
参 考 文 献
1 Gupta R。Mu~mdar A S.Drying.1980。11141
2 杨大成.干燥技术.1985.(2),40
3 吴东民,顾廷安.化学工程,1992.20(1)t 20
4 龠
宏.马宝娇.翁颐庆.化学工程.1995.23(6)。
51
5 Rahu1.Gupta.Mujumder A S.Dry[r~Techno~-
gY·1985·3(1)‘75
6 金国盘等.干燥设备设计.上海科技出版社.1986
7 魏钟·潘永康.章怡飞.第三届全国干燥会议
集.1989
8 卓霞,王荣林,张星南,化工装备技术.1993,(6),
1
9 吴东民,顾廷安 化学工程 ,1992.20(5)t11
10 Sat啦 S,Zucker I L.Dr ng Technokgy,1986,
4(1)l19
11 Han W·Mai B·Gu T.Dr ~ng T~hnol0gY·
l991,9(1),l5g
(收铺日期 1996一l0—08)
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