NO774454L - PROCEDURE FOR CONCENTRATING DILUTED PHOSPHORIC ACID - Google Patents
PROCEDURE FOR CONCENTRATING DILUTED PHOSPHORIC ACIDInfo
- Publication number
- NO774454L NO774454L NO774454A NO774454A NO774454L NO 774454 L NO774454 L NO 774454L NO 774454 A NO774454 A NO 774454A NO 774454 A NO774454 A NO 774454A NO 774454 L NO774454 L NO 774454L
- Authority
- NO
- Norway
- Prior art keywords
- stage
- acid
- concentration
- absorption
- sump
- Prior art date
Links
- NBIIXXVUZAFLBC-UHFFFAOYSA-N Phosphoric acid Chemical compound OP(O)(O)=O NBIIXXVUZAFLBC-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims description 76
- 229910000147 aluminium phosphate Inorganic materials 0.000 title claims description 38
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims description 17
- 239000007789 gas Substances 0.000 claims description 102
- QAOWNCQODCNURD-UHFFFAOYSA-N Sulfuric acid Chemical compound OS(O)(=O)=O QAOWNCQODCNURD-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 88
- 238000010521 absorption reaction Methods 0.000 claims description 56
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 claims description 47
- KRHYYFGTRYWZRS-UHFFFAOYSA-N Fluorane Chemical compound F KRHYYFGTRYWZRS-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 38
- 239000002253 acid Substances 0.000 claims description 35
- 238000010438 heat treatment Methods 0.000 claims description 15
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims description 15
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 claims description 14
- 239000006096 absorbing agent Substances 0.000 claims description 13
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Chemical compound O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 13
- 150000002222 fluorine compounds Chemical class 0.000 claims description 9
- YCKRFDGAMUMZLT-UHFFFAOYSA-N Fluorine atom Chemical compound [F] YCKRFDGAMUMZLT-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 6
- VYPSYNLAJGMNEJ-UHFFFAOYSA-N Silicium dioxide Chemical compound O=[Si]=O VYPSYNLAJGMNEJ-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 6
- 229910052731 fluorine Inorganic materials 0.000 claims description 6
- 239000011737 fluorine Substances 0.000 claims description 6
- 239000000725 suspension Substances 0.000 claims description 3
- 238000009835 boiling Methods 0.000 claims description 2
- 230000001105 regulatory effect Effects 0.000 claims description 2
- 239000000741 silica gel Substances 0.000 claims description 2
- 229910002027 silica gel Inorganic materials 0.000 claims description 2
- 238000005406 washing Methods 0.000 claims 1
- 238000001704 evaporation Methods 0.000 description 4
- 230000008020 evaporation Effects 0.000 description 4
- NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N Sulfur Chemical compound [S] NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 229910052681 coesite Inorganic materials 0.000 description 3
- 238000001816 cooling Methods 0.000 description 3
- 229910052906 cristobalite Inorganic materials 0.000 description 3
- 230000002349 favourable effect Effects 0.000 description 3
- 239000012071 phase Substances 0.000 description 3
- 229910052682 stishovite Inorganic materials 0.000 description 3
- 229910052717 sulfur Inorganic materials 0.000 description 3
- 239000011593 sulfur Substances 0.000 description 3
- 229910052905 tridymite Inorganic materials 0.000 description 3
- 229910019142 PO4 Inorganic materials 0.000 description 2
- 238000002485 combustion reaction Methods 0.000 description 2
- 238000010411 cooking Methods 0.000 description 2
- 238000000605 extraction Methods 0.000 description 2
- 239000007788 liquid Substances 0.000 description 2
- 239000007791 liquid phase Substances 0.000 description 2
- 238000002156 mixing Methods 0.000 description 2
- 238000007254 oxidation reaction Methods 0.000 description 2
- IZGYIFFQBZWOLJ-CKAACLRMSA-N phaseic acid Chemical compound C1C(=O)C[C@@]2(C)OC[C@]1(C)[C@@]2(O)C=CC(/C)=C\C(O)=O IZGYIFFQBZWOLJ-CKAACLRMSA-N 0.000 description 2
- 235000021317 phosphate Nutrition 0.000 description 2
- KRHYYFGTRYWZRS-UHFFFAOYSA-M Fluoride anion Chemical compound [F-] KRHYYFGTRYWZRS-UHFFFAOYSA-M 0.000 description 1
- 230000032683 aging Effects 0.000 description 1
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 1
- 230000003197 catalytic effect Effects 0.000 description 1
- 238000004140 cleaning Methods 0.000 description 1
- 239000012141 concentrate Substances 0.000 description 1
- 238000002425 crystallisation Methods 0.000 description 1
- 230000008025 crystallization Effects 0.000 description 1
- 230000008021 deposition Effects 0.000 description 1
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 1
- 238000001035 drying Methods 0.000 description 1
- 239000003337 fertilizer Substances 0.000 description 1
- 238000001914 filtration Methods 0.000 description 1
- 230000007062 hydrolysis Effects 0.000 description 1
- 238000006460 hydrolysis reaction Methods 0.000 description 1
- 239000003595 mist Substances 0.000 description 1
- 230000003647 oxidation Effects 0.000 description 1
- 230000005501 phase interface Effects 0.000 description 1
- NBIIXXVUZAFLBC-UHFFFAOYSA-K phosphate Chemical compound [O-]P([O-])([O-])=O NBIIXXVUZAFLBC-UHFFFAOYSA-K 0.000 description 1
- 239000010452 phosphate Substances 0.000 description 1
- 150000003013 phosphoric acid derivatives Chemical class 0.000 description 1
- 239000000377 silicon dioxide Substances 0.000 description 1
- 235000012239 silicon dioxide Nutrition 0.000 description 1
- MNTPMEHIQKUBIC-UHFFFAOYSA-N silicon;hydrofluoride Chemical compound F.[Si] MNTPMEHIQKUBIC-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000007787 solid Substances 0.000 description 1
- 238000001179 sorption measurement Methods 0.000 description 1
- 238000003756 stirring Methods 0.000 description 1
- 230000035882 stress Effects 0.000 description 1
- 239000002918 waste heat Substances 0.000 description 1
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C01—INORGANIC CHEMISTRY
- C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
- C01B33/00—Silicon; Compounds thereof
- C01B33/08—Compounds containing halogen
- C01B33/10—Compounds containing silicon, fluorine, and other elements
- C01B33/103—Fluosilicic acid; Salts thereof
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C01—INORGANIC CHEMISTRY
- C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
- C01B17/00—Sulfur; Compounds thereof
- C01B17/69—Sulfur trioxide; Sulfuric acid
- C01B17/74—Preparation
- C01B17/76—Preparation by contact processes
- C01B17/765—Multi-stage SO3-conversion
- C01B17/7655—Multi-stage SO3-conversion with intermediate absorption
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C01—INORGANIC CHEMISTRY
- C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
- C01B25/00—Phosphorus; Compounds thereof
- C01B25/16—Oxyacids of phosphorus; Salts thereof
- C01B25/18—Phosphoric acid
- C01B25/234—Purification; Stabilisation; Concentration
- C01B25/2343—Concentration concomitant with purification, e.g. elimination of fluorine
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Inorganic Chemistry (AREA)
- Treating Waste Gases (AREA)
- Gas Separation By Absorption (AREA)
- Heat Treatment Of Water, Waste Water Or Sewage (AREA)
- Pharmaceuticals Containing Other Organic And Inorganic Compounds (AREA)
- Saccharide Compounds (AREA)
Description
Fremgangsmåte til oppkonsentreringProcedure for concentration
av fortynnet fosforsyre.of dilute phosphoric acid.
Oppfinnelsen vedrører en fremgangsmåte til oppkonsentrering av fortynnet fosforsyre, idet den fortynnede fosforsyre ved indirekte varmeutveksling oppvarmes til en under koke-punktet liggende temperatur, den oppvarmede fortynnede fosforsyre forstøves og bringes i.direkte kontakt med varme gasser, vanndamp og fluorforbindelser i avgassen bortføres og fluorforbindelsene The invention relates to a method for concentrating diluted phosphoric acid, whereby the diluted phosphoric acid is heated by indirect heat exchange to a temperature below the boiling point, the heated diluted phosphoric acid is atomized and brought into direct contact with hot gases, water vapor and fluorine compounds in the exhaust gas and the fluorine compounds are removed
fjernes fra avgassen.removed from the exhaust gas.
Ved oppslutning av råfosfater med svovelsyre frem-kommer i mange tilfeller en fortynnet fosforsyre på ca. 26 til 32% ^2^55som°PPkonsentreres for anvendelse ved gjødnings-middelfremstilling til over ca. ^ 5% ^2^5*Denne oppkonsentrering foregår ved fordampning av vann i direkte kontakt med varme gasser og ved indirekte varmetilførsel under vakuum, idet det kan foreskrives en krystallisasjon (A. V. Slack: "Phosphoric Acid", bind II, 1968, Marcel Dekker, Inc., New York, side 58I - 634). When raw phosphates are digested with sulfuric acid, in many cases a diluted phosphoric acid of approx. 26 to 32% ^2^55som°PPconcentrated for use in fertilizer production to over approx. ^ 5% ^2^5*This concentration takes place by evaporation of water in direct contact with hot gases and by indirect heat supply under vacuum, as a crystallization can be prescribed (A. V. Slack: "Phosphoric Acid", volume II, 1968, Marcel Dekker , Inc., New York, pp. 58I - 634).
Ved oppkonsentrering ved indirekte varmetilførsel under vakuum er det for frembringelse av vakuum nødvendig med en omstendelig apparatur og det består fare for kokeforsinkelse, da det må arbeides i kokeområdet og det er nødvendig med anvendelse av primærenergi eller damp. Ved oppkonsentrering ved direkte kontakt med varme gasser kreves ved de kjente fremgangs-måter for frembringelse av de varme gasser primærenergi eller damp, hvorved det oppstår betraktelige omkostninger. Også den indirekte oppvarmning av syren før kontakt med de varme gasser foregår delvis ved hjelp av damp. Ved anvendelse av dykke-brennere frembringes dessuten en betraktelig mengde av bare vanskelig utskillbare syretåker. og bortføres med avgassene. In the case of concentration by indirect heat supply under vacuum, a cumbersome apparatus is required to create a vacuum and there is a risk of cooking delay, as work must be done in the cooking area and the use of primary energy or steam is necessary. In the case of concentration by direct contact with hot gases, primary energy or steam is required by the known methods for producing the hot gases, whereby considerable costs arise. The indirect heating of the acid before contact with the hot gases also takes place partly with the help of steam. When using submersible burners, a considerable quantity of acid mists, which are only difficult to separate, are also produced. and is carried away with the exhaust gases.
Til grunn for oppfinnelsen ligger den oppgave å unngå anvendelse av primærenergi eller damp ved oppkonsentrering i direkte kontakt med varme gasser, derved å holde det apparative forbruk og driftsomkostningene lavest mulig og å holde innhold av syretåker i avgassen likeledes lite. The invention is based on the task of avoiding the use of primary energy or steam during concentration in direct contact with hot gases, thereby keeping the apparatus consumption and operating costs as low as possible and keeping the content of acid mist in the exhaust gas likewise low.
Løsningen av denne oppgave foregår ifølge oppfinnelsen ved at den fortynnede fosforsyre oppvarmes ved indirekte varmeutveksling ved hjelp av varme som skal bortføres fra adsorpsjonssystemet av et svovelsyrekatalysatoranlegg. Den oppvarmede, fortynnede fosforsyre sprøytes i to etter hverandre liggende oppkonsentreringstrinn i to syrekretsløp og bringes i direkte kontakt med en oppvarmet gassblanding fra sluttgassen av svovelsyrekatalysatoranlegget og tilblandet luft, oppvarmningen av gassblandingen foregår ved direkte varmeutveksling ved hjelp av overskytende gassvarme fra de fra første katalysatortrinn fra svovelsyrekatalysatoranlegget uttredende delvis til SO-j omsatte gasser før deres inntreden i det varmt drevne mellomabsorpsjonssystem, den oppvarmede gassblanding føres i rekkefølge gjennom første og annet oppkonsentreringstrinn og The solution to this task takes place according to the invention by the diluted phosphoric acid being heated by indirect heat exchange with the help of heat which is to be removed from the adsorption system by a sulfuric acid catalyst plant. The heated, diluted phosphoric acid is injected in two successive concentration stages in two acid circuits and is brought into direct contact with a heated gas mixture from the end gas of the sulfuric acid catalyst plant and mixed air, the heating of the gas mixture takes place by direct heat exchange using excess gas heat from those from the first catalyst stage from sulfuric acid catalyst plant exiting gases partially converted to SO-j before their entry into the hot-driven intermediate absorption system, the heated gas mixture is passed sequentially through the first and second concentration stages and
fra avgassen fjernes i en fleretrinns fluorvasker, fluorforbindelsene ved absorpsjon. from the exhaust gas are removed in a multi-stage fluorine scrubber, the fluorine compounds by absorption.
Oppvarmningen av gassblandinger ved indirekte varmeutveksling med overskytende gassvarme fra den fra første katalysatortrinn uttredende, delvis til SO^omsatte gasser foregår således at enten oppvarmes sluttgassen og blandes før inntreden i oppkonsentrereren med luft eller at luften oppvarmes tilsvarende og deretter blandes med sluttgassen. Oppvarmningen av gassblandingen foregår hensiktsmessig i annet varmeutvekslingstrinn av SO^-holdige gasser, sett i strømningsretningen av den SO^-holdige gass. Mallomabsorpsjonen av svovelsyrekatalysatoranlegget drives i likestrøm mellom gassfase og svovelsyre, således at gassuttredelsestemperaturen av de S02-holdige gasser omtrent tilsvarer temperaturen av den bortrennende svovelsyre og avløps-temperaturen av svovelsyren utgjør minst 95°C. Betegnelsen av første og annet oppkonsentreringstrinn foregår alltid i retning av strømningen av de varme gasser. Oppkonsentreringen foregår vanligvis til 45 - 60% P2°5'The heating of gas mixtures by indirect heat exchange with excess gas heat from the gases exiting from the first catalyst stage, partly converted to SO^, takes place in such a way that either the end gas is heated and mixed with air before entering the concentrator or that the air is heated accordingly and then mixed with the end gas. The heating of the gas mixture conveniently takes place in the second heat exchange stage of SO^-containing gases, viewed in the direction of flow of the SO^-containing gas. The malomabsorption of the sulfuric acid catalyst plant is operated in direct current between gas phase and sulfuric acid, so that the gas exit temperature of the SO2-containing gases roughly corresponds to the temperature of the flowing sulfuric acid and the discharge temperature of the sulfuric acid amounts to at least 95°C. The designation of the first and second concentration stage always takes place in the direction of the flow of the hot gases. The concentration usually takes place to 45 - 60% P2°5'
En foretrukket utførelse består i at den fortynnede fosforsyre først føres under innmatning av frisk fortynnet svovelsyre i annet oppkonsentreringstrinn i kretsløp, syrekretsløpet oppvarmes ved hjelp av den fra svovelsyrekretsløpet av mellomabsorpsjonssystemet av svovelsyrekatalysatoranlegget bortførende varme, sprøytes i annet oppkonsentreringstrinn i motstrøm til den oppadstrømmende gassblanding, fra sumpen føres delvis inn i sumpen av første oppkonsentreringstrinn og for en annen del i kretsløpet av annet oppkonsentreringstrinn, syrekretsløpet fra sumpen av første oppkonsentreringstrinn oppvarmes ved hjelp av den varme som skal bortføres fra svovelsyrekretsløpet av sluttabsorpsjonssystemet, i første oppkonsentreringstrinn forstøves i likestrøm til gassen som strømmer bort og fra syrekretsløpet av første oppkonsentreringstrinn uttas oppkonsentrert fosforsyre. Derved oppnås en gunstig overføring og innføring av den for oppkonsentreringen nødvendige varme og det unngås avsetnings-dannelser i oppkonsentrereren, da i første oppkonsentreringstrinn innføres varme med høyere temperaturnivå over gassfasen..- ' og i annet trinn innføres bare varme med relativt lavt temperaturnivå over den oppvarmede syre. Prinsippielt er det imidlertid mulig med en omveksling av oppvarmningen av kretsløpet av fosfor-syreoppkonsentreringsanlegget i mellomabsorberer- og sluttabsorberersystemet. A preferred embodiment consists in that the diluted phosphoric acid is first fed under the feed of freshly diluted sulfuric acid in the second concentration step in the circuit, the acid circuit is heated using the heat carried away from the sulfuric acid circuit by the intermediate absorption system of the sulfuric acid catalyst plant, is injected in the second concentration step in countercurrent to the upward-flowing gas mixture, from the sump is fed partly into the sump of the first concentration stage and for another part into the circuit of the second concentration stage, the acid circuit from the sump of the first concentration stage is heated using the heat to be removed from the sulfuric acid circuit by the final absorption system, in the first concentration stage it is atomized in direct current to the gas that flows concentrated phosphoric acid is taken away and from the acid cycle of the first concentration stage. Thereby, a favorable transfer and introduction of the heat required for the concentration is achieved and deposits are avoided in the concentrator, as in the first concentration stage heat with a higher temperature level is introduced above the gas phase..-' and in the second stage only heat with a relatively low temperature level is introduced above it heated acid. In principle, however, it is possible to switch the heating of the circuit of the phosphoric acid concentration plant in the intermediate absorber and final absorber system.
En foretrukken utførelse består i at oppkonsentreringen foregår i første oppkonsentreringstrinn i en loddrett venturi. Derved oppnås i en liten enhet en gunstig og hurtig varme- og stoffutveksling ved god sammenblanding av gass- og væskefase. Da samtlige vegger stadig spyles med syre unngås avsetninger av de ved oppkonsentrering av syren utskilte faste stoffer, da disse forblir i suspensjon. Dessuten er trykktapet i gassen liten. A preferred embodiment consists in the concentration taking place in the first concentration stage in a vertical venturi. Thereby, a favorable and rapid exchange of heat and matter is achieved in a small unit by good mixing of gas and liquid phases. As all walls are constantly flushed with acid, deposits of the solids secreted by concentrating the acid are avoided, as these remain in suspension. In addition, the pressure loss in the gas is small.
En foretrukken utførelse består i at oppvarmningen av syrekretsløpet av første oppkonsentreringstrinn foregår i varme som skal bortføres fra svovelsyrekretsløpet av eti varmt drevet sluttabsorberersystem. Sluttabsorbereren av svovelsyrekatalysatoranlegget drives i det minste i et første absorbsjons-trinn i likestrøm mellom gassfase og svovelsyre, annet trinn kan drives i motstrøm med uavkjølet svovelsyre, således at uttredelsestemperaturen av sluttgassen tilsvarer uttredelsestemperaturen av svovelsyren som minst utgjør 95°C. Ved denne utførelse økes den fra de to absorpsjonssystemer av svovelsyrekatalysatoranlegget med gassene uttatte varmemengde og den varmemengde som skal bort-føres fra svovelsyrekretsløpet nedsettes tilsvarende. Derved kan flaten av varmeutvekslerne for kjøling av svovelsyren reduseres, men overskytende varme av katalysatoranleggets absorpsjonssystem gjøres nyttig på gunstig måte for oppkonsentrering av fosforsyre. A preferred embodiment consists in the heating of the acid circuit of the first concentration stage taking place in heat which is to be removed from the sulfuric acid circuit by a heat-driven final absorber system. The end absorber of the sulfuric acid catalyst plant is operated at least in a first absorption stage in direct current between gas phase and sulfuric acid, second stage can be operated in counter current with uncooled sulfuric acid, so that the exit temperature of the end gas corresponds to the exit temperature of the sulfuric acid which is at least 95°C. In this embodiment, the amount of heat extracted from the two absorption systems of the sulfuric acid catalyst plant with the gases is increased and the amount of heat to be removed from the sulfuric acid circuit is reduced accordingly. Thereby, the area of the heat exchangers for cooling the sulfuric acid can be reduced, but excess heat from the catalyst plant's absorption system is made useful in a favorable way for the concentration of phosphoric acid.
En foretrukket utførelse består i at sluttgassen av sluttabsorberersystemet av svovelsyrekatalysatoranlegget foregår ved hjelp av overskytende gassvarme av de fra første katalysatortrinn og svovelsyrekatalysatoranlegget uttredende gasser i en sett på gassiden annet varmeutvekslingstrinn og luften tilblandes den oppvarmede sluttgass. Derved unngås en underskridelse av duggpunktet av de SO-^-holdige gasser i varmeutveksler ved utvekslingsflåtene. A preferred embodiment consists in the end gas of the end absorber system of the sulfuric acid catalyst plant taking place with the help of excess gas heat from the gases exiting from the first catalyst stage and the sulfuric acid catalyst plant in a second heat exchange stage set on the gas side and the air is mixed with the heated end gas. Thereby, an undershooting of the dew point of the SO-^-containing gases in heat exchangers at the exchange floats is avoided.
En foretrukket utførelse består i at ved forar-beidelsen av kaldt dannede gasser med et høyt SC^-innhold i svovelsyrekatalysatoranlegget oppvarmes en del av gassblandingen i sluttvarmeutveksleren etter siste katalysatorhorde. Denne utførelse har fremfor alt fordel når det i svovelsyrekatalysatoranlegget forarbeides SC^-holdige gasser fra metallurgiske anlegg med et SC^-innhold på mer enn 8, 5% og overskytende varme er tilstede for autoterm drift av katalysatoranlegget. Sluttvarmeutveksleren utformes fortrinnsvis totrinnet, idet det varm-sidige første trinn anvendes til foroppvarmning av gassene for katalysatoranlegg og annet trinn anvendes til oppvarmning av gassblandingen. Derved kan det enten oppvarmes luft eller sluttgass. A preferred embodiment consists in that during the processing of cold formed gases with a high SC^ content in the sulfuric acid catalyst plant, part of the gas mixture is heated in the final heat exchanger after the last catalyst batch. This design is particularly advantageous when SC^-containing gases from metallurgical plants with an SC^ content of more than 8.5% are processed in the sulfuric acid catalyst plant and excess heat is present for autothermal operation of the catalyst plant. The final heat exchanger is preferably designed in two stages, the warm-side first stage being used for preheating the gases for catalyst systems and the second stage being used for heating the gas mixture. Thereby, either air or end gas can be heated.
En foretrukket utførelse består i at de varme gasser føres med en temperatur på 70 - 250°C, fortrinnsvis 80 - 220°C inn i første oppkonsentreringstrinn. Derved oppnås en god varme-tilførsel i første trinn uten at det opptrer avleiringer. A preferred embodiment consists in the hot gases being fed at a temperature of 70 - 250°C, preferably 80 - 220°C into the first concentration stage. Thereby, a good heat supply is achieved in the first stage without deposits forming.
En foretrukket utførelse består i at de varme gasser føres med en temperatur på 100 - 280°C, fortrinnsvis 120 - 250°C inn i første oppkonsentreringstrinn. Derved oppnås ved forarbeidelse av høyprosentige SC^-holdige gasser i katalysatoranlegg en meget god varmetilførsel i første trinn, uten at det opptrer anbakninger. A preferred embodiment consists in the hot gases being fed at a temperature of 100 - 280°C, preferably 120 - 250°C into the first concentration stage. Thereby, when processing high-percent SC^-containing gases in catalyst systems, a very good heat input is achieved in the first stage, without caking occurring.
En foretrukket utførelse består i at fosforsyren forstøves med en temperatur på 60 - 100°C, fortrinnsvis 75 - 90°C inn i føBste oppkonsentreringstrinn. Derved innbringes ekstra varme inn i første trinn ved varme i syren med relativt lavt temperaturnivå og samtidig oppnås en god fordampning av vann i første trinn uten at det opptrer fare for avsetningsdannelse. ■ A preferred embodiment consists in the phosphoric acid being atomized at a temperature of 60 - 100°C, preferably 75 - 90°C into the first concentration step. Thereby, extra heat is brought into the first stage by heating the acid at a relatively low temperature level and at the same time a good evaporation of water is achieved in the first stage without the risk of deposits forming. ■
En foretrukken utførelse består i at absorpsjonen av fluorbestanddelene foregår i en absorpsjonsenhet med to etter hverandre koplede trinn, idet i første trinn av absorpsjonsen heten inndyses kiseifluorhydrogensyre i likestrøm med gassene'i en loddrett venturiabsorberer og i annet trinn inndyses kiselfluorhydrogensyre i motstrøm til gassene i et tomtårn og de indre vegger av absorpsjonsenheten påkjennes sterkt av inn-dyset kiselfluorhydrogensyre. Påkjenningen av de indre vegger med kiselfluorhydrogensyre oppnås ved at inndysingen av kiselfluorhydrogensyren foregår med turbulens. Derved unngås avsetninger av utskilt SiC>2 på veggene som oppstår ved hydrolyse av SiF^. Dessuten oppnås en god absorpsjon ved oppnåelse av en optimal fasegrenseflate mellom gass og væske. A preferred embodiment consists in the absorption of the fluorine components taking place in an absorption unit with two stages connected one after the other, whereby in the first stage of the absorption, silicic hydrofluoric acid is injected in direct current with the gases in a vertical venturi absorber and in the second stage, silicic hydrofluoric acid is injected in countercurrent to the gases in a empty tower and the inner walls of the absorption unit are strongly stressed by injected silicic hydrofluoric acid. The stress on the inner walls with silicic hydrofluoric acid is achieved by injecting the silicic hydrofluoric acid with turbulence. Thereby, deposits of secreted SiC>2 on the walls which arise from hydrolysis of SiF^ are avoided. In addition, good absorption is achieved by achieving an optimal phase interface between gas and liquid.
En foretrukket utførelsesform består i at absorpsjonen av fluorbestanddelene foregår i to etter hverandre kopl.ede absorpsjonsenheter og i syrekretsløpet av annet trinn av annen absorpsjonsenhet tilsettes kontinuerlig vann, syren løper over fra sumpen av annet trinn i sumpen av første trinn.av annen absorpsjonsenhet, syren løper aver fra sumpen av første trinn A preferred embodiment consists in the absorption of the fluorine components taking place in two consecutively coupled absorption units and in the acid circuit of the second stage of the second absorption unit water is continuously added, the acid flows over from the sump of the second stage into the sump of the first stage of the second absorption unit, the acid running away from the swamp of the first step
av annen absorpsjonsenhet inn i sumpen av annet trinn av første absorpsjonsenhet, syren renner over fra sumpen av annet trinn of the second absorption unit into the sump of the second stage of the first absorption unit, the acid overflows from the sump of the second stage
i sumpen av første trinn av første absorpsjonsenhet og kiselfluorhydrogensyren fjernes fra første sump av første absorpsjonsenhet som produksjon. Ved innstilling av en kontinuerlig strøm-ningslikevekt etter overløpsprinsippet oppnås at de stasjonære konsentrasjoner av kiselfluorhydrogensyre i de enkelte kretsløp av de forskjellige absorpsjonstrinn gir et konsentrasjonsfall fra første til siste trinn. Derved sikres optimale og konstante betingelser for fluorabsorpsjon. Samtidig holdes ved innstilling av en kontinuerlig flytelikevekt oppholdstiden av syren til de enkelte sumper på et minimum og det unngås en forsterket aldring forbundet med en avsetning av utskilt Si02og det oppnås et godt uttak av SiC>2 med produks jonsavgassen fra absorpsj onsenhetene. in the sump of the first stage of the first absorption unit and the silicic hydrofluoric acid is removed from the first sump of the first absorption unit as production. By setting a continuous flow equilibrium according to the overflow principle, it is achieved that the stationary concentrations of silicic hydrofluoric acid in the individual circuits of the different absorption stages give a drop in concentration from the first to the last stage. This ensures optimal and constant conditions for fluoride absorption. At the same time, by setting a continuous flow equilibrium, the residence time of the acid in the individual sumps is kept to a minimum and an enhanced aging associated with a deposit of separated Si02 is avoided, and a good extraction of SiC>2 with the production exhaust gas from the absorption units is achieved.
En foretrukket utførelse består i at den kontinuerlige vanntilsetning i annet trinn av annen absorpsjonsenhet reguleres således at konsentrasjonen av den fra første trinn av første absorpsjonsenhet fjernet produksjonssyre tilsvarer den ønskede konsentrasjon av kiselfluorhydrogensyren. Derved er det mulig en enkel innstilling av den ønskede kiseifluorhydrogensyre-konsentrasjon av den avgitte produksjon. A preferred embodiment consists in the continuous addition of water in the second stage of the second absorption unit being regulated so that the concentration of the production acid removed from the first stage of the first absorption unit corresponds to the desired concentration of silicic hydrofluoric acid. Thereby, a simple setting of the desired silicon hydrofluoric acid concentration of the released production is possible.
En foretrukken utførelse består i at ved utformning av bunnene av sumpene med helling til tilsugningsstedene av syre-kretsløpspumpen å holde den ved dannelse av kiselfluorhydrogensyre samtidige utskilte kiselgel resp. Si02seg i suspensjon, strømmer med syren gjennom alle trinn av absorpsjonsenhetene og uttas kontinuerlig med den som produksjon uttatte kiselfluor-hydrpgensyre kontinuerlig fra absorpsjonssystemet. Derved nedsettes avsetningen av i den flytende fase suspendert Si02ytterligere, da det i sumpene oppnås en turbulent syrestrøm og roende væskeområder unngås. A preferred embodiment consists in that when designing the bottoms of the sumps with a slope to the suction points of the acid circuit pump to keep it during the formation of silicic hydrofluoric acid simultaneous separated silica gel resp. Si02 is in suspension, flows with the acid through all stages of the absorption units and is withdrawn continuously from the absorption system with the silicic fluorohydrogen acid withdrawn as production. Thereby, the deposition of SiO2 suspended in the liquid phase is further reduced, as a turbulent acid flow is achieved in the swamps and stagnant liquid areas are avoided.
Oppfinnelsen skal forklares eksempelvis nærmere The invention must be explained in more detail, for example
under henvisning til figurene.with reference to the figures.
Figurene viser arbeidsdiagram for oppkonsentrering av fortynnet fosforsyre i forbindelse med svovelsyrekatalysator-' anlegg, idet The figures show a working diagram for the concentration of dilute phosphoric acid in connection with a sulfuric acid catalyst plant, as
figur 1 viser svovelsyrekatalysatoranlegg med SO^— figure 1 shows a sulfuric acid catalyst plant with SO^—
holdige gasser fra en svovelforbrenning,containing gases from a sulfur combustion,
figur 2 viser svovelsyrekatalysatoranlegg med S02~figure 2 shows a sulfuric acid catalyst plant with SO2~
holdige gasser fra et røsteanlegg,containing gases from a voting plant,
figur 3 viser svovelsyrekatalysatoranlegg med høy-prosentige S02-holdige gasser fra et pyrometallurgisk anlegg. Over ledning 1 føres råfosfat og over ledning 2 figure 3 shows a sulfuric acid catalyst plant with high-percentage SO2-containing gases from a pyrometallurgical plant. Crude phosphate is fed over line 1 and over line 2
svovelsyre inn i oppslutningsanlegget 3. Fra filtreringen 4 føres den fortynnede fosforsyre over ledning 5 inn i en -rørebe-holder 6 over ledning 7 i det av et tamtårn bestående annet oppkonsentreringstrinn 8. Fra sumpen 9 av annet oppkonsentreringstrinn 8 føres fosffDrsyren ved hjelp av pumpe 10 over ledning 11 inn i varmeutveksler 12, oppvarmes der og forstøves over ledning 13 inn i annet oppkonsentreringstrinn 8. Den i sumpen 9 utskilte fosforsyre strømmer over ledning 14 delvis inn i sumpen 15 av det av en loddrett venturi bestående første oppkonsentreringstrinn 16. Over ledning 17, pumpe 18, ledning 19 føres fosforsyre fra sumpen 15 inn i varmeutveksler 20, oppvarmes der og forstøves over ledning 21 inn i første oppkonsentreringstrinn 16. Avgivning av oppkonsentrert fosforsyre foregår over ledning 22 inn i rørebeholderen 23. sulfuric acid into the digester 3. From the filtration 4, the diluted phosphoric acid is fed via line 5 into a stirring container 6 via line 7 in the second concentration stage 8 consisting of a taming tower. From the sump 9 of the second concentration stage 8, the phosphoric acid is fed by means of a pump 10 via line 11 into heat exchanger 12, is heated there and atomized via line 13 into the second concentration stage 8. The phosphoric acid secreted in the sump 9 flows via line 14 partially into the sump 15 of the first concentration stage 16 consisting of a vertical venturi. 17, pump 18, line 19, phosphoric acid is fed from the sump 15 into heat exchanger 20, heated there and atomized via line 21 into the first concentration stage 16. Release of concentrated phosphoric acid takes place via line 22 into the mixing container 23.
Over ledning 24 og 24a trer de S02-holdige gasser inn i katalysatorkaret 25 og omsettes der på kjent måte katalytisk. Etter første katalysatortrinn trer de delvis omsatte SO-^-holdige gasser over ledning 26 inn i første varmeutvekslingstrinn 27 og over ledning 28 inn i annet varmeutvekslingstrinn 29. Over ledning 30 føres de avkjølte SO^-holdige gasser inn i mellomabsor-bereren 31>befris her ved hjelp av svovelsyre best mulig for SO-j. Over ledning 32 føres de i gassene som inneholder rest-erende S02inn i første varmeutvekslingstrinn 27 og'oppvarmes der til arbeidstemperatur av neste katalysatortrinn og føres over ledning 23 inn i annet katalysatortrinn av katalysatorkaret 25 } hvor de ferdigomsettes på kjent måte. Over ledning 34 føres de omsatte SO-^-holdige gasser inn i en varmeutveksler, av-kjøles der, føres over ledning 36 inn i sluttabsorbereren og befris der ved hjelp av svovelsyre for SO^. Over ledning 38 føres sluttgassene av katalysatorinnlegget inn i annet varmeutvekslingstrinn 29, oppvarmes der i varmeutveksling med SO^-holdige gasser og tilføres over ledning 39 til viften 40. Over filter 41 og ledning 42 tilføres til viften 40 luft. Via lines 24 and 24a, the SO2-containing gases enter the catalyst vessel 25 and are reacted catalytically there in a known manner. After the first catalyst stage, the partially converted SO-^-containing gases enter via line 26 into the first heat exchange stage 27 and via line 28 into the second heat exchange stage 29. Via line 30, the cooled SO^-containing gases are fed into the intermediate absorber 31>free here using sulfuric acid best possible for SO-j. Via line 32, those in the gases containing residual S02 are led into the first heat exchange stage 27 and are heated there to the working temperature of the next catalyst stage and are led via line 23 into the second catalyst stage of the catalyst vessel 25 } where they are completely converted in a known manner. Via line 34, the reacted SO-^-containing gases are fed into a heat exchanger, cooled there, fed via line 36 into the final absorber and freed there by means of sulfuric acid of SO^. Via line 38, the end gases of the catalyst insert are fed into the second heat exchange stage 29, heated there in heat exchange with SO^-containing gases and supplied via line 39 to the fan 40. Air is supplied to the fan 40 via filter 41 and line 42.
På figur 3 oppvarmes den filtrerte luft på forhånd i annet varmeutvekslingstrinn 35a i varmeutveksling mot de til. • sluttabsorps j onen 37 førte SO-^-holdige gasser. Over ledning 43 føres den oppvarmede gassblanding inn i første oppkonsentreringstrinn 16. Her avkjøles i likestrøm med den fordysede fosforsyre gassblandingen og fosforsyren under adiabatisk vannfordampning, den derved oppkonsentrerte fosforsyre utskilles best mulig i sumpen 15 og den med vanndamp anrikede gass føres inn i annet oppkonsentreringstrinn 8, hvor den føres i motstrøm oppad til den forstøvede fosforsyre. Derved finner det sted en ytterligere adiabatisk vannfordampning under tilsvarende avkjøl-ing av den i sumpen 9 utskilte fosforsyre. In Figure 3, the filtered air is heated in advance in the second heat exchange stage 35a in heat exchange against those to. • the final absorber 37 carried SO-^-containing gases. Via line 43, the heated gas mixture is fed into the first concentration stage 16. Here, the gas mixture and the phosphoric acid are cooled in direct current with the atomized phosphoric acid during adiabatic water evaporation, the thereby concentrated phosphoric acid is separated as best as possible in the sump 15 and the gas enriched with water vapor is fed into the second concentration stage 8 , where it is fed in a countercurrent upward direction to the atomized phosphoric acid. Thereby a further adiabatic evaporation of water takes place during a corresponding cooling of the phosphoric acid secreted in the sump 9.
Den vanndamp- og fluorforbindelsesholdige avgass av oppkonsentreringen føres over ledning 44 inn i første absorpsjonsenhet 45 behandles der, idet av en loddrett venturi bestående første trinn 45a med kiselfluorhydrogensyre i likestrøm og behandles i annet trinn 45 b med kiselfluorhydrogensyre i mot-strøm. I annen absorpsjonsenhet 46 foregår en gjentatt tilsvarende behandling. Den for fluorforbindelser best mulige befridde gass føres over ledning 47 inn i atmosfæren. Over ledning 48 føres vann i kretsløp av annet trinn 46b av annen absorpsjonsenhet 46. Over ledning 49 føres den frembragte kiselfluorhydrogensyre fra kretsløpet av første trinn 46a av annen absorpsjonsenhet 46 inn i kretsløpet av annet trinn 45b av første absorpsjonsenhet 45. Den samlede produksjon av kiseifluorhydrogensyre bortføres fra kretsløpet av første absorpsjonstrinn 45a av første absorpsjonsenhet 45 over ledning 50. The water vapor and fluorine compound-containing off-gas from the concentration is fed via line 44 into the first absorption unit 45 where it is processed, consisting of a vertical venturi first stage 45a with silicic hydrofluoric acid in direct current and treated in the second stage 45 b with silicic hydrofluoric acid in counter-current. In another absorption unit 46, a similar treatment is repeated. The best possible liberated gas for fluorine compounds is led via line 47 into the atmosphere. Via line 48, water is fed into the circuit of second stage 46b of second absorption unit 46. Via line 49, the produced silicic hydrofluoric acid from the circuit of first stage 46a of second absorption unit 46 is fed into the circuit of second stage 45b of first absorption unit 45. The overall production of silicic hydrofluoric acid removed from the circuit of the first absorption stage 45a of the first absorption unit 45 via line 50.
Oppvarmningen av fosforsyren i varmeutveksler 12 og 20 foregår ved hjelp av den over ledning 51 resp. 52 inn i varmeutveksleren 12 resp. 20 førte svovelsyre, som derved av- kjøles og føres over ledning 53 resp. 54 igjen i absorbereren 31 resp. 37. The heating of the phosphoric acid in heat exchangers 12 and 20 takes place with the help of the above line 51 or 52 into the heat exchanger 12 or 20 led sulfuric acid, which is thereby cooled and led over line 53 resp. 54 again in the absorber 31 or 37.
Frembringelsen av de SC^-holdige gasser foregårThe production of the SC^-containing gases takes place
i en svovelforbrenningsovn 55a, en hvirvelsjikt-røsteovn 55b og en flammesyklon-reaktor 55c. De vamre SC^-holdige gasser avkjøles i avvarmekaret 56, idet den bortførte varme benyttes til dampfrembringning. På figur 1 føres de avkjølte SC^-holdige gasser over ledning 24 direkte inn i katalysatorkaret 25. På figurene 2 og 3 foregår etter avkjøling i første rekke en av de kjente gassrensninger og gasstørkninger, hvortil det slutter seg deretter oppvarmning av de rensede SC^-holdige gasser til arbeidstemperatur av første katalysatorhorde, hvortil det an-" vendes den ved den katalytiske oksydasjon av SC>2 til SO-^i katalysatorkaret frigjorte varme. På figur 1 benyttes denne varme til dampfrembringelse. I alle tilfeller tørkes den for svovelforbrenning og SOg-oksydasjon nødvendige luft på forhånd. U tførelseseksempler. in a sulfur incinerator 55a, a fluidized bed roaster 55b and a flame cyclone reactor 55c. The warm SC^-containing gases are cooled in the de-heating vessel 56, the removed heat being used for steam production. In Figure 1, the cooled SC^-containing gases are fed via line 24 directly into the catalyst vessel 25. In Figures 2 and 3, after cooling, one of the known gas cleaning and gas drying takes place first, followed by heating of the purified SC^ -containing gases to the working temperature of the first catalyst batch, for which the heat released by the catalytic oxidation of SC>2 to SO-^ in the catalyst vessel is used. In Figure 1, this heat is used for steam generation. In all cases, it is dried for sulfur combustion and SOg-oxidation necessary air in advance Implementation examples.
Svovelsyrekatalysatoranlegg er i alle tilfeller dimensjonert for en produksjonskapasitet på 1500 tonn E^ SO^ Sulfuric acid catalyst plants are in all cases designed for a production capacity of 1,500 tonnes E^ SO^
pr. dag, beregnet som 100%-ig H^ SO^.per day, calculated as 100% H^SO^.
Angivelsene vises med posisjonsangivelser på figurene 1 til 3. The specifications are shown with position specifications in figures 1 to 3.
Fordelene ifølge oppfinnelsen består hovedsakelig The advantages according to the invention consist mainly of
i at det er mulig med en oppkonsentrering av fortynnet fosforsyre uten anvendelse av primærenergi eller damp, idet samtidig overskytende avvarme kan utnyttes av et svovelsyrekatalysatoranlegg på relativt lavt temperaturnivå på økonomisk måte og uten komplikasjon. Driftsomkostninger av det sammensatte system er lavt,, da det for oppkonsentrering ikke kreves primærenergi eller dyr damp og omkostninger for bortføring av overskytende" varme fra absorpsjonssystemet av katalysatoranlegget innspares. Samtidig renses sluttgassen av katalysatoranlegget igjen uten ekstra komplikasjon. Før bestanddelene av råfosforsyren som skal oppkonsentreres utdrives meget godt ved oppkonsentreringen og utvinnes i den etterkoplede absorpsjon av fluorforbindelsene i form av en utnyttbar kiselfluorhydrogensyre. Den med høyt temperaturnivå dannede varme ved fremstilling av de SC^-holdige gasser og ved den katalytiske omsetning i katalysatoranlegget, som vanligvis kreves over en damputvinning til oppkonsentrering av fosforsyreproduksjon står dermed til dis-posisjon til fri energiutvinning, såvidt den ikke i tilfelle kaldt dannede SC^-holdige gasser kreves til deres oppvarmning til arbeidstemperaturen av første katalysatorhorde. in that it is possible to concentrate diluted phosphoric acid without the use of primary energy or steam, while at the same time excess waste heat can be utilized by a sulfuric acid catalyst plant at a relatively low temperature level in an economical way and without complication. Operating costs of the complex system are low, as no primary energy or expensive steam is required for concentration and costs for removal of "excess" heat from the absorption system of the catalyst plant are saved. At the same time, the end gas is cleaned again by the catalyst plant without additional complication. Before the components of the raw phosphoric acid to be concentrated is expelled very well during the up-concentration and recovered in the subsequent absorption of the fluorine compounds in the form of a usable silicic hydrofluoric acid. concentration of phosphoric acid production is thus available for free energy extraction, unless in the case of cold formed SC^-containing gases it is required for their heating to the working temperature of the first catalyst horde.
Claims (13)
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| DE2700009A DE2700009C3 (en) | 1977-01-03 | 1977-01-03 | Process for the concentration of dilute phosphoric acid |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| NO774454L true NO774454L (en) | 1978-07-04 |
Family
ID=5998041
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| NO774454A NO774454L (en) | 1977-01-03 | 1977-12-23 | PROCEDURE FOR CONCENTRATING DILUTED PHOSPHORIC ACID |
Country Status (15)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPS5385797A (en) |
| AU (1) | AU513920B2 (en) |
| BE (1) | BE862580A (en) |
| BR (1) | BR7800006A (en) |
| CA (1) | CA1085583A (en) |
| DE (1) | DE2700009C3 (en) |
| ES (1) | ES465669A1 (en) |
| FI (1) | FI773907A (en) |
| FR (1) | FR2376071A1 (en) |
| GB (1) | GB1589945A (en) |
| IT (1) | IT1090383B (en) |
| NO (1) | NO774454L (en) |
| PL (1) | PL203780A1 (en) |
| SE (1) | SE7800045L (en) |
| ZA (1) | ZA777069B (en) |
Families Citing this family (8)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| DE2824010A1 (en) * | 1978-06-01 | 1979-12-13 | Metallgesellschaft Ag | METHOD FOR CONCENTRATING DILUSED PHOSPHORIC ACID |
| CA1146722A (en) * | 1981-04-10 | 1983-05-24 | Gordon M. Cameron | Energy recovery method and system for combined sulphuric and phosphoric acid manufacturing plant |
| DE3232446A1 (en) * | 1982-08-12 | 1984-02-16 | Metallgesellschaft Ag, 6000 Frankfurt | METHOD FOR PRODUCING SULFURIC ACID |
| US4670242A (en) * | 1984-11-09 | 1987-06-02 | Monsanto Company | Heat recovery from concentrated sulfuric acid |
| US4576813A (en) * | 1983-07-05 | 1986-03-18 | Monsanto Company | Heat recovery from concentrated sulfuric acid |
| CN103523763B (en) * | 2013-10-11 | 2017-04-05 | 徐州天正活性炭厂 | A kind of energy saver and method of rapid concentration of dilute phosphoric acid |
| CN104445118B (en) * | 2014-12-01 | 2016-08-31 | 四川玖长科技有限公司 | Technique for phosphoric acid processed from the kiln discharge flue gas of kiln-process phosphoric acid technique |
| CN109941979A (en) * | 2019-04-30 | 2019-06-28 | 舒爱桦 | A kind of technique of concentrated fertilizer phosphoric acid food grade phosphoric acid |
-
1977
- 1977-01-03 DE DE2700009A patent/DE2700009C3/en not_active Expired
- 1977-11-28 ZA ZA00777069A patent/ZA777069B/en unknown
- 1977-12-13 AU AU31501/77A patent/AU513920B2/en not_active Expired
- 1977-12-13 GB GB51891/77A patent/GB1589945A/en not_active Expired
- 1977-12-21 FR FR7738599A patent/FR2376071A1/en not_active Withdrawn
- 1977-12-22 FI FI773907A patent/FI773907A/en not_active Application Discontinuation
- 1977-12-23 NO NO774454A patent/NO774454L/en unknown
- 1977-12-29 IT IT31377/77A patent/IT1090383B/en active
- 1977-12-29 JP JP15861077A patent/JPS5385797A/en active Pending
- 1977-12-30 BE BE6046295A patent/BE862580A/en unknown
- 1977-12-30 CA CA294,197A patent/CA1085583A/en not_active Expired
-
1978
- 1978-01-02 PL PL20378078A patent/PL203780A1/en unknown
- 1978-01-02 SE SE7800045A patent/SE7800045L/en unknown
- 1978-01-02 BR BR7800006A patent/BR7800006A/en unknown
- 1978-01-02 ES ES465669A patent/ES465669A1/en not_active Expired
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPS5385797A (en) | 1978-07-28 |
| GB1589945A (en) | 1981-05-20 |
| DE2700009C3 (en) | 1979-11-15 |
| DE2700009A1 (en) | 1978-07-06 |
| DE2700009B2 (en) | 1979-03-29 |
| AU3150177A (en) | 1979-06-21 |
| CA1085583A (en) | 1980-09-16 |
| ES465669A1 (en) | 1978-09-16 |
| IT1090383B (en) | 1985-06-26 |
| PL203780A1 (en) | 1978-08-14 |
| FI773907A (en) | 1978-07-04 |
| SE7800045L (en) | 1978-07-04 |
| AU513920B2 (en) | 1981-01-15 |
| BE862580A (en) | 1978-06-30 |
| BR7800006A (en) | 1978-08-15 |
| FR2376071A1 (en) | 1978-07-28 |
| ZA777069B (en) | 1978-09-27 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US4029751A (en) | Process for producing sulfuric acid | |
| DK166194B (en) | METHOD AND PLANT FOR TREATMENT OF LIQUID GAS MIXTURES | |
| EP0030447A1 (en) | High pressure process for recovery of sulphur from gases | |
| NO774454L (en) | PROCEDURE FOR CONCENTRATING DILUTED PHOSPHORIC ACID | |
| JPS5929521B2 (en) | Manufacturing method of purified hydrochloric acid | |
| US2996359A (en) | Method for continuous manufacture of carbon monoxide | |
| US4062930A (en) | Method of production of anhydrous hydrogen fluoride | |
| JPS6011217A (en) | Continuous manufacture of silicon tetrafluoride gas in vertical column | |
| RU2474533C1 (en) | Method of producing elementary sulphur from sulphur dioxide-containing exhaust gas | |
| FI62002C (en) | REFERENCE FITTING FOR SEPARATION OF A QUANTIFIED HYDROGEN WITH HYDROGEN GASER | |
| US2368901A (en) | Ammonium sulphate production | |
| US2295587A (en) | Recovery of sulphur dioxide from gas mixtures | |
| US3273966A (en) | Purification of sulfur | |
| US3780166A (en) | Process of catalytically reacting so2 to form so3 and of producing sulfuric acid | |
| NO130765B (en) | ||
| US3907973A (en) | Process for defluorinating phosphoric acids and production of ammonium fluosilicate and fluosilicic acid | |
| US3199952A (en) | Process for the production of high strength, high purity hydrofluoric acid | |
| US2399013A (en) | Process for the recovery of sulphur dioxide from gas mixtures | |
| JPH06319955A (en) | Method of cleaning flue gas containing nitrogen and sulfur oxide from combustion equipment | |
| US1901416A (en) | Production of gaseous mixtures containing sulphur dioxide | |
| US2377642A (en) | Manufacture of chlorosulphonic acid | |
| RU2692719C1 (en) | Method for cleaning process condensates using an intermediate container | |
| US535882A (en) | Sulfubio acid | |
| US3848061A (en) | Process for preparing concentrated fluorosilicic acid | |
| US3554697A (en) | Reduction of foaming during acid regeneration |