SU251571A1 - Способ получения мочевины - Google Patents
Способ получения мочевиныInfo
- Publication number
- SU251571A1 SU251571A1 SU1003885A SU1003885A SU251571A1 SU 251571 A1 SU251571 A1 SU 251571A1 SU 1003885 A SU1003885 A SU 1003885A SU 1003885 A SU1003885 A SU 1003885A SU 251571 A1 SU251571 A1 SU 251571A1
- Authority
- SU
- USSR - Soviet Union
- Prior art keywords
- urea
- solution
- ammonia
- stage
- carbon dioxide
- Prior art date
Links
- XSQUKJJJFZCRTK-UHFFFAOYSA-N urea Chemical compound NC(N)=O XSQUKJJJFZCRTK-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims description 112
- 239000004202 carbamide Substances 0.000 title claims description 56
- 239000000243 solution Substances 0.000 claims description 43
- QGZKDVFQNNGYKY-UHFFFAOYSA-N ammonia Chemical compound N QGZKDVFQNNGYKY-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 38
- CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N carbon dioxide Chemical compound O=C=O CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 33
- 229910002092 carbon dioxide Inorganic materials 0.000 claims description 33
- 239000007789 gas Substances 0.000 claims description 32
- 238000004821 distillation Methods 0.000 claims description 29
- 239000001569 carbon dioxide Substances 0.000 claims description 28
- BVCZEBOGSOYJJT-UHFFFAOYSA-N Ammonium carbamate Chemical compound [NH4+].NC([O-])=O BVCZEBOGSOYJJT-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 23
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 23
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 claims description 20
- 238000005194 fractionation Methods 0.000 claims description 14
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims description 13
- 238000003786 synthesis reaction Methods 0.000 claims description 13
- 230000002194 synthesizing Effects 0.000 claims description 13
- 238000005469 granulation Methods 0.000 claims description 12
- 230000003179 granulation Effects 0.000 claims description 12
- 239000007788 liquid Substances 0.000 claims description 12
- 239000008187 granular material Substances 0.000 claims description 11
- 238000010521 absorption reaction Methods 0.000 claims description 9
- 239000007864 aqueous solution Substances 0.000 claims description 5
- 239000003546 flue gas Substances 0.000 claims description 4
- 238000007906 compression Methods 0.000 claims description 3
- 238000001704 evaporation Methods 0.000 claims description 3
- 150000003863 ammonium salts Chemical class 0.000 claims description 2
- 238000004064 recycling Methods 0.000 claims description 2
- 239000012071 phase Substances 0.000 description 12
- KXDHJXZQYSOELW-UHFFFAOYSA-M carbamate Chemical compound NC([O-])=O KXDHJXZQYSOELW-UHFFFAOYSA-M 0.000 description 7
- 238000005755 formation reaction Methods 0.000 description 7
- 239000000155 melt Substances 0.000 description 7
- 239000006096 absorbing agent Substances 0.000 description 6
- 238000009833 condensation Methods 0.000 description 6
- 230000005494 condensation Effects 0.000 description 6
- 239000007791 liquid phase Substances 0.000 description 6
- VHUUQVKOLVNVRT-UHFFFAOYSA-N ammonium hydroxide Chemical compound [NH4+].[OH-] VHUUQVKOLVNVRT-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 5
- 235000011114 ammonium hydroxide Nutrition 0.000 description 5
- 238000010438 heat treatment Methods 0.000 description 5
- 230000002262 irrigation Effects 0.000 description 5
- 238000003973 irrigation Methods 0.000 description 5
- 238000009835 boiling Methods 0.000 description 4
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 description 4
- 238000006297 dehydration reaction Methods 0.000 description 4
- 239000006260 foam Substances 0.000 description 4
- 238000000926 separation method Methods 0.000 description 4
- JJEJDZONIFQNHG-UHFFFAOYSA-O [NH4+].[C+4] Chemical class [NH4+].[C+4] JJEJDZONIFQNHG-UHFFFAOYSA-O 0.000 description 3
- 239000000969 carrier Substances 0.000 description 3
- 239000012530 fluid Substances 0.000 description 3
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 description 3
- 238000000034 method Methods 0.000 description 3
- 239000011541 reaction mixture Substances 0.000 description 3
- QGZKDVFQNNGYKY-UHFFFAOYSA-O ammonium Chemical compound [NH4+] QGZKDVFQNNGYKY-UHFFFAOYSA-O 0.000 description 2
- 239000002826 coolant Substances 0.000 description 2
- 238000000354 decomposition reaction Methods 0.000 description 2
- 239000011552 falling film Substances 0.000 description 2
- 239000010408 film Substances 0.000 description 2
- 238000005243 fluidization Methods 0.000 description 2
- 239000011261 inert gas Substances 0.000 description 2
- 239000002245 particle Substances 0.000 description 2
- 238000002360 preparation method Methods 0.000 description 2
- 239000000047 product Substances 0.000 description 2
- 238000000746 purification Methods 0.000 description 2
- PRKQVKDSMLBJBJ-UHFFFAOYSA-N Ammonium carbonate Chemical compound N.N.OC(O)=O PRKQVKDSMLBJBJ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- NLXLAEXVIDQMFP-UHFFFAOYSA-N Ammonium chloride Substances [NH4+].[Cl-] NLXLAEXVIDQMFP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 241000102011 Baccaurea macrocarpa Species 0.000 description 1
- 206010011878 Deafness Diseases 0.000 description 1
- 210000004197 Pelvis Anatomy 0.000 description 1
- 210000002700 Urine Anatomy 0.000 description 1
- XGDAKJKCJURQAF-UHFFFAOYSA-N azane;carbamic acid Chemical compound N.N.NC(O)=O XGDAKJKCJURQAF-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- WWJROBNVMZSTTG-UHFFFAOYSA-N azanium;urea;carbamate Chemical compound N.NC(N)=O.NC(O)=O WWJROBNVMZSTTG-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000006227 byproduct Substances 0.000 description 1
- UGFAIRIUMAVXCW-UHFFFAOYSA-N carbon monoxide Chemical compound [O+]#[C-] UGFAIRIUMAVXCW-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 238000002485 combustion reaction Methods 0.000 description 1
- 239000000498 cooling water Substances 0.000 description 1
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 1
- 238000009826 distribution Methods 0.000 description 1
- 239000000428 dust Substances 0.000 description 1
- 239000000295 fuel oil Substances 0.000 description 1
- 239000008246 gaseous mixture Substances 0.000 description 1
- 239000011551 heat transfer agent Substances 0.000 description 1
- 235000020094 liqueur Nutrition 0.000 description 1
- 239000008188 pellet Substances 0.000 description 1
- 239000003208 petroleum Substances 0.000 description 1
- 238000010992 reflux Methods 0.000 description 1
- 238000005507 spraying Methods 0.000 description 1
- 238000003756 stirring Methods 0.000 description 1
- 230000002485 urinary Effects 0.000 description 1
Description
Изобретение относитс к области получени мочевины методом синтеза из ам.миака и двуокиси углерода с .применением полного жидкостного рецикла дл возврата «епрореагировавших СОз и чМНз в фор.ме углеаммонийных солей. Обычно лри таком способе жидкий аммиак и двуокись углерода ввод т Б Колонну синтеза непосредственно или через смеситель, причем -в колонне синтеза лри давлении 160-200 кг/см устанавливаетс средн температура 150-240°С за счет су.ммарной реакции образовани мочевины через карбамат аммони , (Как промежуточный продукт . Перва ступень процесса - образование карбамата из iNHs и СОз - протекает с выделением тепла, втора ступень - дегидратаци карбамата с .образованием мочевины - протекает с поглощением тепла. Втора ступень - образование мочевины из карбамата аммони - представл ет собой равновесный процесс, и Степень превращени в зависимОСти от содержани воды в карбамате, температуры , давлени и избытка аммиака может мен тьс В пределах от 45 до 75%. Реакционна смесь содержит водный раство .р мочевины, не растворивщиес в воде газы, наход щиес в надкритическом состо нии , а также .неполностью прореагировавщие и побочные продукты, из которых основным вл етс карбамат аммони , растворенный в воде в одной фазе с мочевиной. Смесь из реактора дросселируют и подогревают дл разлол ени карбамата и выделени избыточного аммиака с последующим св зывание.м СО2, содержащейс в отделенных газах, в виде водного раствора углеаммонийных солей, который возвращают в реактор синтеза, куда одновременно подают двуокись углерода (газообразную) и аммиак (жидкий). Согласно известному способу получени мочевины, наиболее близкому к предлагаемому , реакционные компоненты (аммиак и двуокись углерода) поступают в реактор, где под давлением 150-220 аг протекают реакции образовани карбамата аммони и его дегидратации с получением .мочевины. Отводимую из реактора смесь, включающую водный раствор мочевины, карбамат и растворенный аммиак, дросселируют до давлени 10-45 кг/см и направл ют через подогреватель с температурой около 120-160°С в сепаратор , из нижней части которого лсидкую фазу, включающую раствор мочевины и карбамат , отвод т в Верхнюю часть колонны б дистилл ции, а газы из верхней части сепаратора отвод т в нижнюю часть колонны фракционировани .
около 110°С раствор мочевины отдел ют от аммиака и двуокиси углерода и из .нижней части вывод т в узел выларки -с носледующим гранулированием ллава мочевины. Газы дистилл ции, включающие аммиак, двуокись углерода и нары воды, нодают в нижнюю часть колонны фракционировани , орошаемой жидким аммиаком и аммиачной водой. Наканливающийс в колонне фракционировани концентрированный раствор карбамата аммонн , содержащий аммиак, возвращ:ают в реактор , а газовую фазу направл ют в конденсатор , где ноддерживают температуру 25-65 С дл отделени аммиака в жидком виде, который частично лодают на орошение .колонны фракционировани , а остаток через .буферную емкость - в линию свежего аммиака, вводимого iB реактор. Гемлературу в верхней и нижней част х 1КОЛОННЫ фракциоиировани поддерживают ОКОЛО аи-/О и 90-110°С соответственно .
Выход ща из .конденсатора газова смесь, содержаща аммиак и инертные газы, носгунает в промывную колонну, орошаемую водой , нз нижней части которой вывод т аммиачную воду, направл емую на орошение в колонну фракционировани , а из верхней - инертные газы, перекачиваемые в Нижню)0 часть колонны дистилл ции и частично удал емые из установ,ки через отводную линию.
Однако при осуществлении этого способа нодогрева второй ступени реакто.ра и использование тепла абсорбции газов не решены. При проведении процесса небходимо лроизводить сжатие углекислого газа до 2uu атм. Кроме того, значительные затраты пара обычно предусматриваютс на вынарку раствора мочевины леред ее гранул цией из У8-997Ьного расплава.
Предлагаетс способ получени -мочевины, основанный на следующих ноложени х.
1.Двуокись углерода под давлением 18-20 кг/см ввод т в часть |коло.нны дистилл ции II стунени. Туда же подают газы дистилл ции I стунени - аммиак и двуокись углерода. В результате образуетс смесь углеаммонийных солей, содержаща NHs и СО2 в мол рном соотношении 2-3 на
Iмоль CUa. Эта .смесь при темлературе до 170°С образует раствор карбамата аммони в воде.
2.Отвод тепла из колонны дистилл ции
IIступени осуществл ют ;плавом мочевины, постунающим из колонны дистилл ции I сгунени , при ловышении темлературы которого происходит разложение остатков карбамата аммони . Остальную часть избыточного тенла отвод т циркулирующим теплоносителем и иснользуют дл лодогрева аммиака и рециркулируемого раствора леред колонной синтеза мочевины. Часть тенлоносител нерегреваетс до 250С носредством пр мого обогрева газами, образующимис лри сжигании мазута или природных и нефт ных газов.
чевины направл ют в гра.нул ционный аппарат с кип щим слоем.
Предлагаемый способ лозвол ет снизить расход электроэнергии за счет снижени расхода ее .на сжатие углекислого газа, а также благодар снижению расхода лара и охлаждающей воды.
Па фиг. 1 иЗОбражена принципиальна схема предлагаемого способа получени мочевины , вариант 1; иа фиг. 2 - то же, вариант 2.
Предварительно сжатый до давлени около 200 кг,1см жидкий аммиак (см. фиг. 1) нодают в трубное Пространство подогревател 1,
где с помощью теплоносител он нагреваетс до 100-120°С и далее поступает в нижнюю часть смесител 2, куда также подают при темлературе около 200°С и давлении 200 кг/см- ,в виде водного раствора углеаммонийных солей ненревращенные в мочевину газы дистилл ции 1 и II стуненей.
Таким образом, в смеситель 2 .нодают аммиак, двуокись углерода и воду в мольном соотношении NHs С02 : ПгО, равном
4,5 : 1 : 1,4.
Тщательно перемешанные в смесителе компоненты из верхней части направл ют в нижнюю часть .колонны синтеза 3. В колонне синтеза при темлературе 170-190°С и давлении
около 200 кг/см происходит реакци дегидратации карбамата аммо.ни с образованием мочевины. В этих услови х и лри вышеуказанном -мол рном соотношении -ностулающнх аммиака, двуокиси углерода и воды степень
превращени карбамата аммони в мочевину составл ет 55-60%.
Образовавшуюс реакционную смесь, состо щую из мочевины, карбамата аммони , избыточного аммиака и воды, выход щую из
верхней части колонны синтеза, дросселируют до давлени 18-20 кг/см- и направл ют в колонну 4 д-истилл ции I ступени, где из плава выдел етс часть избыточного аммиака. , Жидкую фазу с глухой тарелки, нахо-д щейс приблизительно в средней части колонны дистилл ции I стунени, направл ют в трубное нространство лодогревател 5, в котором носредством подводимого тепла плав нагре1ваетс до темлературы 140-165°С. При
этом из плава выдел етс больша часть избыточного аммиака н разлагаетс на аммиак и .двуокись углерода до 90% карбамата аммони .
Паро-лсидкостную смесь из лодопревател 5
подают в нижнюю часть -колонны дистилл ции / стунени, где осущест1вл етс разделение смеси на газовую и жидкую фазы. Жидкую фазу, состо щую из мочевины, карбамага аммони , аммиака и воды, отводимую из -нижней части колонны 4, дросселируют до давлени 1-4 кг/сжг и направл ют во внутреннюю камеру колонны 6 дистилл ции II стунени.
Газовую фазу, поднимающуюс через патрубок глухой тарелки но колонне 4 -и соедипри дросселировании, подают из верхней части колонны 4 в нижнюю часть колонны 6 дистилл ции II ступени. В этот же поток газовой Смеси при днБлении 18-20 кг/см подают Свежую газообразную двуоки-сь углерода .
В калоБне 6 дистилл ции в результате интенсивного перемешивани происходит абсорбци двуокиси углерода из газовой фазы с последующим образованием раствора карбамата аммони . Смесь образовавшегос раствора и непоглощенного таза из колонны 6 дистилл ции направл ют в нижнюю часть колонны 7 фракционировани , в которой происходит дополнительна и окончательна абсорбци газов аммиачной водой, поступающей на верхнюю тарелку колонны 7. Между колоннами 5 и 7 циркулирует раствор в количестве , достаточном дл обеспечени тесного контакта с поступающей тазовой фазой. Раствор карба.мата аммони при температуре 100°С из колоины 7 фракционировани насосом 8 под давлением около 200 кг/слз подают В нижнюю часть смесител через подогреватель 9, в котором раствор нагреваетс до температуры около 140°С теплоносителем, циркулирующим через рубашку колонны 6 и нагревающимс в ней за счет тепла абсорбции , выдел ющегос в жоланне дистилл ции II ступени, и подогреватель 10, в котором раствор нагреваетс до температуры около 200°С теплоносителем, подогретым до более высокой температуры с использованием тепла топочных газов. Часть теплоносител , циркулирующего через рубашку «олонны 6, направл ют в межтрубное пространство подогревател 1.
Газообразный аммиак, свободный от двуокиси углерода, при температуре 40-50°С из верхней части колонны 7 отвод т на конденсацию . Часть сконденсированного аммиака возвращают в колонну 5 синтеза, а остальной аммиак - на орощение колонны 7 фракционировани двум потоками (на верхнюю тарелку и в промежуток между двум секци ми тарелок) дл сн ти тепла абсорбции двуокиси углерода.
Во внутренней камере колонны 6 дистилл ции плав мочевины .нагреваетс до температуры 140-150°С. При этом происходит окончательное выделение свободного аммиака и разложение карбамата аммони . Парожидкостную смесь из этой камеры отвод т в сепаратор // дл разделени газовой и жидкой фаз.
Газовую фазу, содержащую аммиак, двуокись углерода и пары воды, из верхней части сепаратора отвод т в нижнюю часть орошаемой водой или конденсатом колонны абсорбции 12, в которой абсорбируютс газы дистилл ции с образованием слабого раствора карбамата аммони .
Из нижней части абсорбера 12 насосом 13 часть образовавшегос раствора карбамата аммони , предварительно охлажденного в холодильнике 14, возвращают на орошение абсорбера , а остальной раствор насосом подают в нижнюю ча1сть колонны 7 фракционировани .
Из нижней части сепаратора // раствор мочевины с концентрацией 68-73% дросселируют и подают -в верхнюю сепарационную камеру выпарного аппарата 15, в котором поддерживают остаточное давление 290-
320 мм рт. ст. В результате снижени давлени часть воды из раствора мочевины превращаетс в пар, и концентраци мочевипы в жидкой фазе, собирающейс в нижней части камеры, повышаетс до 72-77%.
Оставшийс раствор перетекает в нижнюю часть аппарата 15, где подвергаетс выпариванию в падающей пленке до 90-95%.
Соковый пар, образующийс в аппарате 15, отсасывают эжектором 16 и направл ют на
конденсацию, а концентрированный раствор подают в роторный пленочный испаритель 17, в котором поддерживают остаточное давление 12-18 мм рт. ст. с помощью эжектора 18, отсасывающего соковый пар.
Плав мочевины концентрацией 99-99,5% направл ют в сборник 19 и при температуре 125-135°С подают насосом в диспергирующее устройство 20 гранул ционной башни 21, в нижней части которой имеетс кип щий
слой гранул, образующийс в результате псевдоожижени воздухом частиц мочевины, собирающихс на решетке -ъ нилшей части башни. Гранулы и воздух вывод т соответственно с нижней и верхней частей гранул ционной башни.
В зимних услови х при температуре воздуха перед кип щим слоем 2-5°С гранулы на выходе из башни имеют температуру 10-15°С. В летних услови х температура
воздуха и гранул соответственно равна 14-28 и 20-38°С.
Согласно варианту 2 (см. фиг. 2) раствор мочевины с концентрацией около 70% отвод т из нижней части сепаратора //, дросселируют и подают в вакуум-испаритель 22, в котором поддерживают остаточное давление 300 мм рт. ст. При падении давлени часть воды из раствора мочевины испар етс , и концентраци раствора мочевины становитс
равной около 74%.
Образовавшийс соковый пар отсасывают и направл ют на конденсацию, а раствор мочевины температуры 90-95°С через сборник 23, пенный скруббер 24 и сборник 25
насосом 26 подают в форсунки гранул ционного аппарата 27 с кип щим слоем, iB которые поступают сжатый воздух дл распыливани и топочные газы температуры 500-700°С.
Холодный воздух и гор чие топочные газы также поступают в нижнюю часть гранул ционного аппарата 27 под распределительную решетку кип щего сло . Из нижней части аппарата непрерывно отвод т гранулы мочеГаз , выход щий из граиул циоиного аппарата , и содержащий пыль мочевины, очищают первоначально в системе циклонов 28 и далее подают в пенный скруббер 24 дл более полной очистки. Очищенный газ отвод т из верхней части пенного скруббера.
Пример 1 (вариалт I). 920 кг/час жидкого аммиака при давлении 200 кг/см через подогреватель /, где осуществл ют агрев до 120°С, подают в смеситель 2. Сюда же при давлении 200 кг/см и теМ|пературе 198°С поступает 3550 /са/чйс раствора карбамата аммони . Из смесител смесь подают в иижнюю часть колонны синтеза, щ которой происходит реакци дегидратации карбамата аммони с образованием мочевины.
Из колонны синтеза 4470 кг/час реакционной смеси, состо щей из мочевины, карбамата аммони , избыточного аммиа1ка и воды, дросселируют до давлени 18 кг/см и направл ют в колонну 4 дистилл ции I ступени дл выделени из ллава непрореагировавших аммиака и двуокиси углерода.
Пла.в мочевины из колонны дистилл ции I ступени, частично освобожденный от избыточного аммиака и двуокиси углерода вследствие падени давлени етри дросселировании, подают IB подогреватель 5, в котором происходит нагрев до температуры 165°-С подводимым паром. При этом из плава мочевины выдел етс значительна ,часть избыточного аммиака и разлагаетс 90% карбамата аммони .
1760 кг/час плава мочевины лри температуре 165°С и концентрации мочевины в нем 60% из колонны дистилл ции I ступени дросселируют до давлени 3 кг/см и подают во Внут реннюю камеру колонны 6 дистилл ции И ступени, где плав нагреваетс до температуры 145°С.
2710 кг/час газовой фазы из колонны дистилл ции I ступени направл ют в Н1ижнюю часть колонны дистилл ции П ступени дл поглощени в ней из газовой фазы двуокиси углерода с образованием при этом раствора карбамата аммони . В линию газовой фазы, кроме того, подают 740 кг/час газообразной двуокиси углерода, предварительно сжатой до давлени 18 кг/см.
Газо-жидкостную смесь (раствор карбамата аммони и неабсорбированные газы) из колонны 6 дистилл ции II ступени передают в нижнюю часть колонны 7 фракционирован-и , орошаемой аммиачной водой дл окончательной очистки газовой фазы от двуокиси углерода. В колонну фракционировани , кроме того, подают 330 кг/час раствора карбамата аммони из абсорбера 12 и 2160 кг/час жидкого аммиака, которым отвод т избыточное тепло абсорбции.
2600 кг/час газообразного аммиака, очищенного от двуокиси углерода при температуре 45°С, из колонны 7 направл ют на конденсацию . Часть сконденсированного аммиака возвращают в цикл синтеза, остальное количество подают а орошение коловны фракционировани .
2550 кг/час образовавшегос раствора карбамата аммони при температуре .100°С из колонны фракционировани насосом 8 при давлении 200 кг/см через подогреватель 9, где раствор нагреваетс до :140°С, и подогреватель 10, в котором раствор дополнительно наГреваетс до 198°С, подают ,в смеситель 2.
Из внутренней камеры 1760 кг/час парожидкостной смеси направл ют в сепаратор // дл разделени газовой и жидкой фаз.
Из сепаратора 310 газовой фазы при температуре 120°С подают в абсор.бер 12 дл
абсорбции газов конденсатом или водой, орошающими абсорбер. 330 кг/час полученного раствора карбамата аммони при температуре 55°С ИЗ абсор бера направл ют на орошение колонны 7 фракционировани .
Из сепаратора :1450 кг/час раствора мочевины с концентрацией в нем мочевины 70% при температуре 145°С дросселируют и направл ют -в сепарационную часть выпарного аппарата 15, в котором поддерживают остаточное давление 300 мм рт. ст. В результате падени давлени часть воды испар етс , -и концентраци раствора мочевины, собирающейс в нижней сепарационной части аппарата , повышаетс до 73%.
Из сепарационной части раствор мочевины перетекает в нижнюю часть аппарата, где при помощи подводимого пара, раствор выпариваетс в падающей пленке до концентрации 95%. Образовавшийс соковый пар в количестве 400 кг/час отсасывают эжектором 16 и направл ют на (конденсацию, а 1050 раствора .мочевины подают в роторный пленочный испаритель 17. В испарителе поддерживают остаточное давление 16 мм рт. ст. с
помощью эжектора 18, от сасывающего образовавшийс соковый тар.
Плав мочевины с концентрацией 99,8% собирают в сборнике 19 и при температуре
135°С направл ют в диспергирующее устройство 20 гранул ционной башни 21, в нижней части которой имеетс кип щий слой. Гранулы , образующиес в результате псевдоожижени частиц мочевины -воздухом, в колистве 1000 кг/час собирают в нижней части гранул ционной башни 21. Гранулы в воздух вывод т соответственно с низа и верха гранул ционной башни. Расход воздуха составл ет 25700 мз/час.
В зимних услови х при температуре воздуха 5°С перед кип щим слоем гранулы на выходе из башни имеют температуру 15°С, в летних услови х температура воздуха и гранул соответственно равна 28 и 38°С.
П р и м е р 2 (вариант 2).
Опыт провод т аналогично примеру ,1, за исключением того, что из сепаратора 1450 кг/час раствора мочевины с концентрацией в нем около 70% мочевины при темпевакуум-испаритель 75, ,в котором паддерживают остаточБое давление 300 мм рт. ст.
Из верхней вакуум-испарител 75 кг/час образовавшегос сокового пара отвод т на конденсацию, а 1380 кг/час раствора мочевины с концентрацией .в нем мочевины околю 73% при температуре 95°С насосом 26 через .пенный скруббер 24 и сборник 25 подают в гранул ционный апгпарат с {Кип щим слоем дл получени гранул мочевины.
В аппарат с кип щим слоем поступают также гор чие TOin-очные тазы при температуре 500-600°С Б количестве около 9180 иа 1 т продукта. Получают 1000 кг/час гранул мочевадны любого заданного размера.
Предмет изобретени
Claims (3)
1. Способ .получени мочевины из аммиака и двуокиси углерода при температуре 170-- 190°С и давлении 180-200 ат .с двухступенчатой ди1стилл .цией, .фракционированиам и жидкостным рециклом не превращенных в мочевину исходных жом.понентов в виде водного раствора карбамата аммони с последующим вы1парива1Еием н гранулированием плава мочевины, отличающийс тем, что, с целью снижени энергетических затрат на компремироваеие, двуокись углерода вместе с газами ди стилл ции I ступени под давлением 18-20 ат смешивают с раствором углеаммонийных солей, часть нолучекного раствора отвод т на стадию синтеза, тепло абсорбции газов раствором И1спользуют дл подогрева подаваемых на стадию си1нтеза компонентов и дл отгонки не превращенных в мочевину компонентов на стадии дистилл ции II ступени, а полученный раствор мочевины дросселируют и выпаривают до концентрации
73-78% нри температуре 90-110°С с последующим гранул1ирова1нибм в кип щем слое, псевдооЖИжаемом смесью воздуха с топочными газами, имеющими температуру 500- 700°С. .
2. Способ по п. 1, отличающийс тем, что, с целью снижени 1потерь аммиака -и двуокиси углерода, газы, отделен ные на стадии диСТИЛЛЯ1ЦИИ II ступени и состо щие из аммиака и двуокиси углерода, орошают водой, н образующ-ийс при этом раствор карбамата аммони направл ют на стадию фракционировани .
3. Слособ по пп. 1 и 2, отличающийс тем, что, с целью улучшени качества гранул,
выпаривание раствора мочевины ведут в ладающей пленке до .концентрации 90-95%, после чего полученный план концентрИ1руют в падающей .вращающейс пленке до 99-99,5%, и полученный высококонцентрированный плав гранулируют в кип щем слое.
Publications (1)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
SU251571A1 true SU251571A1 (ru) |
Family
ID=
Cited By (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US4003801A (en) * | 1974-05-14 | 1977-01-18 | Mitsui Toatsu Chemicals, Incorporated | Treatment of water vapor generated in concentrating an aqueous urea solution |
Cited By (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US4003801A (en) * | 1974-05-14 | 1977-01-18 | Mitsui Toatsu Chemicals, Incorporated | Treatment of water vapor generated in concentrating an aqueous urea solution |
Similar Documents
Publication | Publication Date | Title |
---|---|---|
CN102145912B (zh) | 利用氨碱滤过母液制备氯化钙溶液的工艺方法 | |
CN102936198B (zh) | 生产醋酸乙烯的方法 | |
EP1203765B1 (en) | Process for the synthesis of urea | |
KR100407370B1 (ko) | 요소 진공증발기로부터의 증기내 응축성물의 회수방법 및 장치 | |
EP0053517A2 (en) | Method for recovering and utilizing waste heat | |
CN104817481B (zh) | 一种从dmso水溶液中回收dmso的工艺方法 | |
RU2386621C2 (ru) | Интегрированный способ получения мочевины/меламина и соответствующая установка | |
CN110698320B (zh) | 一种草甘膦水解气相的连续回收装置及连续回收工艺 | |
JPS58189153A (ja) | 尿素の製造方法 | |
WO1996020933A1 (en) | Process for manufacturing melamine from urea | |
RU2043336C1 (ru) | Способ получения мочевины из аммиака и диоксида углерода | |
EA028930B1 (ru) | Способ и установка синтеза мочевины | |
US4119670A (en) | Process and reactor for preparing ethanolamines | |
SU251571A1 (ru) | Способ получения мочевины | |
CN113827992A (zh) | 草甘膦生产过程碱母液精馏塔顶馏分水回收利用方法 | |
NO149734B (no) | Fremgangsmaate for fremstilling av urea | |
SU602115A3 (ru) | Способ получени мочевины | |
JPS5867661A (ja) | 尿素合成法 | |
CN111333484A (zh) | 一种超高纯甲烷氯化物生产***以及工艺 | |
KR870001143B1 (ko) | 요소의 제조방법 | |
US5597454A (en) | Process for producing urea | |
US2379076A (en) | Gas purification process | |
JP4568264B2 (ja) | 有機性廃液の処理装置及び処理方法 | |
RU2127257C1 (ru) | Способ получения мочевины и установка для производства мочевины | |
RU2045471C1 (ru) | Способ получения гидроксиламинсульфата и установка для его осуществления |