CN1708456A - 由脲定量生产氨的方法 - Google Patents

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Abstract

公开了从脲连续、定量生产气态氨的方法和设备,该方法包括如下步骤:在水中溶解脲以形成包括至少77wt%脲的浓缩的含水脲;向反应器中连续加入该浓缩的含水脲;向该反应器中连续地加入单独补充供给的水以形成含水脲反应混合物;加热该含水脲反应混合物;和从该反应器中连续地抽出含有氨的气相产物。还公开了用于连续和间歇溶解脲以形成含水脲溶液的方法和设备。

Description

由脲定量生产氨的方法
技术领域
本发明一般涉及生产氨的方法。本发明特别涉及将含水脲加入到反应器中以定量生产氨的方法。
背景技术
已经有描述使用脲的含水混合物进行气态氨的生产,其中脲的浓度至多为脲在水中的等摩尔浓度,典型地在40wt%~50wt%的浓度下。例如,参见Young美国专利No.5,252,308(1993年10月12日),Cooper等人美国专利No.6,077,491(2000年6月20日),和2001年9月12日提交的系列号为09/951,287的共同受让的美国专利申请,这些文献的各自公开内容在此引入作为参考。
共同发明人也描述了采用供给熔融脲进行气态氨的生产。参见2001年9月12日提交的系列号为09/951,287的共同受让的美国专利申请。
发明内容
所公开内容的一个方面是提供一种由脲定量生产气态氨的方法。该方法包括如下步骤:向反应器中加入含有至少77wt%脲的浓缩的含水脲,和向反应器中加入单独补充的供给水,以形成含水脲反应混合物;加热该含水脲反应混合物;和从反应器中抽出含有氨的气相产物。
通过如下详细描述,结合附图和所附的权利要求,对本领域技术人员来说,更多的方面和优点是显然的。虽然本发明易受各种形式的实施方案的影响,应理解,以下描述具体的实施方案所公开的内容是说明性的,而不是将本发明限制为在此所述的具体实施方案。
附图说明
图1说明以浓缩的脲溶液作为进料的工艺中能量的节省,以能量的节省对加入到反应器中的(包括含脲物流和水流如蒸汽注入)脲的重量百分比作图,其中能量的节省以相对于使用40wt%脲作为进料时的脲水解反应器所要求的能量数量的百分比来表示。
图2是根据所公开的采用浓缩的含水脲进行脲水解工艺的框图。
图3是对40wt%,50wt%和55wt%脲溶液,以计算的露点温度作为压力的函数所作的图。
图4说明根据所公开内容的脲水解设备的一个实施方案。
图5说明在受控的和恒定的浓度下制备含水脲溶液的连续颗粒脲溶解系统。
图6相似于图5中所描述的系统,也是连续脲溶解系统,区别在于提供另外的保持罐,以固定使用溢流的混合罐的液面。
图7说明具有混合罐和保持罐的间歇式脲溶解系统。
具体实施方式
本发明一般涉及由加入到反应器中浓缩的含水脲定量生产氨的方法,和用于溶解脲和进行反应的相关方法和设备。
所公开内容的一个方面是由脲连续、定量地生产气态氨的方法。该方法包括如下步骤:在水中溶解脲以形成浓缩的含水脲;向反应器中连续加入该浓缩的含水脲;向该反应器中连续加入单独补充的供给水,以形成含水脲反应混合物;加该热含水脲反应混合物;和从该反应器中连续抽出含有氨的气相产物。
浓缩的含水脲具有至少77wt%,优选大于77wt%,例如80wt%的脲浓度,以由该方法获得的效率而受益。相似地,脲的浓度小于100%,优选95wt%或更小,更优选90wt%或更小(熔融的(100%浓度)脲的使用已经在系列号为09/951,287的共同受让的美国专利申请中公开并要求权利)。例如,88wt%或更小的脲浓度对于采用常压储罐是有利的。
用于本方法的浓缩的含水脲可以按需要制备,或可以制备一定体积的浓缩的含水脲并贮存,用于以后的使用。优选,制备至少小体积(相对于反应器的生产量)的浓缩的含水脲并贮存,用于响应需求的波动。优选加热贮存的浓缩的含水脲溶液以防止固体脲的沉淀,例如加热到大于其饱和温度(随选择的浓度而变化),但优选小于约140℃的温度,以抑制贮存期间的大量水解。
可以使用如科里奥利力(Coriolis force)质量流量计(如购自科罗拉多州波尔得的Micro Motion公司的MICRO MOTION科里奥利计)和温度传感器一起监测加入到反应器中浓缩的含水脲的浓度以计算其密度和浓度。
补充的供给水(如工艺用水)可以是任何形式,优选以蒸汽(如饱和蒸汽)注入,以提高本方法的效率。
催化剂可用于在此所述的脲水解方法中。催化剂可以加入到浓缩的含水脲进料和反应器中的一个或多个中。催化剂优选是分散的或溶解的固体。优选的催化剂包括多元酸、多元酸的铵盐及其混合物,例如,磷酸二氢铵和磷酸氢二铵的混合物。
已知某些酸和强碱可促进脲的水解反应(参见Chao, 脲,其性能和制造,台湾台北,p97-118(1967)),导致反应速率显著加快。例如,氢氧化钠(一种强碱)的加入可增加水解速率,但导致碳酸钠作为副产物而形成。因此,如果使用的氢氧化钠,就必须将其作为反应物连续加入,并将碳酸钠作为副产物而除去,使该工艺得以持续。也可以使用酸催化剂,如选自多元酸、多元酸的铵盐及它们的组合。在一个实施方案中,酸催化剂选自磷酸、磷酸二氢铵、磷酸氢二铵及它们的组合。
可以使用各种控制工艺的方法以生产氨。参见系列号为09/951,287的共同受让的美国专利申请,其中用于控制脲水解工艺的方法十分类似于本领域的一种通常的技术。一般地,本申请公开的方法包括如下步骤:在反应器中加热含水脲,抽出气相产物以保持反应器中的温度在选择的范围之内,并保持反应器中的压力在选择的范围之内。在优选的方法中,温度是在约155℃~约175℃的范围内和压力是在约80磅/平方英寸~约200磅/平方英寸的范围内。在一个有利的实施方案中,控制工艺以生产具有恒定氨浓度的气态产物流,例如通过将温度控制在恒定设定点和将压力控制在恒定设定点。保持此恒定温度和压力而不考虑生产速率(例如氨的需求)。
包括氨的气态产物流可用于任何工艺,优选用于其中存在的二氧化碳气体不是破坏性的工艺中。因此,在一个实施方案中,该方法包括将含有氨的气态流加入到废气调节设备中,例如用于一个或多个SCR、SNCR或微粒去除操作。
可能由于需要将贮存和装卸系统保持在高温下,因此迄今为止,未设想使用在大于等摩尔浓度的浓溶液中的含水脲。各种浓度含水脲的饱和温度见下表1。
                            表1
               温度,℃                          wt%脲
                 0                    40.01
                 20                   51.92
                 40                   62.55
                 60                   71.51
                 80                   80.00
                 100                  88.00
在此使用的术语″饱和温度″定义为当脲的水溶液在冷却中首先形成可见的固体晶体时的温度(因此相应于在所述温度下的饱和溶液)。一般地,饱和的脲溶液的温度和浓度直接相关,这样在更高温度下饱和浓度增加。
令人惊奇的是,发现与典型的40wt%~50wt%的含水脲水解工艺相比,浓缩的含水脲溶液的使用具有显著的优点和效率,主要由于用来蒸发加入到水解反应器中的过量水(由稀的含水进料中的进料溶液提供)所需要的能量被节省了。例如,图1说明使用更浓的脲溶液作为进料时,工艺中的能量的节省。该图以能量的节省对加入到反应器中脲的重量百分比(包括含脲物流和水流如蒸汽注入)作图,其中能量的节省以相对于使用40wt%脲作为进料时的脲水解反应器所需的能量的百分比来表示,直到维持水解反应所需的约76wt%的理论等摩尔上限。图1仅呈现反应器的能量需求。
此外,与系列号为09/951,287的共同受让的美国专利申请中公开的一种或多种熔融脲工艺相比,浓缩的含水脲溶液的使用也具有优点和效率。可以将浓缩的含水脲溶液在比纯熔融脲所要求的温度低得多的温度下提供到脲水解反应器中。这避免了潜在的脲热解反应,以及当采用熔融材料加工时遇到的操作难度。
所公开内容的另一方面是连续溶解脲的方法和与此相关的设备。该方法包括如下步骤:测量脲溶解罐中的液面;传递液面控制信号到固体脲流量控制器;以与控制信号成比例的速率下(如,在与正常或标称满液面水平差成比例的速率下)质量计量脲加入罐中;计量成比例量的水加入罐中;加热溶解罐的内容物以提供溶解(对于脲是吸热的)所需热量,优选提供所需的任何热量以使罐中温度大于浓缩的水溶液的饱和温度。脲和水两者的质量流量因此保持在固定水平下并因此确定含水脲溶液的浓度。
在另一个连续溶解的实施方案中,提供另外的保持罐,通过使用溢流工艺固定主混合罐的液面。因此,在这样的方法中包括如下步骤:测量脲保持罐中的液面;传递液面控制信号到固体脲流量控制器;在与控制信号成比例的速率下质量计量脲加入到脲溶解罐中;计量成比例数量的水加入溶解罐中;加热混合罐的内容物以提供溶解(对于脲是吸热的)所需的热量,优选为使罐中温度大于浓缩的含水溶液的饱和温度而提供所需的任何热量;并加热该保持罐中的内容物以使罐中温度大于浓缩的含水溶液的饱和温度。
所公开内容的另一个方面是间歇溶解脲的方法,以及与其相关的设备。该方法包括如下步骤:测量脲保持罐中的液面;响应于该脲保持罐中液面,从混合罐排出含水脲进入该脲保持罐中达到预设的液面;向该脲混合罐中加入固定质量的脲;向该脲混合罐中加入固定质量的水;加热混合罐中的内容物以提供溶解(对于脲是吸热的)所需的热量,优选为使罐中温度大于浓缩的含水溶液的饱和温度而提供所需的任何热量;搅拌该脲混合罐中的内容物,并加热该脲混合罐中的内容物。可以对装有所需浓度的含水脲的混合罐进行操作。
实施例
提供如下实施例以说明本发明,但并非要限制本发明的范围。
实施例1和2分别将浓缩的含水脲与低浓度的含水脲和熔融脲的使用进行比较。
实施例1
此实施例将用于脲水解以生产气态氨的80wt%浓缩的含水脲原料与40wt%含水脲原料的使用进行了定量比较。以100lb/hr(45kg/hr)的氨生产速率作为比较的基础。比较是基于采用恒定温度和恒定压力控制方法,该方法如在系列号为09/951,287的共同受让的美国专利申请中所述,并基于使用MAP/DAP(磷酸二氢铵/磷酸氢二铵)催化剂的催化的脲水解。
如下所述,在由脲水解生产气态氨的方法中,作为进料溶液,80wt%含水脲的使用有利地与40wt%含水脲的使用进行比较。由于必须要蒸发的″过量水″较少,因此为维持反应器的操作所需的能量要少得多。总体工艺系统(包括溶解系统和水解系统)有更高的能量效率,可以使溶解设备相对更小(对于相同数量的脲固体,其体积更小),产物气体体积更小(存在更少的水蒸汽),使得更小直径的排出管线得以实现并节省用于管线材料的费用,保温加热器(tracing)和保温材料的节省,以及相关的操作成本的下降。
图2以框图说明本工艺的总体概念,包括:散装固体脲颗粒运送到使用位置,固体脲颗粒卸到贮存装置(通常采用筒仓)中,固体脲颗粒传送到进料斗和质量计量系统,脲溶解子系统设计为在恒定的和受控的浓度下制备含水脲,用于贮存或喘震所需含水脲溶液的子系统,和脲水解子系统设计以生产用于外部工艺的含氨的气态混合物。如图所示,工艺中的某些步骤要求热量输入。
下表2总结了定量比较的结果。
                             表2
使用的脲进料浓度     80wt%含水脲                40wt%含水脲
蒸汽消耗
200磅/平方英寸
(1380kPa)
脲溶解器             40lb/hr(18kg/hr)            20lb/hr(9kg/hr)
反应器加热蒸汽       191lb/hr(87kg/hr)           519lb/hr(235kg/hr)
注入蒸汽            132lb/hr(60kg/hr)          0lb/hr(0kg/hr)
总蒸汽               364lb/hr(165kg/hr)          539lb/hr(244kg/hr)
水消耗               44lb/hr(20kg/hr)            265lb/hr(120kg/hr)
反应器中的总水       176lb/hr(80kg/hr)           265lb/hr(120kg/hr)
反应器换热器表面积   24.15ft2(2.24m2)          65.57ft2(6.1m2)
产物气体质量
氨                   100lb/hr(45kg/hr)           100lb/hr(45kg/hr)
二氧化碳             129lb/hr(59kg/hr)           129lb/hr(59kg/hr)
水                   123lb/hr(56kg/hr)           212lb/hr(96kg/br)
重量百分比
氨                   28wt%                      23wt%
二氧化碳             37wt%                      29wt%
水                   35wt%                      48wt%
总反应物体积         29.78ACFM                   39.09ACFM
                     (0.84m3/min)               (1.1m3/min)
                       使用的蒸汽
对包括脲溶解和脲水解步骤两者的完全含水脲水解系统进行能量平衡计算。蒸发水解反应器中过量水(由进料溶液提供)所需的能量是对比分析中的最显著差异。因此,当制备和使用40wt%脲时,在溶解步骤中消耗了20lb/hr的200磅/平方英寸蒸汽和在脲水解步骤中消耗了519lb/hr,总计539lb/hr。当制备和使用80wt%脲作为进料溶液时,溶解步骤使用40lb/hr的200磅/平方英寸蒸汽,191lb/hr用于水解反应器的辅助加热器,和将132lb/hr蒸汽直接注入反应混合物以提供补充的工艺用水和用于平衡产物气体混合物,总计364lb/hr。因此,即使在溶解步骤中使用了较多的能量,但此数量相对较小,在完全系统使用浓缩的含水脲节省了175lb/hr200磅/平方英寸的蒸汽,降低了32.5%。该计算假定在55℃下提供工艺用水。
                       脲溶解步骤
检查将固体脲颗粒溶解以制备含水脲进料溶液的工艺步骤,在这两种情况下176lb/hr的脲必须溶解以支持在100lb/hr速率下氨的生产。此步骤要求265lb/hr的工艺用水以制备40wt%的溶液,但仅需44lb/hr的工艺用水用于制备80wt%的溶液。然而,脲溶解工艺必须在各浓度的饱和温度以上的安全和可控的温度下进行操作。因此,在此计算中,假定对于40wt%脲的情况下饱和温度为50F°(10℃),而对于80wt%脲的情况下的饱和温度为194F°(90℃)。能量平衡导致对于40wt%脲的情况下需要约20lb/hr的200磅/平方英寸蒸汽,对于80wt%的情况下需要约40lb/hr。要求的传热面积(溶解176lb/hr脲并加热到规定的温度)对于40wt%的情况是0.25ft2(0.023m2),而对于80wt%的情况是0.87ft2(0.081m2),与温度的差异一致。
设备尺寸是由于溶解脲以制备浓的混合物和稀的混合物间存在的差异而受到影响的另一个因素。用于比较的最简单的基础是单罐间歇混合器。固体脲可以在一吨(2,000磅;907kg)的超大包装中获得,它可以有利地用于溶解系统,并因而假定为尺寸基础。溶解罐有利地装配有电机驱动的搅拌器。罐体积必须有用于过量体积的合理余量足以容纳获得的一批溶液。因此,假定在一批的液面以上另外增加1.5ft(0.46m)的容器高度是足够的。下表3中是合适的溶解罐性能,用于比较。
                           表3
2,000磅间歇溶解罐    80wt%情况           40wt%情况
直径                  3.5ft(1.07m)          4ft(1.22m)
高度                  5ft(1.52m)            7.5ft(2.29m)
体积                  34ft3(0.96m3)      72ft3(2.04m3)
表面积                74.2ft2(6.89m2)    110.4ft2(10.26m2)
(正圆形圆筒体)
混合器功率            3.91hp(2.92kW)        7.12hp(5.31kW)
由此,可以看出对于80wt%的情况,溶解罐的实际尺寸更小,并且溶解器使用的混合能量也更少。更小的和能量更有效的设备的购买和操作也更便宜。另一方面,浓缩的含水脲必须在高温下贮存。假定在50F°(10℃)的环境温度下,40wt%的溶液将没有热量流失到环境中,然而对于在至少约194F°(90℃)的温度下贮存的80wt%的溶液来说,例如在使用2.5英寸(6.35cm)的保温层时,将有约13,245英国热量单位/小时(3.88kW)的热损失,或在使用2英寸(5.08cm)的保温层时,有15,923英国热量单位/小时(4.67kW)的热损失。因此,溶解步骤的比较具有对于80wt%脲溶液有利的因素,并且,如下所述,当考虑到水解步骤中的能量节省时,对于80wt%脲溶液所要求的额外蒸汽消耗就显得相对不重要了。
                       脲水解步骤
在80wt%脲的情况下,以总工艺用水与脲以1∶1的质量比,以与操作相等的速率向反应器中注入蒸汽。这样,进料溶液中包含176lb/hr脲和44lb/hr液体水。因此,注入蒸汽流量设定在132lb/hr。由于在进料溶液中提供了过多的水,40wt%脲的情况并不得益于蒸汽的注入。事实上,在40wt%脲情况下蒸发所有额外水所需的能量造成了主要的能量差异。
在能量效率和所需的传热表面积方面,以100lb/hr氨对80wt%的情况的计算显示出明显的优点。在40wt%脲的情况下,反应器要求200磅/平方英寸的519lb/hr实用蒸汽和65.57ft2的传热表面积,而对80wt%脲的情况仅要求191lb/hr的实用蒸汽和24.15ft2的传热面积。当使用80wt%脲时,入口进料溶液具有更多的热焓能,并且过量的工艺用水是通过向反应混合物中注入蒸汽而提供的。此外,不存在需要蒸发的过量液体水;反而,注入的蒸汽部分冷却并冷凝以保持反应混合物浓度处于在平衡状态,同时这将对混合物贡献出冷凝热和热焓。
                      产物气体流
表2中的数值显示在两种情况下,均有100lb/hr氨和129lb/hr二氧化碳的气体从水解反应器排出,但在平衡下排出的水蒸汽数量却相当不同。对于40wt%脲进料的情况,水以212lb/hr排出,在产物气体管线中335F°(168℃)和60磅/平方英寸(414kPa)压力下,经计算总气体流量实际为每分钟39.09立方英尺(ACFM)。与80wt%脲的情况相比较,其中在相同条件下在29.78ACFM的总产物气流中仅排出123lb/hr水蒸汽。因此,通过使用80wt%脲进料和补充的工艺用水以蒸汽注入到脲与水为1∶1的反应混合物中,使体积流量降低了将近25%。
另外,计算的产物气体混合物的露点温度依赖于产物流的组成,特别依赖于水蒸汽浓度。露点温度是在恒定压力下冷却混合物时凝结形成第一滴液滴时的温度。实际的要求是产物气体流要保持在它的露点以上的温度下,使得产物保持为气态。在图3中,对于40wt%、50wt%和55wt%脲进料溶液,将计算的露点温度作为压力的函数进行作图。如图所示,在关注的压力范围内,当脲的浓度增加时理论露点降低。具有更低的露点温度是有利的,因为这样可以相对更容易和更有效地在较低的温度上使物流保持气态。
实施例2
系列号为09/951,287的共同受让的美国专利申请描述了采用熔融脲的脲水解方法。相对于稀溶液(如40wt%或50wt%脲),使用熔融脲具有一定的优点。然而,使用浓缩的含水脲原料相对于熔融的情况仍具有一定的优点。
如上所述,含80wt%脲的含水脲溶液要求至少80℃的温度以避免晶体形成。脲溶液相对是稳定的,并且将它加热到约90℃以上时并不导致任何显著的反应(水解或热解)。该溶液具有低粘度,并且当与液体接触的表面保持在饱和温度以上时,可采用通常的化学泵浦和计量设备。
相比而言,在熔融脲方法中,熔融脲必须在合理的安全范围内保持在大于熔点(132.7℃)的温度下。为做到这一点,例如,带蒸汽夹套的设备和管线,和可控调节的蒸汽系统均处于约135℃~约145℃的温度范围内以保持脲的熔融状态。即便在此温度范围内,仍可发生熔融脲到分解产物的一些反应。如果固体脲中不存在痕量的水,根据公开的研究,脲的热分解或热解在约143℃下开始,温度越高进行越快。因此,在脲熔体中可有氨雾存在,这就需要处理装置如洗烟塔。此外,进料系统中熔融脲中的反应所释放的任何气体都可引起问题,例如使其更难以抽出。熔融脲更高的温度(相对于浓缩的含水脲情况)要求更高压力的实用蒸汽。由于存在向环境散失热量的更大的驱动力,所以更高的温度还要求更多的保温材料。另外,当熔融脲冷却到凝固点时,在冷却点形成的固体脲可快速堵塞工艺设备和管线系统,使操作不能继续。对比起来,当浓缩的含水脲溶液冷却到饱和温度和该温度以下时,形成结晶脲的似泥浆的混合物,其仍保持为流体并可抽出。因此,在浓缩的含水脲的情况下,由于温度上的偏离所产生的相对后果更容易控制。
实施例3
采用恒温和恒压控制方法,该方法在系列号为09/951,287的共同受让的美国专利申请中描述,将浓缩的(81wt%)含水脲溶液加入到MAP/DAP-催化的反应系统中,并注入蒸汽的单独物流以连续生产气态氨。将含有氨的产物气体加入到硫酸洗涤塔中。反应器的操作条件见下表4。
                           表4
条件                             数值(大约)         
催化剂%MAP                       16.654
催化剂%DAP                       55.397
反应器%水                        20.8
81wt%脲流                        120lb/hr(54.5kg/hr)
脲泵压力                          100磅/平方英寸
                                (689kPa)
脲质量流量计温度                193F°(89.4℃)
蒸汽产生流量                    211lb/hr(95.7kg/hr)
在出流量计之后的蒸汽温度        286F°(141℃)
反应器压力                      90磅/平方英寸
                                (620kPa)
反应器温度                      323F°(162℃)
注入蒸汽与81wt%脲流之比        0.77
注入蒸汽流                      92lb/hr(41.7kg/hr)
反应器加热蒸汽流                123lb/hr(55.8kg/hr)
实施例4
图4说明根据公开内容的脲水解设备的实施方案。在此系统中,从外部工艺接收的氨的需求速率信号10可以是,例如与燃料燃烧速率成比例的、在烟道气流的一个或多个位置中检测到的NOx浓度、或与工艺中氨需求相关的许多其它类似测量。将氨需求速率信号10连接到脲水解控制系统12作为主要的工艺程序控制输入。随着需求速率信号10的变化,控制系统12由如下方式响应:使浓缩的含水脲14的输入以及通过加热器20向反应器容器16中输入的能量(如热量)产生成比例的变化。改变含水脲进料流量会带来反应混合物22的脲浓度变化,该浓度的变化随后改变反应速率。在大约数分钟之后,脲浓度将达到平衡,新的反应速率将等于需求速率。在变化期间保持恒定的温度和压力会保持催化剂的组成以及特别是水的含量恒定。
在用于此实施方案的优选控制系统中,将氨需求信号10输入到工艺控制系统12。响应于需求速率信号10,通过计量泵24、质量流监测器(FE)28、质量流控制器(FIC)30和响应于流量控制器30输出的质量控制设备,如流量控制阀32,将具有已知恒定浓度的浓缩的含水脲14连续泵入到反应器中。需求速率信号10为脲流量控制器30提供设定点,通过流量监测器26监测输送到反应器中的质量流,从而使流量控制器30调节流量控制阀32以与需求匹配。
使用单独的质量流传感器(FE)38、流量比控制器(FlC)40和流量控制阀42,以相对于浓缩的含水脲14的质量流量基本恒定的质量比率提供蒸汽形式的工艺用水34。出于实际目的,该工艺蒸汽管线可具有关闭阀44和压力指示器(Pl)48。
对反应物22补充的热量输入可以通过加热器20而实现,例如使用浸入液体反应物22或与液体反应物22热接触的管式换热盘管50(如用电的或采用传热流体如蒸汽,如图4所示),如上所述。如图所示,如果使用蒸汽34,通过质量流传感器(FE)52、流量控制器(FlC)54、响应于氨需求信号10的流量控制阀58和装配有适当的疏水器62的蒸汽冷凝液出口60来控制蒸汽流量,从而实现对热量输入的调节。温度传感器,如热电偶(TE)64可用于提供通过温度控制器(TlC)68对反应物22温度的修整控制。出于实际的目的,供给到加热盘管50的蒸汽可装配关闭阀70和压力指示器72。
反应器容器16中的操作压力由压力传送器(PT)74监测,而且可通过产物气体80排出管线82上安装的可调节流装置(如控制阀78)而改变并由压力控制器(PlC)84控制。在本发明的最优选实施方案中,操作这样的压力控制阀78以在反应器容器16中保持选择的基本恒定的压力而并不受氨需求速率信号10的支配。这样,压力控制阀78通常是关闭的(例如,当系统离线或等待时)和按需要立即向上游(根据气体流动方向)控制开启控制阀78,以排出产物气体80,使反应器容器16中和排出管线82中保持基本恒定的压力。用于监测温度、压力、反应混合物22的液面、反应混合物22的pH、反应混合物22的电导率、产物气体80的质量流的其它控制传感器(例如,带有流量指示器(Fl)90的质量流量监测器(Pl)88)或其它测量值以各种方式可有价值地加强工艺控制。
实施例5
图5显示的是一个连续的颗粒脲溶解系统。该系统用于在受控和恒定浓度下,在搅动的罐内混合器中基本恒定的体积内,固体脲和工艺用水以固定的比例和能充分保持含水脲溶液的液体总量的结合速率下通过连续的质量流制造含水脲溶液。工艺热量通过围绕包含在罐混合器中的含水溶液的夹套提供,并可以通过带有换热器的含水脲的循环回路进行补充。加热溶解罐的内容物以提供溶解(对于脲是吸热的)所需的热量,并提供使罐中温度大于浓缩的含水溶液饱和温度必需的任何热量。当从罐中抽出含水脲溶液以满足外部工艺应用中对氨的需求时,液面位置传感器将控制信号传送到固体脲颗粒(例如)的流量控制器,同时脲颗粒的质量计量,以与正常的、标称为满液面的液面差成比例的速率开始。当提供固体脲时,测量和控制它的质量流量,同时它的质量流变送器将设定点的信号传送到流量控制器,该流量控制器对工艺用水量成比例的增加进行调节。脲和水两者的质量流因此保持在固定比例上,并因此确定了含水脲溶液的浓度。
实施例6
图6显示的是相似于图5所述系统的连续脲溶解系统。区别在于提供另外的保持罐以使采用溢流的混合罐的液面固定。加热保持罐以提供使罐中温度大于浓缩的含水溶液的饱和温度所需的任何热量。安装两个罐使得混合罐中的内容物可由重力排入保持罐中。脲水解工艺从保持罐中抽取料液,且保持罐中的液面驱动溶解工艺控制系统。
实施例7
图7显示的是带有混合罐和保持罐的间歇脲溶解系统。在此系统中,将固定的并称重的固体脲和预定进料的工艺用水的一起加入到混合罐中。可操作装有所需浓度的含水脲的混合罐,在该情况下优选加热以提供罐中温度大于其饱和温度所必需的任何热量。提供间歇顺序控制器通过标准循环按步骤间歇工艺。当保持罐中的液面下落到预定位置时,液面开关启动配料程序。首先,混合罐中的脲水溶液全部或分部分地排入保持罐中。优选加热保持罐以提供使罐中的温度大于其饱和温度必需的任何热量。然后,将一批固体脲和工艺用水加入混合罐,加热并搅拌混合物直到脲溶解和溶液达到预定的温度。
由于本发明范围内的改进对本领域普通技术人员是显然的,因此,以上描述仅用于清楚的理解,而不应当理解为不必要的限制。

Claims (20)

1、一种从脲连续地、定量地生产气态氨的方法,包括如下步骤:
在水中溶解脲以形成包括至少77wt%脲的浓缩的含水脲;
向反应器中连续加入所述浓缩的含水脲;
向所述反应器中连续加入单独补充供给的水,以形成含水脲反应混合物;
加热该含水脲反应混合物以水解脲;和
从所述反应器中抽出含有氨的气相产物。
2、如权利要求1所述的方法,其中所述浓缩的含水脲包括大于77wt%的脲。
3、如权利要求1所述的方法,其中所述浓缩的含水脲包括至少80wt%的脲。
4、如权利要求1所述的方法,其中所述浓缩的含水脲包括88wt%或更少的脲。
5、如权利要求1所述的方法,其中所述补充供给的水是蒸汽的形式。
6、如权利要求1所述的方法,包括以每摩尔脲至少1摩尔水的量向所述反应器中连续加入所述浓缩的含水脲进料和所述单独供给的水。
7、如权利要求6所述的方法,其中加入到反应器中的水与脲的质量比是1或更小。
8、如权利要求7所述的方法,其中加入到反应器中的水与脲的质量比小于0.82。
9、如权利要求8所述的方法,其中加入到反应器中的水与脲的质量比小于0.67。
10、如权利要求9所述的方法,其中在所述反应混合物中水与脲的质量比小于0.54。
11.如权利要求1所述的方法,进一步包括向所述浓缩的含水脲进料和所述反应器的一个或多个中加入催化剂的步骤。
12、如权利要求1所述的方法,其中所述催化剂选自由多元酸、多元酸的铵盐及其混合物所组成的组中。
13、如权利要求12所述的方法,其中所述催化剂选自由磷酸、磷酸二氢铵、磷酸氢二铵及其结合物所组成的组中。
14、如权利要求13所述的方法,包括加热在所述反应器中的所述含水脲以使所述反应器中的温度保持在约155℃~约175℃的范围内,而不考虑对氨需求的变化。
15、如权利要求14所述的方法,进一步包括抽出所述气相产物以使所述反应器中的压力保持在约80磅/平方英寸~约200磅/平方英寸的范围内的步骤,而不考虑对氨需求的变化。
16、如权利要求15所述的方法,包括控制温度到恒定的设定点和控制压力到恒定的设定点的步骤。
17、如权利要求1所述的方法,进一步包括将含有氨的所述气流加入到烟道气调节设备的步骤。
18、如权利要求1所述的方法,进一步包括在将所述浓缩的含水脲加入到所述反应器之前贮存该浓缩的含水脲。
19、如权利要求18所述的方法,进一步包括加热所述贮存的浓缩的含水脲达到大于其饱和温度并小于约140℃的温度。
20、一种从脲连续地、定量地生产气态氨的方法,包括如下步骤:
在水中溶解脲以形成包括至少77wt%脲的浓缩的含水脲;
在大于其饱和温度和小于约140℃的温度下贮存至少一部分所述浓缩的含水脲溶液;
向反应器中连续加入所述浓缩的含水脲;
向所述反应器中连续加入单独补充供给的水,以在所述反应器中形成包括每摩尔脲至少1摩尔水的反应混合物;
加该热含水脲反应混合物达到约155℃~约175℃范围内的恒定温度以水解脲;和
从所述反应器中抽出含有氨的气相产物以在所述反应器中保持约80磅/平方英寸~约200磅/平方英寸的恒定压力。
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Cited By (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN103395801A (zh) * 2013-08-08 2013-11-20 中国大唐集团环境技术有限公司 一种尿素催化水解的方法及装置
CN104876242A (zh) * 2015-05-11 2015-09-02 北京新叶能源科技有限公司 一种三相流态化尿素催化水解制氨设备及方法
CN115057454A (zh) * 2022-06-28 2022-09-16 江苏国瑞特环保工程技术有限公司 一种强碱性环境改良型尿素水解制氨系统

Families Citing this family (16)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20030211024A1 (en) * 2002-05-10 2003-11-13 Wojichowski David Lee Methods of converting urea to ammonia for SCR, SNCR and flue gas conditioning
WO2008024367A2 (en) * 2006-08-22 2008-02-28 Babcock Power, Inc. Thermal decomposition of urea in a side stream of combustion flue gas using a regenerative heat exchanger
US20080267837A1 (en) * 2007-04-27 2008-10-30 Phelps Calvin E Conversion of urea to reactants for NOx reduction
US20090148370A1 (en) 2007-12-06 2009-06-11 Spencer Iii Herbert W Process to produce ammonia from urea
US9266709B2 (en) * 2009-11-20 2016-02-23 Jack R. BRAMMELL Systems and methods for on-site mixing and dispensing of a reducing agent solution for use with a diesel catalytic converter
AU2013213700B2 (en) * 2012-08-31 2017-08-17 China Petroleum & Chemical Corporation Apparatus for producing aqueous urea solution used in vehicles and method of using the same
ITMI20130679A1 (it) * 2013-04-24 2014-10-25 Termokimik Corp Impianti E P Rocedimenti In Fast feeder - gruppo e metodo per la generazione e l'immissione di una miscela gassosa controllata di ammoniaca in un flusso di fumi di combustione
ITMI20130680A1 (it) * 2013-04-24 2014-10-25 Termokimik Corp Impianti E P Rocedimenti In Fast aig - gruppo e relativo impianto per l'iniezione di una miscela gassosa di ammoniaca o urea in un flusso di fumi di combustione
FR3015454B1 (fr) * 2013-12-20 2016-01-01 Aaqius & Aaqius Sa Dispositif et procede de rechargement de cartouche d'ammoniac pour reduction des oxydes d'azote par reduction catalytique selective dans un vehicule
US9586831B2 (en) * 2014-06-09 2017-03-07 Wahlco, Inc. Urea to ammonia process
US10330654B2 (en) * 2014-07-20 2019-06-25 Sabic Global Technologies B.V. Methods for determining low sulfate concentrations in synthetic urea samples, produced in a manufacturing process and containing high levels of impurities
KR102113792B1 (ko) * 2015-05-27 2020-05-22 현대중공업파워시스템 주식회사 복합 화력발전 시스템
TWI774668B (zh) * 2016-04-26 2022-08-21 丹麥商托普索公司 用於氨合成轉換器之起動加熱的方法
WO2018128902A1 (en) * 2017-01-05 2018-07-12 Fuel Tech, Inc. Controlled, compact, on-demand ammonia gas generation process and apparatus
CN110775986B (zh) * 2019-11-20 2024-05-28 南通市新叶能源科技有限公司 一种尿素催化水解制氨设备及其制备方法
CN111408389A (zh) * 2020-04-22 2020-07-14 江苏中立环保科技有限公司 用于尿素催化水解反应的复合催化剂

Family Cites Families (74)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE154442C (zh)
GB896660A (en) 1959-07-13 1962-05-16 Thorn Electrical Ind Ltd Improvements in the preparation of phosphates of bivalent metals
IL23001A (en) 1964-02-17 1968-09-26 Allied Chem Method for decomposing ammonium carbamates
US3826815A (en) * 1972-06-21 1974-07-30 I Mavrovic Recovery of residual ammonia from weak aqueous solutions thereof
US3922222A (en) 1973-02-20 1975-11-25 Cf Ind Method for treatment of urea crystallizer condensate
US3900544A (en) * 1973-11-28 1975-08-19 Arco Polymers Inc Method for the continuous extrusion of multiple small cross-section thermoplastic polymeric resinous foam profiles
US4220632A (en) * 1974-09-10 1980-09-02 The United States Of America As Represented By The United States Department Of Energy Reduction of nitrogen oxides with catalytic acid resistant aluminosilicate molecular sieves and ammonia
US4208386A (en) * 1976-03-03 1980-06-17 Electric Power Research Institute, Inc. Urea reduction of NOx in combustion effluents
IT1068268B (it) * 1976-09-09 1985-03-21 Snam Progetti Procedimento per la produzione di urea e purificazione delle acque
US4341640A (en) * 1976-09-27 1982-07-27 Standard Oil Company Urea hydrolysis
JPS5352274A (en) 1976-10-25 1978-05-12 Mitsui Toatsu Chem Inc Treating method for aqueous solution containing urea, ammonia and carbondioxide
AT351135B (de) * 1977-06-08 1979-07-10 Oemv Ag Verfahren und vorrichtung zur reinigung von harnstoffloesungen
US4087513A (en) * 1977-08-12 1978-05-02 Olin Corporation Method of hydrolyzing urea contained in waste water streams
US4325924A (en) * 1977-10-25 1982-04-20 Electric Power Research Institute, Inc. Urea reduction of NOx in fuel rich combustion effluents
US4220635A (en) * 1978-03-20 1980-09-02 Olin Corporation Catalytic method for hydrolyzing urea
US4168299A (en) * 1978-03-20 1979-09-18 Olin Corporation Catalytic method for hydrolyzing urea
NL7903623A (nl) * 1979-05-09 1980-11-11 Stamicarbon Werkwijze voor het zuiveren van ureumhoudend afvalwater en werkwijze voor het bereiden van melamine.
NL8006477A (nl) * 1980-11-28 1982-06-16 Unie Van Kunstmestfab Bv Werkwijze voor het verwijderen van ureum, ammoniak en kooldioxide uit verdunde waterige oplossing.
NL8100989A (nl) * 1981-02-28 1982-09-16 Unie Van Kunstmestfab Bv Werkwijze voor het verwijderen van ureum, ammoniak en kooldioxide uit verdunde waterige oplossingen.
NL8102391A (nl) * 1981-05-15 1982-12-01 Unie Van Kunstmestfab Bv Werkwijze voor het winnen van waardevolle bestanddelen uit de afvalstromen verkregen bij de ureumbereiding.
JPS57188560A (en) 1981-05-18 1982-11-19 Toyo Eng Corp Method and apparatus for preparation of urea
NL8105027A (nl) 1981-11-06 1983-06-01 Stamicarbon Werkwijze voor het omzetten in ammoniak en kooldioxide van gasvormige verbindingen die stikstof- en koolstofatomen bevatten.
JPS5982987A (ja) 1982-11-05 1984-05-14 Toyo Eng Corp 尿素を含有する希水溶液の処理方法
US4533364A (en) * 1983-02-01 1985-08-06 Electric Power Research Institute, Inc. Method for flue gas conditioning with the decomposition products of ammonium sulfate or ammonium bisulfate
DE3422175A1 (de) 1984-06-04 1985-12-19 Julius Dr. 8000 München Kern Verfahren zur beimischung von ammoniak zu saure schadstoffe enthaltenden abgasen oder luft
US4552979A (en) * 1984-08-27 1985-11-12 James Chemical Engineering Inc. Process for treatment of urea plant process condensate
US4731233A (en) * 1986-01-09 1988-03-15 Thompson Richard E Method and composition for utilizing lime-urea hydrates to simultaneously reduce NOx and SOx in combustion effluents
JPS63198713A (ja) 1987-02-13 1988-08-17 Hino Motors Ltd デイ−ゼルエンジンの窒素酸化物除去方法
JPH0691987B2 (ja) 1987-03-13 1994-11-16 東洋エンジニアリング株式会社 尿素の加水分解方法
JPH03503735A (ja) 1988-02-02 1991-08-22 ジョーンズ,デイル ゴードン 窒素酸化物の還元を目的とする2段ボイラー注入方法と装置
AT390208B (de) 1988-05-09 1990-04-10 Waagner Biro Ag Verfahren zur entfernung von stickoxiden
JPH02191528A (ja) 1989-01-20 1990-07-27 Babcock Hitachi Kk 固体還元剤を用いた脱硝装置
JPH02268811A (ja) 1989-04-10 1990-11-02 Hitachi Zosen Corp 尿素の加水分解によるアンモニアを用いる脱硝方法
US5034030A (en) * 1989-07-03 1991-07-23 The University Of North Dakota School Of Engineering & Mines Foundation (Und-Sem Foundation) Process of flue gas conditioning applied to fabric filtration
US5262138A (en) * 1989-08-31 1993-11-16 Union Oil Company Of California Process for NOx abatement
IT1232670B (it) * 1989-09-15 1992-03-02 Snam Progetti Procedimento per la purificazione delle acque reflue prodotte dagli impianti di produzione dell'urea.
US5058514A (en) * 1989-10-18 1991-10-22 Mozes Miriam S Process for controlling acid gas emissions in power plant flue gases
US5240688A (en) 1990-08-01 1993-08-31 Fuel Tech Gmbh Process for the in-line hydrolysis of urea
US5543123A (en) * 1990-08-01 1996-08-06 Nalco Fuel Tech Low pressure formation of a urea hydrolysate for nitrogen oxides reduction
US5098680A (en) * 1990-10-15 1992-03-24 Exxon Research & Engineering Company Aqueous ammonia injection scheme
DE4038054A1 (de) 1990-11-29 1992-06-04 Man Technologie Gmbh Verfahren und vorrichtung zur selektiven katalytischen no(pfeil abwaerts)x(pfeil abwaerts)-reduktion in sauerstoffhaltigen abgasen
US5281403B1 (en) * 1991-09-27 1996-06-11 Noell Inc Method for converting urea to ammonia
RU2056408C1 (ru) * 1991-10-23 1996-03-20 Уриа Казале С.А. Способ гидролиза мочевины, содержащейся в отработанной воде с установок синтеза мочевины, и колонный аппарат для его осуществления
US5233238A (en) * 1991-12-20 1993-08-03 Vlsi Technology, Inc. High power buffer with increased current stability
US5252308A (en) * 1991-12-31 1993-10-12 Union Oil Company Of California Transporting urea for quantitative conversion into ammonia
US5223238A (en) 1992-01-16 1993-06-29 The M. W. Kellogg Company Method for treating ammonia and urea condensates
EP0582022A1 (de) 1992-08-03 1994-02-09 Paul Scherrer Institut Verfahren zum Herstellen von gasförmigem Ammoniak aus Harnstoff
US5567226A (en) * 1992-10-09 1996-10-22 Lookman; Aziz A. Apparatus and method for enhancing the performance of a particulate collection device
WO1994013391A1 (en) 1992-12-08 1994-06-23 Nalco Fuel Tech Process for improving the performance of an electrostatic precipitator
WO1995009810A1 (en) 1993-10-06 1995-04-13 Nalco Fuel Tech Low pressure formation of a urea hydrolysate for nitrogen oxides reduction
NL9302288A (nl) 1993-12-31 1995-07-17 Univ Delft Tech Werkwijze voor het behandelen van stikstofoxiden-bevattend gas onder toepassing van een ceriumzeoliet.
US5489420A (en) 1994-03-10 1996-02-06 Nalco Fuel Tech Nitrogen oxides reducing agent and a phosphate
JP3638638B2 (ja) 1994-08-24 2005-04-13 バブコック日立株式会社 固体還元剤を用いた脱硝装置
JPH0857261A (ja) 1994-08-24 1996-03-05 Babcock Hitachi Kk 還元剤水溶液を用いる脱硝装置
TW278050B (zh) 1994-08-29 1996-06-11 Nalco Fuel Tech
JPH0871372A (ja) 1994-09-07 1996-03-19 Babcock Hitachi Kk 尿素を用いた脱硝装置と方法
JPH08215536A (ja) 1995-02-13 1996-08-27 Mitsui Eng & Shipbuild Co Ltd 無触媒脱硝方法
NO950854L (no) 1995-03-03 1996-09-04 Norsk Hydro As Selektiv katalytisk reduksjon av nitrogenoksider
DE19510804A1 (de) 1995-03-24 1996-09-26 Dornier Gmbh Verfahren und Vorrichtung zur Stickoxidminderung in Abgasen von Verbrennungsmaschinen
DE19531028A1 (de) * 1995-08-23 1997-02-27 Siemens Ag Verfahren zur Abgasreinigung und Abgas-Reinigungseinrichtung für einen Verbrennungsmotor
JP3368371B2 (ja) 1996-05-07 2003-01-20 日立造船株式会社 排煙脱硝装置
US5985222A (en) * 1996-11-01 1999-11-16 Noxtech, Inc. Apparatus and method for reducing NOx from exhaust gases produced by industrial processes
DE19651212C3 (de) 1996-12-10 2003-10-30 Bosch Gmbh Robert Verfahren und Vorrichtung zur Minderung von Stickoxiden in Gasgemischen
US6077491A (en) * 1997-03-21 2000-06-20 Ec&C Technologies Methods for the production of ammonia from urea and/or biuret, and uses for NOx and/or particulate matter removal
DE19719998C2 (de) * 1997-05-13 2003-10-30 Daimler Chrysler Ag Verfahren und Vorrichtung zur Stickoxidreduktion im Abgas einer Verbrennungseinrichtung
JPH11171535A (ja) 1997-12-05 1999-06-29 Mitsubishi Heavy Ind Ltd アンモニア発生方法及び排ガス処理方法
US6120580A (en) * 1998-04-15 2000-09-19 Hera, Llc Method for testing systems designed for NOx reduction in the combustion of carbonaceous fuels
ITMI981155A1 (it) 1998-05-25 1999-11-25 Siirtec Nigi S P A Processo per la produzione di ammoniaca mediante idrolisi dell'urea
DE19834980A1 (de) 1998-08-03 1999-12-30 Siemens Ag Mikrowellen-Hydrolyse-Reaktor
US6093380A (en) * 1998-10-16 2000-07-25 Siirtec Nigi, S.P.A. Method and apparatus for pollution control in exhaust gas streams from fossil fuel burning facilities
US6146605A (en) * 1999-07-26 2000-11-14 Hera, Llc Combined SCR/SNCR process
US6511644B1 (en) * 2000-08-28 2003-01-28 The Chemithon Corporation Method for removing contaminants in reactors
US6436359B1 (en) * 2000-10-25 2002-08-20 Ec&C Technologies, Inc. Method for controlling the production of ammonia from urea for NOx scrubbing
US6761868B2 (en) * 2001-05-16 2004-07-13 The Chemithon Corporation Process for quantitatively converting urea to ammonia on demand

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN103395801A (zh) * 2013-08-08 2013-11-20 中国大唐集团环境技术有限公司 一种尿素催化水解的方法及装置
CN104876242A (zh) * 2015-05-11 2015-09-02 北京新叶能源科技有限公司 一种三相流态化尿素催化水解制氨设备及方法
CN115057454A (zh) * 2022-06-28 2022-09-16 江苏国瑞特环保工程技术有限公司 一种强碱性环境改良型尿素水解制氨系统
CN115057454B (zh) * 2022-06-28 2023-06-23 江苏国瑞特环保工程技术有限公司 一种强碱性环境改良型尿素水解制氨系统

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