CS204026B2 - Method of producing urea from pure carbon dioxide and ammonia - Google Patents
Method of producing urea from pure carbon dioxide and ammonia Download PDFInfo
- Publication number
- CS204026B2 CS204026B2 CS782044A CS204478A CS204026B2 CS 204026 B2 CS204026 B2 CS 204026B2 CS 782044 A CS782044 A CS 782044A CS 204478 A CS204478 A CS 204478A CS 204026 B2 CS204026 B2 CS 204026B2
- Authority
- CS
- Czechoslovakia
- Prior art keywords
- ammonia
- carbon dioxide
- absorber
- urea
- reactor
- Prior art date
Links
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C273/00—Preparation of urea or its derivatives, i.e. compounds containing any of the groups, the nitrogen atoms not being part of nitro or nitroso groups
- C07C273/02—Preparation of urea or its derivatives, i.e. compounds containing any of the groups, the nitrogen atoms not being part of nitro or nitroso groups of urea, its salts, complexes or addition compounds
- C07C273/04—Preparation of urea or its derivatives, i.e. compounds containing any of the groups, the nitrogen atoms not being part of nitro or nitroso groups of urea, its salts, complexes or addition compounds from carbon dioxide and ammonia
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
Description
Vynález se týká způsobu výroby močoviny z čistého kysličníku uhličitého a amoniaku jako výchozích složek.The invention relates to a process for producing urea from pure carbon dioxide and ammonia as starting materials.
V postupech známých podle dosavadního stavu techniky, které byly až dosud používány, reaguje kysličník uhličitý s plynným amoniakem, které se získají rozštěpením karbamátu amonného, přičemž jako stripovacího činidla pro močovinový roztok bylo předtím v předchozí fázi použito plynného amoniaku.In the prior art processes used up to now, carbon dioxide reacts with ammonia gas obtained by cleavage of ammonium carbamate, using ammonia gas previously used as a stripping agent for the urea solution.
Takto získaná plynná směs, kterou tvoří disociované plyny, kysličník uhličitý a amoniak se ochladí cirkulující vodou za účelem získání karbamátu, který se potom v další fázi zavádí do syntézního reaktoru, kde se provádí dehydratace na močovinu. Z tohoto reaktoru se potom tato směs použitá pro syntézu zavádí do stripovací kolony za účelem stripování kysličníku uhličitého a amoniaku, který zde vznikne tepelným rozštěpením uvedeného karbamátu, přičemž toto stripování se provádí v disociační aparatuře, která má u dna přívod plynného amoniaku a u horního konce je přívod pro směs k syntéze. Z této disociační aparatury tedy vystupují dva proudy, jeden proud, který je tvořen roztokem močoviny, obsahující stále ještě určité množství karbamátu, a druhý proud, který tvoří disociované plyny a amo2 niak, který jak již bylo uvedeno výše, se zavádí do kondenzátoru.The gas mixture thus obtained, which consists of dissociated gases, carbon dioxide and ammonia, is cooled with circulating water to obtain a carbamate, which is then fed to a synthesis reactor for dehydration to urea. From this reactor, the mixture used for synthesis is fed to a stripping column to strip carbon dioxide and ammonia, which is produced by thermal cleavage of the carbamate, and stripping is carried out in a dissociation apparatus having an ammonia gas inlet at the bottom and feed for synthesis mixture. Thus, two streams emerge from this dissociation apparatus, one stream consisting of a urea solution still containing a certain amount of carbamate, and the other stream consisting of dissociated gases and ammonia which, as mentioned above, is fed to the condenser.
Největší nevýhodou tohoto postupu podle dosavadního stavu techniky, je vysoká koncentrace karbamátu amonného, která byla zjištěna ve výsledném roztoku močoviny, což znamená zároveň nižší výtěžek močoviny. Tento nedostatek výše uvedeného postupu vyplývá z požadavku pracovat s konstantním poměrem amoniaku ke kysličníku uhličitému jak v kondenzátoru, tak i v syntézním reaktoru.The greatest disadvantage of this prior art process is the high concentration of ammonium carbamate found in the resulting urea solution, which also means lower urea yield. This drawback of the above process results from the requirement to operate with a constant ratio of ammonia to carbon dioxide in both the condenser and the synthesis reactor.
Podle vynálezu bylo zcela neočekávatelně zjištěno, že močovinu je možno vyrobit z kysličníku uhličitého a z amoniaku s vyšším výtěžkem postupem, při kterém se místo kondenzačního hadu použije filmový absorbér, přičemž toto uspořádání výroby bude ještě v dalším detailně popsáno, a kromě toho se vedle plynného amoniaku, zaváděného u dna stripovací kolony, přivádí i kapalný amoniak, který se přivádí částečně do absorbéru a částečně dó syntézního reaktoru, přičemž se v obou těchto aparaturách dosáhne rozdílné hodnoty molárního poměru amoniaku ke kysličníku uhličitému, která je konkrétně v reaktoru v rozmezí od 2,5 do 7 a v absorbéru se pohybuje v rozmezí od 2 do 4. . ,Unexpectedly, according to the invention, it has been found that urea can be produced from carbon dioxide and ammonia in a higher yield by using a film absorber instead of a condensation coil, the production arrangement being described in further detail below, and in addition to ammonia gas at the bottom of the stripper column, liquid ammonia is also fed, which is fed partly to the absorber and partly to the synthesis reactor, both of which have a different molar ratio of ammonia to carbon dioxide, specifically within the reactor of 2, 5 to 7 and in the absorber ranges from 2 to 4. ,
Podstata způsobu výroby močoviny z čis204026 tého' kysličníku uhličitého a amoniaku, reakcí výše, uvedených výchozích složek, rozkladem vzniklého karbamátu amonného, který je obsažen v roztoku močoviny vystupujícím ze syntézního reaktoru, strlpováním produktů rozkladu pomocí plynného, amoniaku a kondenzací produktů rozkladu a amoniaku, který byl použit při stripování, podle vynálezu spočívá v tom, že se kapalný amoniak částečné zavádí společně s celkovým množstvím kysličníku uhličitého nutným pro vytvoření močoviny do spodního prostoru absorbéru, přičemž do hlavy absorbéru se zavádí recyklovaný roztok tvořený vodným amoniakálním roztokem uhličitanu amonného o koncentraci amoniaku v rozmezí od 45 do 50 % hmot, a kysličníku uhličitého od 16 do 25 o/o hmot a zbytek do 100 % hmot, je voda, a částečně se uvedený kapalný amoniak zavádí do syntézního reaktoru, přičemž v absorbéru je hodnota molárního poměru amoniaku ke kysličníku uhličitému v rozmezí od 2 do 4 a v reaktoru je hodnota tohoto poměru v rozmezí od 2,5 do 7.The principle of the process for producing urea from carbon dioxide and ammonia, by reacting the above-mentioned starting components, by decomposing the resulting ammonium carbamate contained in the urea solution leaving the synthesis reactor, by decomposing the decomposition products with gaseous, ammonia and condensation products of decomposition and ammonia, used in stripping according to the invention is that liquid ammonia is partially introduced together with the total amount of carbon dioxide necessary to form urea into the lower space of the absorber, and a recycled aqueous ammonia carbonate solution containing ammonia is introduced into the absorber head in the range of from 45 to 50 wt.%, and carbon dioxide from 16 to 25 wt.% and the remainder to 100 wt.% is water, and partially said liquid ammonia is introduced into the synthesis reactor, the molar value in the absorber being the ammonia to carbon dioxide ratio is in the range of 2 to 4, and in the reactor the ratio is in the range of 2.5 to 7.
Ve výhodném provedení postupu podle vynálezu se při reakci kysličníku uhličitého a amoniaku udržují v absorbéru adiabatické podmínky.In a preferred embodiment of the process of the invention, adiabatic conditions are maintained in the absorber in the reaction of carbon dioxide and ammonia.
Rovněž je výhodné, , jestliže se produkt z hlavy absorbéru kysličníku uhličitého, obsahující amoniak, zavádí do proudu stripovacího média.It is also preferred that the ammonia-containing carbon dioxide absorber head product is introduced into the stripping medium stream.
Výhody postupu podle vynálezu spočívají v tom, že tímto opatřením je možno zvýšit výtěžky, přičemž se současně sníží spotřeba páry pro, stripovací kolonu a zvýší se tepelná úroveň páry, produkované v absorbéru.The advantages of the process according to the invention are that by this measure it is possible to increase the yields while at the same time reducing the steam consumption for the stripper column and increasing the thermal level of the steam produced in the absorber.
V dalším popise bude blíže popsán postup podle vynálezu, ze kterého· bude zřejmé zlepšení tohoto postupu, přičemž se předpokládá, že P je , celkový tlak systému a vychází se z určitého poměru vody ke kysličníku uhličitému jako základu, a poměr amoniaku ke kysličníku uhličitému se upraví tak, že tento poměr musí být relativně vysoký v reaktoru a ve stripovacím zařízení a relativně nízký v absorbéru.The process of the present invention will be described in greater detail below, showing an improvement of the process, assuming that P is the total system pressure and is based on a certain ratio of water to carbon dioxide as the base, and ammonia to carbon dioxide ratio. so that this ratio must be relatively high in the reactor and in the stripper and relatively low in the absorber.
Na připojeném výkresu je schematicky znázorněno zařízení k provádění postupu podle uvedeného vynálezu, na kterém je možno současně ilustrovat i postup výroby močoviny podle vynálezu.The accompanying drawing shows schematically an apparatus for carrying out the process according to the invention, in which the process for producing urea according to the invention can also be illustrated.
Celkové množství kysličníku uhličitého, které je nutné pro tvoření močoviny, se přivádí ke spodní části absorbéru 1, společně s částí kapalného amoniaku potrubím 4, přičemž k hornímu konci absorbéru se potrubím 5 přivádí recyklovaný absorpční roztok, který tvoří vodný amoniakální roztok uhličitanu amonného.The total amount of carbon dioxide required to form the urea is fed to the bottom of the absorber 1, along with a portion of the liquid ammonia through line 4, and a recycled absorption solution, which constitutes an aqueous ammonia solution of ammonium carbonate, is fed to line 5.
Celkový poměr amoniaku ke kysličníku uhličitému se , reguluje ovládáním průtokového množství kapalného, amoniaku u dna uvedeného· absorbéru.The total ammonia to carbon dioxide ratio is controlled by controlling the flow rate of liquid ammonia at the bottom of the absorber.
Ve spodní části absorbéru 1 reaguje kysličník uhličitý s amoniakem adiabatickým. způsobem, přičemž vzniká karbamát amonný. Vznikající teplo zvyšuje teplotu uvedené směsi na vyšší nebo méně vyšší hodnoty podle celkového tlaku P, podle obsahu vody a podle poměru amoniaku ke kysličníku uhličitému.At the bottom of absorber 1, carbon dioxide reacts with adiabatic ammonia. in a process to form ammonium carbamate. The heat generated raises the temperature of the mixture to higher or lesser values according to the total pressure P, the water content and the ammonia to carbon dioxide ratio.
Plyny, které vzniknou ve výše uvedeném adiabatickém prostoru a které jsou v chemické rovnováze při výše uvedené teplotě, se částečně absorbují recyklovaným roztokem, který se přivádí z horní sekce zařízení ve formě filmu. Část plynu, který nebyl absorbován, vystupuje z absorbéru 1 a potrubím 6 se spojuje s proudem 7, který přivádí plynný amoniak do stripovací , kolony.The gases that are formed in the above-mentioned adiabatic space and which are in chemical equilibrium at the above-mentioned temperature are partially absorbed by the recycled solution which is fed from the upper section of the device in the form of a film. A portion of the gas that has not been absorbed exits the absorber 1 and is connected via line 6 to a stream 7 which feeds ammonia gas into the stripper column.
Absorpční teplo je předáváno vodě, která proudí pláštěm absorbéru, a jelikož složení plynu a absorpčního roztoku v rovnováze ve vstupním prostoru absorbéru má takový poměr amoniaku ke kysličníku uhličitému, že vznik tepla nastává při vysoké teplotě, je zároveň možné vyrobit z chladicí vody páru s dostatečně vysokou tepelnou úrovní, přičemž je možno tuto páru použít v následných stupních zařízení.The heat of absorption is transmitted to the water flowing through the absorber shell, and since the gas and absorption solution equilibrium in the absorber inlet has a ratio of ammonia to carbon dioxide that heat generation occurs at high temperature, it is possible a high heat level, which steam can be used in subsequent stages of the apparatus.
Získaný karbamát amonný se , potom vede potrubím 8 do reaktoru 2, ve kterém se provádí dehydratace močoviny. Poměr amoniaku ke kysličníku uhličitému a teplota v tomto reaktoru se upraví zaváděním kapalného amoniaku ve formě malého, podílu, přičemž tento proud se přivádí u dna potrubím 9, a plynného amoniaku, hlavně s plyny, které vystupují ze stripovací kolony 3, potrubímThe ammonium carbamate obtained is then passed via line 8 to a reactor 2 in which urea dehydration is carried out. The ratio of ammonia to carbon dioxide and the temperature in the reactor are adjusted by introducing a small proportion of liquid ammonia, which is fed to the bottom via line 9, and ammonia gas, mainly with gases exiting the stripper column 3, via line.
10.10.
Poměr amoniaku ke kysličníku uhličitému je v reaktoru 2 udržován na vyšší hodnotě než ve výše uvedeném absorbéru 1, čímž se dosáhne toho, že výtěžek močoviny je následkem tohoto opatření vyšší.The ratio of ammonia to carbon dioxide in reactor 2 is maintained at a higher value than in the abovementioned absorber 1, thereby ensuring that the urea yield is due to this measure.
Poměr amoniaku ke kysličníku uhličitému, teplota a výtěžky jsou voleny tak, aby absorpční kondenzační teplo plynu, přiváděného ze stripovací kolony 3 umožňovalo udržovat konstantní tepelnou rovnováhu v reaktoru 2 za předem zvoleného celkového tlaku.The ratio of ammonia to carbon dioxide, temperature and yields are selected such that the absorption condensation heat of the gas supplied from the stripper column 3 allows to maintain a constant thermal equilibrium in the reactor 2 at a preselected total pressure.
Tímto shora uvedeným uspořádáním· výroby je možno zvýšit výtěžky, přičemž se současně sníží spotřeba páry pro stripovací kolonu a zvýší ,se tepelná úroveň páry, produkované v absorbéru.With the above-mentioned production arrangement, yields can be increased while at the same time reducing the steam consumption for the stripper column and increasing the thermal level of steam produced in the absorber.
Jelikož je tlak v reaktorovém-stripovacím systému shora popsaném téměř totožný, je možno tento tlak regulovat tak, že se odvádí inertní plyny, přicházející ze spodní sekce stripovací kolony, z horní sekce reaktoru, a z absorbéru kysličníku uhličitého. Tento tlak může být buďto vyšší nebo nižší než je tlak získaný v absorbéru podle toho, zde je transport karbamátu proveden buďto barometrickým výtlakem nebo účinkem čerpadel.Since the pressure in the reactor stripping system described above is almost identical, this pressure can be controlled by removing the inert gases coming from the bottom section of the stripper column, from the top section of the reactor, and from the carbon dioxide absorber. This pressure can be either higher or lower than the pressure obtained in the absorber, depending on whether the carbamate transport is carried out either by barometric displacement or by the effect of pumps.
Jelikož jsou výtěžky konverze v reaktoru neobyčejně vysoké a berouce v úvahu zároveň chemicko-fyzikální vlastnosti roztoku, který vystupuje z reaktoru potrubím 11, je podíl kysličníku uhličitého a vody oddělený ve stripovací koloně malý ve srovnání s množstvím amoniaku. Kromě toho je třeba uvést, že teplo, které je nutno dodat do· uvedeného systému, nečiní velkou položku, neboť roztok močoviny je vždy blízký kritickému stavu, přičemž amoniak může být snadno oddestilován.Since the conversion yields in the reactor are extremely high and taking into account also the chemical-physical properties of the solution leaving the reactor via line 11, the proportion of carbon dioxide and water separated in the stripping column is small compared to the amount of ammonia. In addition, the heat to be supplied to the system does not make a major item, since the urea solution is always close to the critical state and ammonia can be easily distilled off.
Kritická teplota se sníží se zvýšením hodnoty poměru amoniaku ke kysličníku uhličitému a se snížením obsahu vody. Tato okolnost je takového rázu, že se vyžaduje menší výměnná plocha ve stripovací koloně než je plocha povrchu vyžadovaná v běžně používaných stripovacích kolonách, a kromě toho je nutno uvést, že se používá nižších teplot při sdílení tepla, které umožňují použít páry o nižší tepelné úrovni, čímž se značně sníží výrobní náklady.The critical temperature decreases as the ammonia to carbon dioxide ratio increases and the water content decreases. This circumstance is such that a smaller exchange area in the stripping column is required than the surface area required in commonly used stripping columns, and in addition, lower heat transfer temperatures are used which allow the use of steam at a lower thermal level. thus greatly reducing production costs.
amoniak 27 323 kg/h kysličník uhličitý 10 127 kg/h voda 19 926 kg/hammonia 27 323 kg / h carbon dioxide 10 127 kg / h water 19 926 kg / h
V dalším je za účelem ilustrativním uveden praktický příklad provedení postupu podle uvedeného vynálezu, který nijak neomezuje rozsah uvedeného vynálezu.The following is a non-limiting example of a preferred embodiment of the present invention.
Příklad provedeníExemplary embodiment
Podle tohoto příkladu se postupuje tak, že za účelem přípravy 72 550 kilogramů močoviny za hodinu, se do absorbéru 1 přivádí:In order to prepare 72,550 kilograms of urea per hour, the following is fed to absorber 1:
167 kilogramů kysličníku uhličitého za hodinu při teplotě 150 °C, a167 kilograms of carbon dioxide per hour at 150 ° C; and
853 kilogramů amoniaku za hodinu při teplotě 50 °C, společně s recyklovaným uhličitanem, který se přivádí k hornímu konci absorbéru 1 při teplotě 76 °C, přičemž tento proud má složení:853 kilograms of ammonia per hour at 50 ° C, together with recycled carbonate, which is fed to the top end of absorber 1 at 76 ° C, the stream having the following composition:
47,62 % hmot.47.62% wt.
17,65 % hmot.17.65% wt.
34,73 % hmot.34.73% wt.
Absorbér pracuje za tlaku vstupní části močovinového-syntézního okruhu, přičemž tento tlak je 18 MPa (nebo se nechá poklesnout na tuto hodnotu). V uvedeném reaktoru nastává reakce kysličníku uhličitého s amoniakem a reakční teplo se odvede za účelem výroby páry.The absorber operates at or below the urea-synthesis circuit inlet pressure at 18 MPa. In said reactor, the reaction of carbon dioxide with ammonia occurs and the heat of reaction is removed to produce steam.
Ze spodní části absorbéru se odvádí karbamátový roztok, jehož teplota je 180 °C, který má toto složení:From the bottom of the absorber, a carbamate solution having a temperature of 180 ° C and having the following composition is withdrawn:
amoniak kysličník uhličitý vodaammonia carbon dioxide water
794 kg/h794 kg / hr
794 kg/h794 kg / hr
699 kg/h699 kg / hr
42,23 % hmot.42.23% wt.
42,23 % hmot.42.23% wt.
15,54 % himot.15.54% himot.
Tento roztok se potom zavádí do reaktoru 2.This solution is then fed to reactor 2.
Nezkondenzované páry, které vystupují z horního konce absorbéru 1 s teplotou 180 °C mají složení:The non-condensed vapors exiting the upper end of absorber 1 at 180 ° C have the following composition:
amoniak kysličník uhličitý vodaammonia carbon dioxide water
382 kg/h382 kg / hr
500 kg/h500 kg / h
227 kg/h227 kg / hr
40,60 % hmot.40.60 wt.
54,09 % hmot.54.09% wt.
5,31 % hmot.5.31% wt.
Tyto páry se potom zavádějí do spodní části stripovací kolony 3.These vapors are then introduced into the bottom of the stripping column 3.
Do reaktoru 2 se zavádí kromě roztoku karbamátu 47 840 kg amoniaku za hodinu o amoniak 50 218 kg/h kysličník uhličitý 26 259 kg/h voda 8 497 kg/h teplotě 100 °C a současně páry vystupující ze stripovací kolony 3, které mají teplotu 190 °C, přičemž složení těchto par je toto:In addition to the carbamate solution, 47 840 kg of ammonia per hour with ammonia 50 218 kg / h of carbon dioxide 26 259 kg / h of water 8 497 kg / h are fed to reactor 2 at 100 ° C and simultaneously the vapors exiting stripper column 3 having a temperature 190 ° C, the composition of which is as follows:
59,10 % hmot.59.10 wt.
30,90'% hmot.% 30.90 wt.
10,00 % hmot.10.00 wt.
Ode dna stripovací kolony vystupuje proud o teplotě 210 '°C, který -se zavádí do běžné koncentrační sekce, přičemž tento proud má složení:From the bottom of the stripper column a stream of 210 ° C emerges and is fed to a conventional concentration section, the stream having the following composition:
močovina 72 -500- kg/h amoniak 66 932 kg/h kysličník - 10 127 kg/h uhličitý voda 41 676 kg/hurea 72 -500- kg / h ammonia 66 932 kg / h oxygen - 10 127 kg / h carbonate water 41 676 kg / h
37,91 % - hmot.37.91% wt.
35,00 - % hmot.35.00 - wt.
5,30 % hmot.5.30% wt.
21,79 - % hmot.21.79% wt.
Claims (3)
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| IT21904/77A IT1075371B (en) | 1977-03-31 | 1977-03-31 | PROCESS FOR THE PRODUCTION OF UREA STARTING FROM CO2 AND PURE NH3 |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CS204026B2 true CS204026B2 (en) | 1981-03-31 |
Family
ID=11188506
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CS782044A CS204026B2 (en) | 1977-03-31 | 1978-03-30 | Method of producing urea from pure carbon dioxide and ammonia |
Country Status (20)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPS53149929A (en) |
| AR (1) | AR214002A1 (en) |
| AU (1) | AU519725B2 (en) |
| BE (1) | BE865585A (en) |
| BR (1) | BR7802007A (en) |
| CA (1) | CA1101884A (en) |
| CH (1) | CH632240A5 (en) |
| CS (1) | CS204026B2 (en) |
| DD (1) | DD134223A5 (en) |
| DE (1) | DE2813528C3 (en) |
| DK (1) | DK140378A (en) |
| ES (1) | ES469090A1 (en) |
| FR (1) | FR2385690A1 (en) |
| GB (1) | GB1586629A (en) |
| IE (1) | IE46700B1 (en) |
| IT (1) | IT1075371B (en) |
| LU (1) | LU79340A1 (en) |
| NL (1) | NL7803338A (en) |
| PL (1) | PL108056B1 (en) |
| SE (1) | SE7803685L (en) |
Family Cites Families (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| BE790015A (en) * | 1971-10-19 | 1973-04-12 | Mavrovic Ivo | UREA SYNTHESIS WITH IMPROVED CONVERSION AND HEAT RECOVERY |
-
1977
- 1977-03-31 IT IT21904/77A patent/IT1075371B/en active
-
1978
- 1978-03-20 AU AU34291/78A patent/AU519725B2/en not_active Expired
- 1978-03-21 GB GB11243/78A patent/GB1586629A/en not_active Expired
- 1978-03-22 CA CA299,501A patent/CA1101884A/en not_active Expired
- 1978-03-28 AR AR271575A patent/AR214002A1/en active
- 1978-03-28 ES ES469090A patent/ES469090A1/en not_active Expired
- 1978-03-29 PL PL1978205651A patent/PL108056B1/en unknown
- 1978-03-29 DE DE2813528A patent/DE2813528C3/en not_active Expired
- 1978-03-29 CH CH335878A patent/CH632240A5/en not_active IP Right Cessation
- 1978-03-29 NL NL7803338A patent/NL7803338A/en not_active Application Discontinuation
- 1978-03-30 CS CS782044A patent/CS204026B2/en unknown
- 1978-03-30 IE IE636/78A patent/IE46700B1/en unknown
- 1978-03-30 FR FR7809361A patent/FR2385690A1/en not_active Withdrawn
- 1978-03-30 LU LU79340A patent/LU79340A1/en unknown
- 1978-03-30 DK DK140378A patent/DK140378A/en unknown
- 1978-03-31 BR BR7802007A patent/BR7802007A/en unknown
- 1978-03-31 DD DD78204529A patent/DD134223A5/en unknown
- 1978-03-31 BE BE186482A patent/BE865585A/en not_active IP Right Cessation
- 1978-03-31 JP JP3695778A patent/JPS53149929A/en active Pending
- 1978-03-31 SE SE7803685A patent/SE7803685L/en unknown
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| BE865585A (en) | 1978-10-02 |
| SE7803685L (en) | 1978-10-01 |
| DE2813528A1 (en) | 1978-10-12 |
| ES469090A1 (en) | 1978-11-16 |
| CA1101884A (en) | 1981-05-26 |
| IE46700B1 (en) | 1983-08-24 |
| GB1586629A (en) | 1981-03-25 |
| IE780636L (en) | 1978-11-30 |
| DD134223A5 (en) | 1979-02-14 |
| JPS53149929A (en) | 1978-12-27 |
| FR2385690A1 (en) | 1978-10-27 |
| CH632240A5 (en) | 1982-09-30 |
| DK140378A (en) | 1978-10-01 |
| PL205651A1 (en) | 1978-12-04 |
| DE2813528B2 (en) | 1979-07-26 |
| PL108056B1 (en) | 1980-03-31 |
| LU79340A1 (en) | 1978-07-13 |
| AR214002A1 (en) | 1979-04-11 |
| BR7802007A (en) | 1979-04-03 |
| IT1075371B (en) | 1985-04-22 |
| NL7803338A (en) | 1978-10-03 |
| AU519725B2 (en) | 1981-12-17 |
| DE2813528C3 (en) | 1980-03-20 |
| AU3429178A (en) | 1979-09-27 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US4321410A (en) | Method of stripping unreacted materials in urea synthesis process | |
| CN108026034B (en) | Process for producing urea and apparatus for producing urea | |
| US6231827B1 (en) | Process for combined production of ammonia and urea | |
| NZ211460A (en) | The preparation of urea | |
| SU833158A3 (en) | Method of urea and ammonia synthesis | |
| EP3233792B1 (en) | Process for urea production | |
| US4235816A (en) | Integrated ammonia-urea process | |
| US3725210A (en) | Method of removing unreacted materials remaining in urea synthesis effluent by plural stage distillation and co2 stripping | |
| US3120563A (en) | Urea preparation | |
| KR840001951A (en) | Element synthesis | |
| US3114681A (en) | Process of recovering unreacted ammonia from a urea synthesis melt by a two stage rectification operation | |
| US4801747A (en) | Process for preparing urea | |
| US3197273A (en) | Process for the continuous production of cyanogen chloride | |
| US2808125A (en) | Process for the separation of carbon dioxide and ammonia | |
| US3937793A (en) | Process for the continuous manufacture of crystallized ammonium thiosulfate | |
| US3527799A (en) | Urea synthesis process | |
| CS204026B2 (en) | Method of producing urea from pure carbon dioxide and ammonia | |
| CA1049556A (en) | Urea manufacture | |
| US3137725A (en) | Heat recovery in urea synthesis process | |
| US2744133A (en) | Process for the production of low-biuret content urea | |
| US3471558A (en) | Method for the decomposition and evaporation of urea synthesis effluent | |
| US4365089A (en) | Synthesis of urea | |
| US2721786A (en) | Preparation of cyanamide | |
| US3046307A (en) | Distillation process for synthesizing | |
| US3232983A (en) | Urea synthesis |