FI71501B

FI71501B - FOERFARANDE FOER SEPARERING AV NH3 OCH CO2 UR BLANDNINGAR SOM INNEHAOLLER DESSA

Info

Publication number: FI71501B
Application number: FI773282A
Authority: FI
Inventors: Andreas Johannes Biermans; Kees Jonckers
Original assignee: Stamicarbon; Unie Van Kunstmestfab Bv
Priority date: 1976-11-03
Filing date: 1977-11-02
Publication date: 1986-10-10
Also published as: PL111842B1; PT67208A; ATA786277A; IN147228B; FI71501C; MX7509E; CS213330B2; SE7712405L; PL201882A1; FI773282A; TR19754A; ES463762A1; AU3007077A; AT372059B; SE425158B; IL53193A0; MX5059E; HU199779B; GR79887B; RO76387A

Description

|ν£*ΠΊ ΓΒ1 m)KUU,LUTUSJULKAISU 71 sm| ν £ * ΠΊ ΓΒ1 m) MONTH, LUTUS PUBLICATION 71 sm

B 11 UTLÄG G NIN G SSKRI FT / I DU IB 11 UTLÄG G NIN G SSKRI FT / I DU I

^ (45) I t;/ ; r. t ty (51) K».lk.*/lnt.a.« B 01 D 53/14 SUOMI —FINLAND (21) Patenttihakemus — Patentansökning 773282 (22) Hakemispäivä — Ansökningsdag 02.11.77 (H) (23) Alkupäivä — Giltighetsdag 02.11.77 (41) Tullut julkiseksi — Blivit offemlig 04,05,78^ (45) I t; /; r. t ty (51) K ».lk. * / lnt.a.« B 01 D 53/14 FINLAND —FINLAND (21) Patent application - Patentansökning 773282 (22) Application date - Ansökningsdag 02.11.77 (H) (23) Starting date - Giltighetsdag 02.11.77 (41) Has become public - Blivit offemlig 04,05,78

Patentti- ja rekisterihallitus NähtäVäi<sjpanon ja kuul.julkaisun pvm.National Board of Patents and Registration Date of publication and publication.

Patent- och registerstyrelsen ' Ansökan utlagd och utl.skriften publicerad 10.10.86 (86) Kv. hakemus -- Int. ansökan (32)(33)(31) Pyydetty etuoikeus— Begärd prioritet 03 · 1 1 - 76 O3.ll.76 Alankomaat-Nederländerna(NL) 7612163, 7612162 (71) Stamicarbon B.V., P.O. Box 10, Geleen,Patent and registration authorities Ansökan utlagd och utl.skriften publicerad 10.10.86 (86) Kv. application - Int. ansökan (32) (33) (31) Privilege claimed— Begärd priority 03 · 1 1 - 76 O3.ll.76 Netherlands-Nederländerna (NL) 7612163, 7612162 (71) Stamicarbon B.V., P.O. Box 10, Geleen,

Unie van Kunstmestfabrieken b.v., P.O. Box 45, Utrecht, AIankomaat-Neder1änderna(NL) (72) Andreas Johannes Biermans, Urmond, Kees Jonckers, Born, AIankomaat-Neder1änderna(NL) (74) Berggren Oy Ab (54) Menetelmä NH3:n ja C02:n erottamiseksi seoksista, jotka sisältävät näitä -Förfarande för separering av NH3 och CO2 ur blandningar som innehäller dessa Tämä keksintö koskee menetelmää oleellisesti puhtaan NHjrn ja oleellisesti puhtaan C02:n erottamiseksi seoksesta, joka sisältää NHgia ja CC^a- Sanonnalla "seos, joka sisältää NH3:a ja C02:a" tarkoitetaan seosta, joka voi olla binäärinen Nl^/CC^-seos, NH^:n, C02:n ja vesihöyryn kaasuseos tai NH3:n ja C02tn vesiliuos, joka mahdollisesti sisältää myös liuoksessa ammoniumkarbamaattia ja/tai ammoniumkarbo-naattia.Unie van Kunstmestfabrieken b.v., P.O. Box 45, Utrecht, Netherlands-Nederland (NL) (72) Andreas Johannes Biermans, Urmond, Kees Jonckers, Born, Netherlands-Nederland (NL) (74) Berggren Oy Ab (54) Method for separating NH3 and CO2 from mixtures The present invention relates to a process for the separation of substantially pure NH 3 and substantially pure CO 2 from a mixture containing NH 3 and CCl 3 - The phrase "a mixture containing NH 3" means a process for the separation of substantially pure NH 3 and substantially pure CO 2. and CO 2 "means a mixture which may be a binary N 1 / CO 2 mixture, a gas mixture of NH 4, CO 2 and water vapor, or an aqueous solution of NH 3 and CO 2, optionally also containing ammonium carbamate and / or ammonium carbonate in solution. carbonate.

Eräissä kemiallisissa prosesseissa saadaan sivutuotteina Nl^m ja CC^sn ja valinnaisesti H20:n kaasuseoksia. Esimerkiksi melamiinin synteesissä ureasta saadaan kaasuseos, joka melamiinin ohella sisältää NH3:a ja C02:a vähintään 1,7 tonnin määrän tonnia kohti me-lamiinia. Tämän Nl^rn ja C02:n kierrättämiseksi melamiinista erottamisen jälkeen esimerkiksi ureasynteesiprosessiin on useimmissa tapauksissa välttämätöntä puristaa kaasut korkeampaan paineeseen. Seoksen puristaminen vaatii erikoistoimenpiteitä NH^tn ja CC>2:n kondensoitumisen ja tällöin muodostuneen karbamaatin saostumisen estämiseksi niin, että kaasuseos absorboidaan tavalliseen tapaan veteen tai vesiliuokseen, mikä johtaa ammoniumkarbamaattiliuoksen muodostumiseen, joka voidaan pumpata ureasynteesiprosessiin mahdol lisesti sen jälkeen, kun sille on suoritettu desorptio ja toistuva absorptio korotetussa paineessa liuoksen väkevyyden kohottamiseksi.In some chemical processes, gas mixtures of N1 ^ m and CCl2 and optionally H2O are obtained as by-products. For example, in the synthesis of melamine, a gas mixture is obtained from urea which, in addition to melamine, contains NH3 and CO2 in an amount of at least 1.7 tonnes per ton of melamine. In order to recycle this N1 and CO2 after separation from the melamine, for example in the urea synthesis process, it is in most cases necessary to compress the gases to a higher pressure. Compression of the mixture requires special measures to prevent the condensation of NH 4 and CO 2 and the precipitation of the carbamate thus formed, so that the gas mixture is absorbed in the usual way into water or aqueous solution, resulting in ammonium carbamate solution which can be pumped to the urea synthesis process after desorption. and repeated absorption at elevated pressure to increase the concentration of the solution.

2 71501 Tämän prosessin haittana on, että NH-j:n ja CC^n kanssa kierrätetyllä vedellä on epäedullinen vaikutus urean valmistukseen NH^:sta ja CC^sta.2 71501 A disadvantage of this process is that water recycled with NH 4 and CC 4 has an adverse effect on the production of urea from NH 4 and CC 4.

Ellei mihinkään erikoistoimenpiteisiin ryhdytä, on mahdotonta poistaa kaikkea NH^a ja CO 2'3l erikseen seoksista johtuen siitä, että binäärinen systeemi NH3/CO2 ja niiden tertiääriset systeemit I^Oin kanssa muodostavat aseotrooppeja.Unless any special measures are taken, it is impossible to remove all NH 3 and CO 2 'separately from the mixtures due to the fact that the binary system NH 3 / CO 2 and their tertiary systems with I 2 O form azeotropes.

Erilaisia menetelmiä on ehdotettu, jotta voitaisiin välttää tarve kierrättää kohtuutonta määrää vettä yhdessä ureasynteesiprosessiin kierrätetyn NH^jn kanssa, jotka kaikki menetelmät käsittävät NI^-CC^-seosten erottamisen aineosiinsa. Tällaisiin prosesseihin kuuluu jomman kumman aineosan selektiivinen absorbointi vesiliuokseen. Näin ollen tällainen prosessi on se, jossa NH^ absorboidaan vahvan hapon ammoniumsuolan (esim. NH4NO3) vesiliuokseen korotetussa paineessa. Toinen tunnettu prosessi käsittää CC^n selektiivisen absorboinnin pesemällä kaasuseosta alkanoliamiinin, esim. monoetanoliamiinin vesiliuoksella. (Eräs tällaisten prosessien haitta on se, että absorboitunut komponentti on sen jälkeen poistettava absorboimisai-neesta ja puhdistettava.Various methods have been proposed to avoid the need to recycle an unreasonable amount of water in conjunction with NH 4 recycled to the urea synthesis process, all of which involve the separation of N 1 -CO 2 mixtures into their constituents. Such processes involve the selective absorption of either ingredient into an aqueous solution. Thus, such a process is one in which NH 2 is absorbed into an aqueous solution of a strong acid ammonium salt (e.g. NH 4 NO 3) under elevated pressure. Another known process involves the selective absorption of CCl 4 by washing the gas mixture with an aqueous solution of an alkanolamine, e.g. monoethanolamine. (One disadvantage of such processes is that the absorbed component must then be removed from the absorbent and cleaned.

Edelleen on ehdotettu erotettavaksi NH3 ja CC>2 NH3:n, CC^n ja i^Otn seoksista tislaamalla pois suurin osa Ni^rsta ensimmäisessä vaiheessa ja tislaamalla sitten pois CC>2 toisessa vaiheessa, joka suoritetaan systeemin NH^-CC^-I^O korkeammassa paineessa.It has further been proposed to separate NH 3 and CCl 2 from mixtures of NH 3, CCl 2 and N 2 O 2 by distilling off most of the N 1 O 3 in the first step and then distilling off CC 3 in the second step, which is carried out in the NH 3 -CO 2 ^ O at higher pressure.

Tällaisia prosesseja kuvataan US-patentissa n:o 3 112 177 ja brittiläisessä patentissa n:o 1 129 939.Such processes are described in U.S. Patent No. 3,112,177 and British Patent No. 1,129,939.

US-patentissa kuvataan prosessia, jossa ensimmäisessä vaiheessa, joka suoritetaan systeemin paineessa välillä 1-5 atm abs., CC>2 erotetaan ΝΗ3··η, CC^.'n ja H20:n seoksesta, jossa NH3-P1 toisuus on melko pieni, so. pienempi kuin Nl^/CC^-aseotroopissa. Saatu nestemäinen pohjajae stripataan strippauskaasulla, esimerkiksi metaanilla 1 atmosfäärin absoluuttisessa kokonaispaineessa. Tämä johtaa systee- min paineen alenemiseen ja NH^rn ja pienen C02 määrän pakenemiseen niin, että saadaan metaanin, NH^:n ja C02:n seos, jonka absoluutti nen kokonaispaine on 1 atmosfääri.The U.S. patent describes a process in which, in a first step performed at a system pressure between 1 and 5 atm abs., CC> 2 is separated from a mixture of ΝΗ3 ·· η, CCl 2 and H 2 O, where the NH 3 -P 1 content is quite low , so. smaller than in the N1 ^ / CC ^ azotrope. The liquid base fraction obtained is stripped with a stripping gas, for example methane, at an absolute total pressure of 1 atmosphere. This results in a reduction in the system pressure and the escape of NH 4 and a small amount of CO 2, so that a mixture of methane, NH 4 and CO 2 with a total absolute pressure of 1 atmosphere is obtained.

715 01715 01

Kaasuseokseen sisältyvien C02-jälkien poistamiseksi osa seoksesta kondensoidaan, mikä saa C02:n absorboitumaan nesteytettyyn NH^ten.To remove traces of CO2 contained in the gas mixture, a portion of the mixture is condensed, causing the CO 2 to be absorbed into the liquefied NH 4.

Samantapaista prosessia kuvataan brittiläisessä patentissa 1 129 939. Tämän patentin mukaisesti kaasuseos, joka koostuu NH^rsta ja C02:sta ja jossa NH^-pitoisuus on suurempi kuin aseotroopissa, absorboidaan veteen tai vesiliuokseen. Normaalipaineessa NH2 tislataan saadusta vesiliuoksesta. Jäljelle jäävälle liuokselle suoritetaan sitten jako-tislaus paineessa välillä 5-20 atm abs. ja kuumennetaan C02:n poistamiseksi .A similar process is described in British Patent 1,129,939. According to this patent, a gas mixture consisting of NH 4 and CO 2 with a higher NH 4 content than in an azeotrope is absorbed into water or an aqueous solution. At normal pressure, NH2 is distilled from the resulting aqueous solution. The remaining solution is then subjected to fractional distillation at a pressure between 5 and 20 atm abs. and heated to remove CO 2.

Nämä kaksi prosessia perustuvat periaatteeseen, että systeemin NHj, CC>2 ja H20 paineen muuttaminen tekee mahdolliseksi erottaa NH-j:n alemmassa paineessa ja CC^n korkeammassa paineessa. Suhteen systeemin paineen, so. ΝΗβΐη, CC^tn ja H20:n osapaineiden summan Nl^rn poistovaiheessa ja systeemin paineen välillä C02:n poistovaiheessa on molemmissa prosesseissa oltava välillä n. 1:5 - 1:20, mikäli erottumisen on määrä edistyä tasaisesti.These two processes are based on the principle that changing the pressure of the system NH 2, CC 2 and H 2 O makes it possible to separate NH 3 at lower pressure and CC 2 at higher pressure. With respect to system pressure, i.e. The sum of the partial pressures ΝΗβΐη, CC ^ tn and H2O in the removal phase Nl ^ rn and the system pressure in the CO2 removal step in both processes must be between about 1: 5 and 1:20, if the separation is to progress smoothly.

Näillä prosesseilla on se haitta, että jos käsiteltävä seos tulee käytettäväksi yli 1 atmosfäärin absoluuttisessa paineessa, se on ensin laajennettava 1 atmosfäärin absoluuttiseen paineeseen. Sitäpaitsi tällöin vapautuu kaasumaista NH2:a, jonka absoluuttinen mak-simipaine on 1 atmosfääri ja mahdollisesti suuri määrä muuta kaasua on myös läsnä. Jos tälle NH2:lle on suoritettava jatkokäsittelyä esim. ureasynteesiprosessissa, se on puristettava korkeampaan paineeseen. Tähän tarvittava puristusenergia on huomattava ja lisäksi Noissa oleva C02~väkevyys on pidettävä alhaisena kiinteän ammonium-karbamaatin muodostumisen estämiseksi kompressorissa ja suurpaine-putkissa. Toinen mahdollisuus on kaasumaisen NH-^n nesteytys syvä-jäähdyttämällä ja sen jälkeen NH2:n kohottaminen vaadittuun paineeseen. Tämä vaatii jälleen energiaa.These processes have the disadvantage that if the mixture to be treated becomes to be used at an absolute pressure of more than 1 atmosphere, it must first be expanded to an absolute pressure of 1 atmosphere. In addition, gaseous NH2 is released, which has an absolute maximum pressure of 1 atmosphere and possibly a large amount of other gas is also present. If this NH2 has to be further processed, eg in a urea synthesis process, it must be pressed to a higher pressure. The compression energy required for this is considerable and, in addition, the CO2 concentration in them must be kept low to prevent the formation of solid ammonium carbamate in the compressor and high-pressure pipes. Another possibility is the liquefaction of gaseous NH 4 by deep-cooling and then raising the NH 2 to the required pressure. This again requires energy.

Tämä keksintö tarjoaa käytettäväksi yksinkertaisen ja halvemman menetelmän oleellisesti puhtaan NH3:n ja oleellisesti puhtaan C09:n erottami seksi NH^:n, C02:n ja mahdollisesti H20:n seoksista erillisissä erotusvaiheissa.The present invention provides a simple and less expensive method for separating substantially pure NH 3 and substantially pure CO 9 from mixtures of NH 4, CO 2 and optionally H 2 O in separate separation steps.

7150171501

Yllättäen on havaittu, että on mahdollista saada NH^ ja C02 erikseen talteen tällaisista seoksista ilman yllä hahamoteltuja ongelmia, mikäli C02:n erotusvaiheeseen syötetty seos laimennetaan vedellä veden ja syötön välisessä painosuhteessa välillä 0,2:1 - 6:1.Surprisingly, it has been found that it is possible to recover NH 4 and CO 2 separately from such mixtures without the problems outlined above if the mixture fed to the CO 2 separation step is diluted with water in a weight ratio between water and feed of between 0.2: 1 and 6: 1.

Keksintö tarjoaa käytettäväksi menetelmän oleellisesti puhtaan ΝΗ^:η ja oleellisesti puhtaan CC>2:n erottamiseksi NH^:a ja CC>2:a sisältävästä seoksesta, joka seos on NH^ :n ja CC>2:n kaasuseos tai NH2:n, CC>2:n ja vesihöyryn kaasuseos tai NH2:n ja CC>2:n vesiliuos, joka erottaminen toteutetaan NH^-erotusvyöhykkeessä lämmön vaikutuksella ja C02~erotusvyöhykkeessä lämmön vaikutuksella. Keksintö on tunnettu siitä, että C02-erotusvyöhykkeeseen syötetään laimennusvettä sellaisin määrin, että laimennusveden ja C02~erotusvyöhykkeeseen tulevan syötön painosuhde on 0,2-6, ja että NH2/C02/H20-systeemin paine C02~ erotusvyöhykkeessä on enintään kaksi kertaa systeemin paine NH^-erotusvyöhykkeessä.The invention provides a method for separating substantially pure λ 2 and substantially pure CC 2 from a mixture containing NH 4 and CC 2, which mixture is a gas mixture of NH 4 and CC 2 or NH 2. , A gas mixture of CC 2 and water vapor or an aqueous solution of NH 2 and CC 2, which separation is carried out in the NH 4 separation zone by heat and in the CO 2 separation zone by heat. The invention is characterized in that dilution water is fed to the CO 2 separation zone to such an extent that the weight ratio of the dilution water to the feed to the CO 2 separation zone is 0.2-6, and that the NH 2 / CO 2 / H 2 O system pressure in the CO 2 separation zone is at most twice the system pressure NH ^ -erotusvyöhykkeessä.

On olemassa muita etuja veden lisäämisessä C02:n erotusvyöhykkeeseen määrinä, jotka ovat 0,5-2,5 kertaa siihen menevän syötön paino, kuten hyötysuhteeltaan optimaalisen erotuksen saavuttaminen. Tämän alueen alapuolella erotus käy yhä vaikeammaksi saavuttaa, koska vaaditaan yhä suurempia kierrätysmääriä ja alle 0,2-kertaisella määrällä erotus käy epätyydyttävän pieneksi. 2,5-kertaisen arvon yläpuolella lämpötila, jossa C02 tulee erotetuksi, nousee, mikä merkitsee samanaikaisesti korroosiovaaraa ja sitäpaitsi 6-kertaisen painomäärän yläpuolella syötöstä laskettuna lisätyn veden poistamiseen vaadittu energiamäärä tulee epätyydyttävän suureksi.There are other advantages to adding water to the CO2 separation zone in amounts ranging from 0.5 to 2.5 times the weight of the feed entering it, such as achieving an optimal efficiency separation. Below this range, the difference becomes increasingly difficult to achieve due to the ever-increasing recycling rates required and at less than 0.2 times the difference becomes unsatisfactorily small. Above 2.5 times the value, the temperature at which the CO 2 becomes separated rises, which at the same time poses a risk of corrosion and, moreover, 6 times the weight calculated from the feed, the amount of energy required to remove the added water becomes unsatisfactory.

On korostettava, että keksinnön mukaiseen C02:n erotusvyöhykkeeseen lisätyn veden määrä on lisänä kaikkeen siihen veteen, joka sisältyy sanottuun C02:n erotusvyöhykkeeseen menevään syöttöön, joka itse asiassa voi koostua NH3:sta, C02:sta ja H20:sta.It should be emphasized that the amount of water added to the CO 2 separation zone according to the invention is in addition to all the water contained in the feed to said CO 2 separation zone, which may in fact consist of NH 3, CO 2 and H 2 O.

Keksinnön menetelmä voi koskea lähtöseoksia, jotka ovat runsaasti NH2:a sisältäviä tai runsaasti C02:a sisältäviä. Sanonnalla "runsaasti NH^:a sisältävä" tarkoitetaan, että lähtöseoksen NH^/C02~ suhde on sellainen, että kun sille suoritetaan kuumennus, purkautuu pääasiassa NH^ta ja sanonnalla "runsaasti C02:a sisältävä" tarkoitetaan, että lähtöseoksen NH^/CC^-suhde on sellainen, että kun sille suoritetaan kuumennus, purkautuu pääasiassa C02:a.The process of the invention may relate to starting mixtures which are rich in NH2 or rich in CO2. By the phrase "high in NH 4" is meant that the NH 4 / CO 2 ratio of the starting mixture is such that, when heated, it is mainly discharged by NH 4, and by the phrase "rich in CO 2" is meant that the NH 4 / CO The ^ ratio is such that when heated, mainly CO2 is released.

Näin ollen eräs tämän keksinnön toteutusmuoto on menetelmä, jossa lähtöseos on yllä määritellyn kaltainen runsaasti NH^:a sisältävä seos, ja jossa menetelmässä it 5 71501 a) johdetaan sanottu seos NHjin erotusvyöhykkeeseen, jossa kaasumaista NH^:a saadaan ylävirtauksena ja muuttumattomasti kiehuva NH^rn ja C02:n vesiliuos saadaan pohjajakeena, ja b) johdetaan sanottu pohjajae syöttönä sanottuun C02:n erotusvyöhykkeeseen veden läsnäollessa keksinnön mukaisesti, jolloin C02:a saadaan ylävirtauksena ja muuttumattomasti kiehuva NH^in ja C02:n vesiliuos saadaan pohjajakeena.Thus, one embodiment of the present invention is a process in which the starting mixture is a NH 4 -rich mixture as defined above, and in which it is passed said mixture to an NH 4 separation zone where gaseous NH 4 is obtained upstream and a constant boiling NH 4 an aqueous solution of rn and CO 2 is obtained as a bottom fraction, and b) said bottom fraction is fed as a feed to said CO 2 separation zone in the presence of water according to the invention, whereby CO 2 is obtained upstream and the boiling aqueous solution of NH 4 and CO 2 is obtained as a bottom fraction.

Keksinnön toinen toteutusmuoto on menetelmä, jossa sanottu seos on yllä määritellyn kaltainen runsaasti C02:a sisältävä seos ja jossa menetelmässä a) johdetaan sanottu seos CC^jn erotusvyöhykkeeseen veden läsnäollessa keksinnön mukaisesti, jolloin CO2 saadaan ylävirtauksena ja muuttumattomasti kiehuva NH^tn ja CC>2:n vesiliuos saadaan pohjajakeena , b) johdetaan sanottu pohjajae desorptiovyöhykkeeseen oleellisesti kaiken NH2:n ja C02:n poistamiseksi siitä kaasuseoksena vesihöyryn kanssa, ja c) johdetaan sanottu kaasuseos sanottuun NH^:n erotusvyöhykkeeseen, jossa kaasumaista NH^:a saadaan ylävirtauksena ja muuttumattomasti kiehuva NH^rn ja CC>2:n vesiliuos saadaan pohjajakeena.Another embodiment of the invention is a process in which said mixture is a CO 2 -rich mixture as defined above and in which process a) said mixture is introduced into a CC 4 separation zone in the presence of water according to the invention, whereby CO 2 is obtained upstream and constant boiling NH 2 and CO 2 b) introducing said bottom fraction into a desorption zone to remove substantially all of NH 2 and CO 2 therefrom as a gas mixture with water vapor, and c) introducing said gas mixture into said NH 4 separation zone where gaseous NH 4 is obtained upstream and unchanged a boiling aqueous solution of NH 4 and CO 2 is obtained as the bottom fraction.

Keksinnön mukaisesti vesi voidaan lisätä C02:n erotusvyöhykkeeseen, esim. yhdestä tai useammasta siinä olevasta kohdasta ja/tai voidaan lisätä ainakin osittain CC^n erotusvyöhykkeeseen menevään syöttöön ennen sen tuloa sanottuun vyöhykkeeseen. Itse lisätty vesi voi olla NH3:n ja C02:n laimea liuos, joka sisältää vähintään 90 paino-% vettä. Tämä prosenttiluku riippuu kuitenkin systeemin paineesta. Alhaisilla paineilla vaaditaan suurempaa prosenttimäärää vettä.According to the invention, water may be added to the CO 2 separation zone, e.g. from one or more points therein, and / or may be added at least in part to the feed to the CO2 separation zone before it enters said zone. The water added itself may be a dilute solution of NH 3 and CO 2 containing at least 90% by weight of water. However, this percentage depends on the system pressure. At low pressures, a higher percentage of water is required.

ΝΗβΐη erotusvyöhyke toimii mieluummin pöhjalämpötilassa 60-170°C ja huippulämpötilassa -35 - +66°C ja sanottu C02:n erotusvyöhyke toimii pohjalämpötilassa 75-200°C ja huippulämpötilassa 0-100°C, sanottujen vyöhykkeiden huippulämpötilojen ollessa alempia kuin pohjalämpö-tilat.The ΝΗβΐη separation zone preferably operates at a base temperature of 60-170 ° C and a peak temperature of -35 to + 66 ° C and said CO 2 separation zone operates at a base temperature of 75-200 ° C and a peak temperature of 0-100 ° C, the peak temperatures of said zones being lower than the bottom temperature.

Pohjalämpötilan optimiarvo NH^in erotusvyöhykkeessä riippuu siihen tulevan syötön koostumuksesta ja paineesta. Kuitenkin jos käytetään alle 60°C:n lämpötilaa, saavutetaan joko alue, jossa muodostuu NH^in, C02:n ja mahdollisesti veden kiinteitä reaktiotuotteita, tai C02=n erotusvyöhykkeeseen menevällä syötöllä on sellainen koostumus, että optimaalista CC>2_erotusta ei saavuteta.The optimum value of the bottom temperature in the NH 4 separation zone depends on the composition and pressure of the feed entering it. However, if a temperature below 60 ° C is used, either a range of solid reaction products of NH 4, CO 2 and possibly water is achieved, or the feed to the CO 2 separation zone has a composition such that optimal CC 2 S separation is not achieved.

7150171501

Useimmissa tapauksissa pohjalämpötila NH^in erotusvyöhykkeessä ei ole korkeampi kuin 170°C sen ja CC^n erotusvyöhykkeen lämpötilan (jcka on aina hieman korkeampi) pitämiseksi sen arvon alapuolella, joka voi johtaa epämiellyttävään korroosioon. Samasta syystä pohja-lämpötila CC^tn erotusvyöhykkeessä ei mieluummin ole yli 200°C.In most cases, the bottom temperature in the NH 4 separation zone is not higher than 170 ° C to keep it and the CC 4 separation zone temperature (which is always slightly higher) below a value that can lead to unpleasant corrosion. For the same reason, the bottom temperature in the separation zone CCl 4 is preferably not more than 200 ° C.

NH-^rn erotusvyöhykkeen huippulämpötila määräytyy pääasiassa käytetyn paineen mukaan. Huippulämpötila C02:n erotusvyöhykkeessä määrää saavutetun CC^in lopullisen puhtauden.The peak temperature of the NH-^ separation zone is mainly determined by the pressure used. The peak temperature in the CO2 separation zone determines the final purity of the CCl2 achieved.

Yleensä 100 ppm:n tai pienempi NH3-sisältö saavutetaan helposti korkeintaan 100°C:n huippulämpötiloilla.In general, NH3 contents of 100 ppm or less are easily achieved at peak temperatures of up to 100 ° C.

Lämpötilat näiden kahden erotusvyöhykkeen huipuilla määräytyvät mahdollisen NH^-palautusvirran määrän ja käytetyn laimennus- ja pesuveden määrän ja lämpötilan mukaisesti.The temperatures at the peaks of the two separation zones are determined by the amount of any NH 4 return flow and the amount and temperature of dilution and wash water used.

Systeemin paine CC^n erotusvyöhykkeessä on korkeintaan kaksi kertaa systeemin paine NH^rn erotusvyöhykkeessä ja kaikkein mieluimmin systeemin paineet näissä kahdessa erotusvyöhykkeessä ovat oleellisesti samat.The system pressure in the separation zone CCl is at most twice the system pressure in the separation zone NH 4, and most preferably the system pressures in the two separation zones are substantially the same.

Painesuhteita yli 2 voidaan helposti käyttää, mutta ne johtavat siihen, että paine jossa NH^ vapautuu, alenee niin, että tarvitaan suuremmat pääomakustannukset NH3:n nesteyttämiseen. Se aiheuttaa myös energian kulutuksen kasvamisen kohtuuttoman korkeaksi. Näistä syistä on suositeltavaa olla menemättä edellä kuvattujen maksimipai-nesuhteiden yli.Pressure ratios above 2 can be easily used, but they result in a decrease in the pressure at which NH 3 is released, necessitating a higher capital cost to liquefy NH 3. It also causes energy consumption to rise unreasonably high. For these reasons, it is recommended not to go beyond the maximum pressure ratios described above.

Keksinnön mukainen prosessi voidaan edullisesti toteuttaa yhtä suurilla systeemin paineilla NH3:n erotusvyöhykkeessä ja CCH:n erotus-vyöhykkeessä. Painesuhteiden käyttö, jotka eroavat toisistaan suhteellisen pienellä kertoimella, saattaa olla edullista esimerkiksi NH^rn ja C02:n talteenoton lämpötalouden ja vaaditun lämmönsiirto-pinta-alan koon suhteen.The process according to the invention can advantageously be carried out at equal system pressures in the NH3 separation zone and in the CCH separation zone. The use of pressure ratios that differ by a relatively small factor may be advantageous in terms of, for example, the thermal economy of NH 4 and CO 2 recovery and the size of the heat transfer surface area required.

Yleensä systeemin paineen absoluuttiarvo, jossa erotus suoritetaan, määräytyy sen paineen mukaan, jossa talteen saatua NH3:a on määrä käyttää. Etusija annetaan systeemin absoluuttiselle paineelle 5-25 11 7 715 01 atmosfääriä NH^:n erotusvyöhykkeessä, tarkemmin sanoen absoluuttiselle paineelle 15-22 atmosfääriä- Erityisen edullista on työskennellä systeemin paineilla, joissa kaasumainen NH3 voidaan nesteyttää jäähdytysveden avulla niin, että NH^ voidaan pumpata eikä mitään kallista puristusvaihetta tarvita.In general, the absolute value of the system pressure at which the separation is performed is determined by the pressure at which the recovered NH3 is to be used. Preference is given to an absolute system pressure of 5-25 11 7 715 01 atmospheres in the NH4 separation zone, in particular an absolute pressure of 15-22 atmospheres- It is particularly advantageous to work at system pressures where gaseous NH3 can be liquefied by cooling water so that NH4 can be pumped and not no expensive compression step required.

On huomautettava, että brittiläisessä patentissa 1 129 939 kuvatussa prosessissa C02 pestään pesutornissa vedellä NH3:n viimeisten jälkien poistamiseksi tarkoituksena estää saostuminen, jolla olisi epäsuotuisa vaikutus prosessiin. Tämä johtaa NH3:n vesiliuoksen muodostumiseen, joka johdetaan tislaustorniin CC^n vapauttamiseksi. Tässä prosessissa käytetyt vesimäärät ovat hyvin pieniä ja riittämättömiä tämän keksinnön vaikutusten saavuttamiseksi.It should be noted that in the process described in British Patent 1,129,939, CO 2 is washed in a scrubber tower with water to remove the last traces of NH3 in order to prevent precipitation which would have an adverse effect on the process. This results in the formation of an aqueous solution of NH 3 which is passed to a distillation tower to release CC 3. The amounts of water used in this process are very small and insufficient to achieve the effects of this invention.

Kuten edellä esitettiin joko NH3 tai C02 erotetaan ensin riippuen käsiteltävän seoksen NH3/C02“moolisuhteesta. Jos kuitenkin keksinnön mukaisesti käsiteltävä seos on NH^in ja C02:n erittäin laimean vesiliuoksen muodossa, on suositeltavaa poistaa oleellisesti kaikki NH3 ja C02 ensimmäisessä vaiheessa koko liuoksesta tai osasta siitä kaasuseoksen saamiseksi ja erottaa saatu kaasuseos NH^rksi ja C02:ksi keksinnön mukaisesti.As indicated above, either NH 3 or CO 2 is first separated depending on the NH 3 / CO 2 molar ratio of the mixture to be treated. However, if the mixture to be treated according to the invention is in the form of a very dilute aqueous solution of NH 3 and CO 2, it is advisable to remove substantially all or part of NH 3 and CO 2 in the first step to obtain a gas mixture and separate the resulting gas mixture into NH 4 and CO 2 according to the invention.

Keksintöä voidaan soveltaa erityisen edullisesti kaasuseoksen erottamiseen, joka koostuu oleellisesti NH3:sta, C02:sta ja IVOista ja joka on saatu hajottamalla konvertoitumatonta ammoniumkarbamaattia y 1-25 kg/cm^irn absoluuttisessa paineessa urean valmistusprosessissa NH^jsta jacc>2:sta. Tämän jälkeen erotus voidaan suorittaa seutaavilla vaiheilla: a) johdetaan sanottu jatkokaasuseos C02:n erotuskolonniin, jossa on lämpötilagradientti sen pohjalta huipulle, syötetään vettä tai vesiliuosta yhdestä tai useammasta kohdasta pitkin sanottua erotus-kolonnia sellainen määrä, että muodostuu NH3:n ja C02:n vesiliuos, joka sisältää 65-96 paino-% vettä, ja C02:n kaasuvirta, joka on oleellisesti vapaa NH3:sta ja vedestä ja poistetaan sanottu liuos pohjalta ja sanottu C02:n virta sanotun erotuskolonnin huipulta, b) johdetaan sanottu NH3:n ja C02:n vesiliuos desorptiovyöhykkee-seen, jossa NH3 ja C02 desorboidaan vesivirran aikaansaamiseksi, joka on oleellisesti vapaa NH3:sta ja C02:sta, ja toisen kaasuvirran saamiseksi, joka sisältää NH 3 : a, jäännös-CC>2 : a ja vettä, ja 71501 c) johdetaan sanottu toinen kaasuvirta NH3:n erotusvyöhykkeeseen, jossa CC>2 ja NH^ erotetaan vesipitoiseksi poistovirraksi ja NH^ poistetaan erillisenä kaasuvirtana sanotusta NH3:n erotusvyöhykkees-tä ja kierrätetään suoraan tai epäsuoraan sanottuun synteesivyöhykkeeseen, jotka vaiheet a, b ja c suoritetaan absoluuttisessa paineessa välillä n. 1-25 kg/cm2.The invention can be applied particularly advantageously to the separation of a gas mixture consisting essentially of NH 3, CO 2 and IVO and obtained by decomposing unconverted ammonium carbamate γ at 1-25 kg / cm 2 in absolute pressure in the urea production process from NH 3 jacc> 2. The separation can then be performed by the following steps: a) passing said further gas mixture to a CO 2 separation column having a temperature gradient from thereon to the top, feeding water or an aqueous solution from one or more points along said separation column in an amount to form NH3 and CO2 an aqueous solution containing 65 to 96% by weight of water and a CO 2 gas stream substantially free of NH 3 and water and removing said solution from the bottom and said CO 2 stream from the top of said separation column, b) passing said NH 3 and An aqueous solution of CO 2 in a desorption zone where NH 3 and CO 2 are desorbed to provide a water stream substantially free of NH 3 and CO 2 and a second gas stream containing NH 3, residual CO 2 and water, and 71501 c) introducing said second gas stream to an NH 3 separation zone, wherein CC 2 and NH 2 are separated into an aqueous effluent and NH 2 is removed as a separate gas stream from said NH 3 separation zone and is discharged directly or indirectly into said synthesis zone, which steps a, b and c are carried out at an absolute pressure between about 1-25 kg / cm 2.

Keksintöä esitetään jatkuvaan jäljempänä eritysesti liitteenä olevissa piirroksissa, joissa kuvio 1 on kaavamainen esitys keksinnön mukaisesta prosessista, jossa NH3:n ja C02:n erotusvyöhykkeet pidetään oleellisesti samassa paineessa, joka sopii NH^rn ja CC^n erottamiseen seoksista, joiden koostumus on aseotroopin NH^-pitoisella puolella, ja kuvio 2 on kaavamainen esitys kuvion 1 prosessista sillä muutoksella, että NH3:n ja C02:n erotusvyöhykkeet toimivat eri paineissa, kuvio 3 on kaavamainen esitys keksinnön mukaisesta prosessista, jossa NH^in, CC^n ja mahdollisesti H20:n seoksia, joiden koostumus on aseotroopin CC^-pitoisella puolella, voidaan erottaa, ja kuvio 4 on kaavamainen esitys keksinnön mukaisesta prosessista, joka sopii NH3:n ja CC^^n erottamiseen laimeista liuoksista, kuvio 5 on kaavamainen esitys urean valmistukseen tarkoitetusta prosessista, johon keksintöä sovelletaan.The invention is shown continuously in the accompanying drawings, in which Figure 1 is a schematic representation of a process according to the invention in which the separation zones of NH 3 and CO 2 are maintained at substantially the same pressure suitable for separating NH 3 and CO 2 from mixtures of azeotropic NH and Fig. 2 is a schematic representation of the process of Fig. 1 with the change that the separation zones for NH 3 and CO 2 operate at different pressures, Fig. 3 is a schematic representation of a process according to the invention in which NH 3, CO 2 and possibly H 2 O mixtures with a composition on the CCl 2 -containing side of the azeotrope can be separated, and Fig. 4 is a schematic representation of a process according to the invention suitable for separating NH 3 and CCl 2 from dilute solutions, Fig. 5 is a schematic representation of a process for the preparation of urea to which the invention applies.

Viitaten kuvioon 1 runsaasti NH^:a sisältävää NH^tn, C02=n ja f^Orn seosta joko vesiliuoksena tai kaasuseoksena syötetään putken 1 ja pumpun 2 läpi Nl^rn erotusvyöjukkeeseen 3, joka on väkevöimis-kolonnin muodossa.Referring to Fig. 1, a mixture of NH 4 -containing NH 4, CO 2 = n and f 2, either as an aqueous solution or as a gas mixture, is fed through a pipe 1 and a pump 2 to a Nl 2 separation zone 3 in the form of a concentration column.

Kolonnin 3 huipulta puretaan kaasumaista NH^:a putken 4 kautta ja se tiivistetään jäähdytyslauhduttimessa 5 ja NH3:n ja muiden kaasujen tiivistymätön kaasuseos poistuu jäähdyttimestä ylävirtauksena. Sanotut muut kaasut ovat peräisin ilmasta, hapesta tai happea vapauttavasta aineesta, jota syötetään laitteistoon passivointiai-neena epämiellyttävän korroosion estämiseksi materiaalissa, josta laitos on valmistettu. Osa passivointikaasusta syötetään kompressorin 6 ja putkien 7 ja 8 läpi NF^in väkevöintikö]onniin 3 ja osa putken 9 läpi desorbointilaitteeseen 10.At the top of the column 3, gaseous NH 3 is discharged through a pipe 4 and is condensed in a cooling condenser 5 and an uncondensed gas mixture of NH 3 and other gases leaves the condenser upstream. Said other gases are derived from air, oxygen or an oxygen-releasing substance which is fed to the apparatus as a passivating agent to prevent unpleasant corrosion in the material from which the plant is made. A part of the passivation gas is fed through the compressor 6 and the pipes 7 and 8 to the NF 2 concentrator 3 and a part through the pipe 9 to the desorption device 10.

Jäähdyttimestä 5 putken 36 kautta poistuvasta ylävirtauksesta stri- 9 71501 pataan NH3 pesemällä pesurissa 11 vedellä, jota syötetään putken 34 kautta Nl^-liuoksen muodostamiseksi, joka johdetaan pumpun 12 läpi kierrätysjäähdyttäjään 13 ja osa kierrätetään pesuriin 11 putken 14 kautta ja osa kierrätetään NH3:n väkevöintikolonniin 3 putken 15 kautta tarvittaessa paineen alennuksen jälkeen.From the overflow exiting the condenser 5 through line 36, a stream of NH 3 is washed in a scrubber 11 by washing in scrubber 11 with water fed through conduit 34 to form an N1 solution, which is passed through pump 12 to recirculating condenser 13 and recycled to scrubber 11 through recirculation. to the concentration column 3 via line 15, if necessary after depressurization.

Muut pesurissa 11 erotetut kaasut puretaan putken 16 kautta ja haluttaessa lasketaan kokonaan tai osittain ulkoilmaan putken 19 kautta ja/tai syötetään putken 13 kautta C02=n väkevöintikolonniin 18.The other gases separated in the scrubber 11 are discharged through the pipe 16 and, if desired, completely or partially discharged into the outside air through the pipe 19 and / or fed through the pipe 13 to the CO 2 concentration column 18.

Osa jäähdyttimessä 5 nesteytetystä NH^tsta palautetaan Putken 20 kautta NH3:n väkevöintikolonniin 3 takaisinvirtauksena. Loput nesteytetystä NH^ista puretaan putken 37 kautta. Väkevöintiin tarvittava lämpö syötetään kolonnin pohjalle höyrykierukalla 35.A portion of the NH 3 liquefied in the condenser 5 is returned via line 20 to the NH 3 concentration column 3 as a reflux. The remainder of the liquefied NH 4 is discharged through line 37. The heat required for concentration is fed to the bottom of the column by means of a steam coil 35.

NH3:n väkevöintikolonnin 3 pohjalta puretaan NH3:n ja C02:n vesi-liuos putken 21 kautta ja liuos johdetaan C02:n väkevöintikolonniin 18 putken 21 kautta. C02:n väkevöintikolonni 18 toimii oleellisesti samassa systeemin paineessa kuin NH3:n väkevöintikolonni 3. Myöhemmin mainittava desorptiokolonnista 10 tuleva pohjavirta johdetaan pumpun 22 ja putken 23 kautta 002=η erotuskolonniin 18 lai-mentimena. Lämmön jakaantumisen parantamiseksi tämä nestevirtaus pannaan ensin luovuttamaan osa lämmöstään C02:n väkevöintikolonnin 18 pohjalla ja jäähdyttimessä 26. Loput väkevöintiin kolonnissa 18 tarvittavasta lämmöstä toimitetaan lämmityskierukoilla 24, jotka sisältävät esimerkiksi höyryä.From the bottom of the NH 3 concentration column 3, the aqueous solution of NH 3 and CO 2 is discharged through line 21 and the solution is passed to the CO 2 concentration column 18 via line 21. The CO2 concentration column 18 operates at substantially the same system pressure as the NH 3 concentration column 3. The bottom stream from the desorption column 10 mentioned later is passed through the pump 22 and pipe 23 to the separation column 18 as a diluent. In order to improve the heat distribution, this liquid flow is first dissipated at the bottom of the CO 2 concentration column 18 and in the condenser 26. The rest of the heat required for concentration in the column 18 is supplied by heating coils 24 containing, for example, steam.

Osa putkesta 23 tulevasta nestevirrasta johdetaan putken 25 läpi, jota jäähdytetään vedellä jäähdyttimessä 27, ja puretaan putken 28 kautta. Pesuveden virtaus syötetään C02:n väkevöintikolonniin 18 putken 29 kautta mahdollisimman suuren osan NH3:sta poistamiseksi CO2:sta.A portion of the liquid stream from the pipe 23 is passed through a pipe 25 which is cooled by water in a condenser 27 and discharged through a pipe 28. The wash water stream is fed to the CO 2 concentration column 18 via line 29 to remove as much NH3 as possible from the CO2.

C02:n väkevöintikolonnista 18 tuleva putkessa 30 oleva ylävirtaus on kaasua, joka koostuu CX^ssta ja mahdollisesti muista kaasuista yllä kuvatulla tavalla, mutta joka ei sisällä oleellisesti lainkaan NH3:a.The upstream flow in the tube 30 from the CO 2 concentration column 18 is a gas consisting of CO 3 and possibly other gases as described above, but containing essentially no NH 3.

C02:n väkevöintikolonnista 18 tuleva pohjavirta on NH3:n ja C02:n laimea vesiliuos ja se johdetaan putken 31 kautta desorptiolaittee-seen 10, jossa lähes kaikki NH3 ja 003 karkoitetaan kuumentamalla 71501 10 esimerkiksi höyryllä, jota syötetään lämmityskierukoiden 32 läpi.The bottom stream from the CO 2 concentration column 18 is a dilute aqueous solution of NH 3 and CO 2 and is passed through line 31 to a desorption device 10 where almost all of NH 3 and 00 3 is expelled by heating 71501 10, for example with steam fed through heating coils 32.

Neste, josta on stripattu lähes kaikki NHj ja C02, johdetaan putken 23 kautta <302:η väkevöintikolonniin 18 ja desorptiolaitteessa 10 muodostunut NH3:n, C02:n ja H20:n kaasuseos johdetaan putken 33 kautta NH^tn väkevöintikolonniin 3.The liquid from which almost all NH 3 and CO 2 have been stripped is passed via line 23 to a concentration column <302: η and the gas mixture of NH 3, CO 2 and H 2 O formed in the desorption device 10 is passed via line 33 to a concentration column 3 of NH 3 and CO 2.

Viitaten kuvioon 2, jossa samoja osia kuin kuviossa 1 on merkitty samoilla numeroilla, C02:n väkevöintikolonni toimii systeemin paineessa, joka on korkeampi kuin systeemin paine NH^:n väkevöintikotonnissa. Kompressori A ja pumppu B on asennettu putkiin 17 ja 21 samassa järjestyksessä kaasu- ja nestevirtojen paineen kohottamiseksi. Edelleen putki 31 sisältää alennusventtiilin C, joka alentaa C02:n erotuskolonnista 18 tulevan pohjavirran painetta. Desorptiokolonni 10 toimii systeemin paineessa, joka on oleellisesti sama kuin systeemin paine NH3:n väkevöintikolonnissa. Toinen sopiva tapa toimia on suorittaa desorptio samassa systeemin paineessa kuin missä C02:n väkevöintikolonni on.Referring to Figure 2, in which the same portions as in Figure 1 are denoted by the same numerals, the CO 2 concentration column operates at a system pressure higher than the system pressure in the NH 4 concentration tonne. Compressor A and pump B are installed in pipes 17 and 21, respectively, to increase the pressure of the gas and liquid flows. Further, the pipe 31 includes a reduction valve C which reduces the pressure of the bottom stream coming from the CO 2 separation column 18. The desorption column 10 operates at a system pressure that is substantially the same as the system pressure in the NH 3 concentration column. Another suitable way is to carry out the desorption at the same system pressure as where the CO2 concentration column is.

Viitaten kuvioon 3, jossa samat osat kuin kuviossa 1 on merkitty samoilla numeroilla, runsaasti C02:a sisältävää ΝΗ3··η, C02:n ja H20:n seosta syötetään putken 41 ja pumpun 42 läpi C02:n väkevöintikolonniin 18.Referring to Fig. 3, in which the same parts as in Fig. 1 are denoted by the same numerals, a CO 2 -rich ΝΗ 3 ·· η mixture of CO 2 and H 2 O is fed through a tube 41 and a pump 42 to a CO 2 concentration column 18.

Keksinnön tämän toteutusmuodon mukaisesti on mahdollista erottaa oleellisesti puhdasta C02:a ja oleellisesti puhdasta NH^ia seoksista, joiden koostumus on aseotroopin C02~pitoisella puolella. Lukuunottamatta ensimmäisen syöttövirran asemaa tämä kuvio 3 on identtinen kuvion 1 kanssa.According to this embodiment of the invention, it is possible to separate substantially pure CO 2 and substantially pure NH 4 from mixtures having a composition on the CO 2 -containing side of the azeotrope. With the exception of the position of the first feed stream, this Fig. 3 is identical to Fig. 1.

Viitaten kuvioon 4, jossa samat osat kuin kuviossa 1 on merkitty samoilla numeroilla, laimeaa NH3:n ja C02:n vesiliuosta syötetään putken 51 ja pumpun 52 kautta desorptiokolonniin 10. Lukuunottamatta tämän ensimmäisen syöttövirran asemaa tämä kuvio 4 on identtinen kuvion 1 kanssa.Referring to Figure 4, in which the same portions as in Figure 1 are denoted by the same numerals, a dilute aqueous solution of NH 3 and CO 2 is fed through line 51 and pump 52 to desorption column 10. Except for the position of this first feed stream, Figure 4 is identical to Figure 1.

Viitaten kuvioon 5 urean synteesi reaktorissa 101 muodostetaan urean synteesiliuos paineessa välillä 110-250 kg/cm^ ja lämpötilassa välillä 165-220°C. Tämä liuos syötetään stripperiin 103 putken 102 kautta, joka voi toimia synteesipaineessa tai alemmassa paineessa ja saatetaan siinä vastavirtaan kosketukseen - lämpöä lisäämällä - 11 715 01 tuoreen CC^m kanssa, jota syötetään putken 104 kautta. Kaasuseos, joka koostuu Noista, CC^sta ja i^Orsta ja joka on karkotettu strip-perissä, johdetaan putken 105 kautta jäähdyttäjään 106, joka toimii mieluimmin synteesipaineessa, ja johon jäähdyttäjään myös tietty määrä ureareaktorin 101 pohjaosassa muodostuneesta liuoksesta syötetään putkien 107 ja 108 kautta ejektorin 109 avulla tiivistysmisläm-pötilan nostamiseksi niin, että tiivistysmislämpö vapautetaan mahdollisimman korkealla lämpötilatasossa. Tämän lämmön avulla tuotetaan absoluuttiselta paineeltaan 1-6 kg/cm olevaa höyryä, jota voidaan käyttää muualla prosessissa. Ejektori 109 toimii NH^:n avulla, jota syötetään varastosäiliöstä 111 pumpun 110 läpi. Tuoretta NH3:a syötetään putken 112 kautta. Jäähdyttäjässä 106 tapahtuu putken 105 kautta syötetyn kaasuseoksen täydellinen tai osittainen tiivistyminen ja absorboituminen. Näin saatu karbamaattiliuos ja loput kaasuseok-sesta, mikäli sellaista on, johdetaan ureareaktoriin 101 putken 113 kautta yhdessä karbamaattiliuoksen kanssa, joka on saatu tiivistämällä NH^ia, CC>2:a ja I^Ora kaasuseoksesta, jota puretaan putken 114 kautta ureareaktorin 101 huipulta ja joka sisältää inerttejä komponentteja, joita ovat tuoneet mukanaan tuore CO2, NH3 ja mahdollisesti ilma tai happi, jota käytetään laitteiston ja putkien passi-vointiin. Tämä tiivistäminen tapahtuu poistokaasujäähdyttäjässä 115, joka on yhdistetty putkeen 113 tai ureareaktorin 101 alaosaan putken 116 avulla. Kaasuseos, joka ei ole tiivistynyt puhdistuskaasu-jäähdyttäjässä, johdetaan mahdollisesti putken 117 kautta absorptio-laitteeseen (ei esitetty), joka toimii alemmassa paineessa yhä läsnä olevan NH^rn talteenottamiseksi. On kuitenkin myös mahdollista syöttää poistokaasujäähdyttäjässä 115 saatu liuos jäähdyttäjään 106 ejektorin 109 läpi.Referring to Fig. 5, in the urea synthesis reactor 101, a urea synthesis solution is formed at a pressure of 110 to 250 kg / cm 2 and a temperature of 165 to 220 ° C. This solution is fed to the stripper 103 via a pipe 102 which can operate at a synthetic pressure or lower pressure and is brought into countercurrent contact - by adding heat - 11 715 01 with fresh CCl 3, which is fed through a pipe 104. A gas mixture consisting of Noi, CC 4 and i 2 Or and expelled in a stripper is passed through line 105 to a condenser 106, preferably operating at synthetic pressure, to which a certain amount of solution formed in the bottom of the urea reactor 101 is also fed through lines 107 and 108. by means of an ejector 109 for raising the sealing temperature so that the sealing heat is released at the highest possible temperature level. This heat is used to produce steam with an absolute pressure of 1-6 kg / cm, which can be used elsewhere in the process. The ejector 109 is operated by NH 4, which is fed from the storage tank 111 through the pump 110. Fresh NH3 is fed through line 112. In the cooler 106, complete or partial condensation and absorption of the gas mixture fed through the pipe 105 takes place. The carbamate solution thus obtained and the remainder of the gas mixture, if any, are introduced into the urea reactor 101 via line 113 together with the carbamate solution obtained by condensing NH 4, CO 2 and I 2 Ora from the gas mixture discharged through line 114 from the top of urea reactor 101. and containing inert components brought in by fresh CO2, NH3 and possibly air or oxygen used for passivation of equipment and pipes. This sealing takes place in an exhaust gas cooler 115, which is connected to a pipe 113 or to the lower part of the urea reactor 101 by means of a pipe 116. The gas mixture, which is not condensed in the purge gas cooler, is optionally passed through line 117 to an absorber (not shown) which operates at a lower pressure to recover the NH 4 still present. However, it is also possible to feed the solution obtained in the exhaust gas cooler 115 to the cooler 106 through the ejector 109.

Stripattu ureasynteesiliuos puretaan stripperistä 103 ja kun se on laajennettu 2-5 kg/cm^tn paineeseen alennusventtiilissä 118, se johdetaan putken 119 kautta karbamaatin hajotuslaitteeseen 120, jossa yhä läsnä oleva karbamaatti hajotetaan käytännöllisesti katsoen täysin kuumentamalla. Kaasuseos, joka poistuu karbamaatin hajotus-laitteen 120 lämmitysvyöhykkeestä yhdessä urealiuoksen kanssa, erotetaan liuoksesta erotuslaitteessa 121 ja johdetaan seuraavaksi NH3:n, C02:n ja H20:n erotukseen tarkoitettuun laitokseen, jota selostetaan yksityskohtaisemmin alla. Karbamaatin hajotuslaitteen 120 erottimessa 121 saatu urean vesiliuos laajennetaan paisunta-astiassa 122 normaalipaineeseen, jossa poistuu vielä jonkin verran 12 715 01 liuennutta NH^ia ja vesihöyryä, jotka puretaan putken 123 kautta. Putken 124 kautta urean vesiliuos johdetaan osastoon, jota kokonaisuutena on merkitty numerolla 125 ja jossa vanhastaan tunnetulla tavalla se väkevöidään haihduttamalla tai kiteytetään tai voidaan käsitellä muulla tunnetulla tavalla. Lopputuote poistetaan putken 126 kautta.The stripped urea synthesis solution is discharged from the stripper 103 and, when expanded to a pressure of 2-5 kg / cm 2 in the reduction valve 118, is passed through line 119 to a carbamate decomposer 120 where the carbamate still present is decomposed by virtually complete heating. The gas mixture exiting the heating zone of the carbamate decomposer 120 together with the urea solution is separated from the solution in the separator 121 and then passed to a plant for the separation of NH 3, CO 2 and H 2 O, which is described in more detail below. The aqueous urea solution obtained in the separator 121 of the carbamate decomposing device 120 is expanded in the expansion vessel 122 to normal pressure, at which some 12 715 01 of dissolved NH 4 and water vapor are removed, which are discharged through the pipe 123. Through line 124, the aqueous urea solution is passed to a compartment, which as a whole is numbered 125, where it is concentrated in a manner known per se by evaporation or crystallized or can be treated in another known manner. The final product is removed through line 126.

Urealiuoksesta erottimessa 121 erotettu kaasuseos johdetaan putken 127 kautta NH-^rn, C02:n ja H20:n erotukseen tarkoitettuun laitokseen, joka laitos käsittää pääasiassa C02:n erotuskolonnin 128, desorptio-kolonnin 129 ja ΝΗ^:η erotuskolonnin 130. Nämä kolonnit toimivat käytännöllisesti katsoen samassa paineessa, joka on välillä 1-25 kg/cm abs. Erityisetu saavutetaan, jos erotussysteemi toimii abso-luuttisessa paineessa välillä 1-6 kg/cm , koska tässä tapauksessa desorptiokolonniin 129 syötetty liuos voidaan stripata jäähdyttä-jässä 106 muodostuneella höyryllä. Sopivimmin erotussysteemi toimii samassa paineessa kuin karbamaatin hajotuslaite 120 ja erotin 121. Kolonnin 128 pohjaosassa kaasuseos saatetaan kosketukseen sellaisen vesimäärän kanssa, että oleellisesti kaikki NH^ ja H20 absorboituu tai tiivistyy ja että vain hyvin vähän NH3:a ja H20:a sisältävä CC>2 kohoaa kolonnin yläosaan. Tässä tarkoituksessa vettä tai vesi-liuosta, esim. osastosta 125 saatua prosessitiivistettä syötetään putken 131 kautta ja edelleen seuraavista erotusvaiheista saatuja vesiliuoksia kierrätetään putkien 132 ja 133 kautta. Kolonnin 128 yläosassa kohoava kaasuseos pestään vedellä, jota syötetään putken 134 kautta, siinä yhä olevien pienten NH^-määrien poistamiseksi.The gas mixture separated from the urea solution in the separator 121 is passed via a pipe 127 to a plant for the separation of NH 4, CO 2 and H 2 O, which plant mainly comprises a CO 2 separation column 128, a desorption column 129 and a ΝΗ ^: η separation column 130. These columns operate at virtually the same pressure between 1-25 kg / cm abs. A particular advantage is obtained if the separation system operates at an absolute pressure between 1 and 6 kg / cm, because in this case the solution fed to the desorption column 129 can be stripped with the steam generated in the condenser 106. Preferably, the separation system operates at the same pressure as the carbamate decomposer 120 and separator 121. At the bottom of column 128, the gas mixture is contacted with an amount of water such that substantially all of NH 3 and H 2 O is absorbed or condensed and CC> 2 with very little NH 3 and H 2 O rises. to the top of the column. For this purpose, water or a water solution, e.g. the process concentrate from compartment 125, is fed through line 131 and further aqueous solutions from the subsequent separation steps are recycled through lines 132 and 133. The gas mixture rising at the top of column 128 is washed with water fed through line 134 to remove small amounts of NH 4 still present therein.

Tämä vesi siihen absorboituneen NHgrn kanssa tulee myös kolonnin pohjaosaan. Putkien 131, 132, 133 ja 134 kautta kolonnin 128 pohjaosaan syötetyn veden kokonaispainomäärä on sellainen,että kolonnien pohjalta purettu liuos sisältää 65-96 paino-% vettä, so. 5-20 kertaa putken 127 kautta syötetyn kaasuseoksen painomäärä. Tavallisesti optimi vesimäärä on 80-95 paino-% ja näin ollen lisättävä veden painomäärä on mieluummin 8-15 kertaa kaasuseoksen painomäärä. Käyttämällä kolonnia tällä tavoin C02:n ja NH3:n poisto erottimessa 121 erotetusta kaasuseoksesta saadaan toteutettua houkuteltavan pienellä kokonaisenergiankulutuksella erotusosastossa. Lämpötila kolonnin pohjaosassa on välillä 70-190°C kun taas kolonnin yläosassa pidetään lämpötilaa välillä 30-70°C.This water, together with the NH 3 absorbed therein, also enters the bottom of the column. The total weight of water fed to the bottom of the column 128 through the tubes 131, 132, 133 and 134 is such that the solution discharged from the bottom of the columns contains 65-96% by weight of water, i. 5-20 times the weight of the gas mixture fed through line 127. Usually, the optimum amount of water is 80-95% by weight, and thus the amount of water to be added is preferably 8-15 times the weight of the gas mixture. By using the column in this way, the removal of CO2 and NH3 from the gas mixture separated in the separator 121 can be carried out with an attractively low total energy consumption in the separation compartment. The temperature at the bottom of the column is between 70-190 ° C while the temperature at the top of the column is between 30-70 ° C.

Kolonnin 128 huipulta puretaan putken 135 kautta CC^a, joka sisäl- it 71501 13 tää vain muutaman prosentin vettä ja korkeintaan jälkiä NH^jsta.From the top of the column 128, CCl 3 is discharged through a pipe 135 containing only a few percent water and no more than traces of NH 4.

Tämä kaasu puhdistetaan. Kolonnin 128 pohjatuote sisältää käytännöllisesti katsoen kaiken NH^:n, joka oli läsnä putken 127 kautta syötetyssä kaasuseoksessa, erottumattoman C02:n ja vettä. Tämä liuos johdetaan putken 136 kautta desorptiokolonniin 129, jossa oleellisesti kaikki NH3 ja CC>2 desorboidaan esim. putken 137 kautta syötetyn tuoreen höyryn avulla. Desorptiokolonnin 129 pohjatuote on vettä, joka nyt sisältää sellaisen määrän NH-^ra ja C02:a, joka on poisto-virroissa havaittavan rajan alapuolella ympäristön valvontasäännösten mukaisesti ja se puretaan putken 138 kautta, johon on yhdistetty C02:n erotuskolonnille 128 tarkoitettu putki 132. Osa pöhjatuottees-ta voidaan johtaa C02:n erotuskolonniin 128 putken 134 kautta pesuvetenä. Loppuosa puretaan putken 139 kautta ja se voidaan kokonaan tai osittain palauttaa osastoon 125.This gas is purified. The bottom product of column 128 contains virtually all of the NH 4 present in the gas mixture fed through line 127, inseparable CO 2, and water. This solution is passed through line 136 to a desorption column 129, where substantially all of NH 3 and CC 2 are desorbed, e.g., by fresh steam fed through line 137. The bottom product of the desorption column 129 is water, which now contains an amount of NH 3 and CO 2 below the detectable limit in the effluent streams in accordance with environmental control regulations and is discharged through a pipe 138 to which a pipe 132 for a CO 2 separation column 128 is connected. Some of the bottom product can be passed to a CO 2 separation column 128 via line 134 as wash water. The remainder is discharged through line 139 and may be returned in whole or in part to compartment 125.

Desorptiokolonnin 129 ylätuote, jonka lämpötila on välillä 105-175°C ja joka C02:n ja veden ohella sisältää käytännöllisesti katsoen kaiken erottimessa 121 pois erotetun NH^tn ja myös tietyn määrän kiertävää NH3:a, johdetaan NH-^rn erotuskolonniin 131 putken 140, jääh-dyttimen 141 ja putken 142 kautta, jossa kolonnissa putken 143 kautta syötetyn veden ja putken 144 kautta syötetyn nestemäisen NH3:n avulla poistetaan C02 ja vesi. Näin saatu käytännöllisesti katsoen puhdas NH^ johdetaan putken 145 kautta jäähdytyslaitokseen 145, jossa se tiivistetään. Seuraavaksi nestemäinen NH3 jatkaa putken 147 kautta NH3:n varastosäiliöön 111. NH3:n erotuskolonnissa muodostunut pohjaliuos, joka koostuu NH3:sta, C02:sta ja vedestä, palautetaan C02:n erotuskolonniin 128 putken 133 kautta.The upper product of the desorption column 129, which has a temperature between 105 and 175 ° C and which, in addition to CO 2 and water, contains practically all the NH 3 separated in the separator 121 and also a certain amount of circulating NH 3, is passed to the NH 4 separation column 131 via a pipe 140 , through a condenser 141 and a pipe 142, in which column CO 2 and water are removed by means of water fed through a pipe 143 and liquid NH 3 fed through a pipe 144. The substantially pure NH 4 thus obtained is passed through a pipe 145 to a cooling plant 145 where it is sealed. Next, the liquid NH3 continues through line 147 to the NH3 storage tank 111. The bottom solution formed in the NH3 separation column consisting of NH3, CO2 and water is returned to the CO2 separation column 128 via line 133.

Yllä kuvatussa prosessissa mitään vettä ei palauteta ureasynteesiin matalapainevaiheesta, so. alennusventtiilin 118 jälkeisestä prosessin osasta. Tämän seurauksena saavutetaan huomattavasti korkeampi konversioaste ureareaktorissa niin, että saadaan vähemmän karbamaat-tia sisältävä synteesiliuos. Koska vähemmän karbamaattia tarvitsee hajottaa stripperissä ja strippaus sujuu paremmin johtuen pienemmästä synteesiliuoksen vesipitoisuudesta, pienempi määrä höyryä on tarpeen stripperissä. NH3/C02/H20-erotukseen tarvittavan höyryn kulutus kompensoituu höyrymäärän vähenemisenä urealiuoksen käsittelyssä, koska haihdutettava vesimäärä on pienempi. Koska mitään liuosta, vaan ainoastaan kaasumaista NH-^ra kierrätetään matalapainevaiheesta, laitoksen toiminta on yksinkertaisempaa. Toiminnallinen luotettavuus kasvaa, koska haavoittuvia karbamaattipumppuja ei enää tarvita.In the process described above, no water is returned to the urea synthesis from the low pressure step, i. part of the process after the reduction valve 118. As a result, a significantly higher degree of conversion is achieved in the urea reactor, so that a synthesis solution containing less carbamate is obtained. Because less carbamate needs to be decomposed in the stripper and stripping goes better due to the lower water content of the synthesis solution, a smaller amount of steam is needed in the stripper. The consumption of steam required for NH3 / CO2 / H2O separation is compensated by a reduction in the amount of steam in the treatment of the urea solution due to the lower amount of water to be evaporated. Since no solution but only gaseous NH 4 is recycled from the low pressure stage, the operation of the plant is simpler. Operational reliability is increased because vulnerable carbamate pumps are no longer needed.

14 715 0114 715 01

Esitetään seuraavat keksinnön käytännön esimerkit. Esimerkeissä 1-4 kaikki prosenttiluvut ovat painoprosentteja ellei toisin mainita.The following practical examples of the invention are presented. In Examples 1-4, all percentages are by weight unless otherwise indicated.

Esimerkki 1Example 1

Kuviossa 1 esitetyn kaltaisessa laitteistossa oleellisesti puhdasta NH2:a ja oleellisesti puhdasta C02=a erotettiin NH3:n, C02:n ja veden seoksesta. 18 atm:n absoluuttisessa systeemin paineessa ja 73°C:n lämpötilassa NH3:n ja C02:n vesiliuosta, jonka koostumus oli 33,4 % NH^ia, 18,2 % C02 :a ja 48,4 % vettä, syötettiin NH-^.n väke-vÖintikolonnin 3 pohjalle nopeudella 51 972 kg/h. Kompressorin 6 läpi syötettiin 635 kg/h ilmaa, josta 248 ke./h johdettiin NH3:n väkevöintikolonniin 3 ja 387 kg/h desorptiolaitteeseen 10.In an apparatus such as that shown in Figure 1, substantially pure NH 2 and substantially pure CO 2 were separated from a mixture of NH 3, CO 2 and water. At an absolute system pressure of 18 atm and a temperature of 73 ° C, an aqueous solution of NH 3 and CO 2 consisting of 33.4% NH 4, 18.2% CO 2 and 48.4% water was fed NH to the bottom of the concentration column 3 at a rate of 51,972 kg / h. 635 kg / h of air was fed through the compressor 6, of which 248 kg / h was fed to the NH 3 concentration column 3 and 387 kg / h to the desorption device 10.

Kaasuseosta, joka sisälsi 50,4 % NH^, 17,7 % CO2 ja 30,9 % H^O ja korkeintaan 1,0 % muita kaasuja ja jonka lämpötila oli 162°C ja joka tuli desorptiolaitteesta 10, syötettiin myös NH3:n väkevöintikolonniin nopeudella 39 304 kg/h. Tämän kolonnin huipulta purettiin kaasuseosta, joka sisälsi 99,4 % NH2:a ja 0,6 % muita kaasuja, nopeudella 65 217 kg/h. Jäähdytysveden avulla osa tästä kaasuseoksesta nesteytettiin jäähdyttäjässä 5. Refluksointivirta, joka käsitti 44 630 kg/h tätä nesteytettyä seosta, johdettiin kolonniin 3. Kaasu-seosta, joka sisälsi 88,9 % NH^ta ja 11,1 % muita kaasuja, poistui jäähdyttäjästä 5 nopeudella 3474 kg/h. Tätä pestiin pesurissa 11 4496 kg/h:11a vettä. Lämpö poistettiin pesurista 11 kierrätysjääh-dyttimessa 13. Liuosta, joka sisälsi 38,7 % NH^ra ja 61,3 % H20:a, kierrätettiin takaisin NH3:n väkevöintikolonniin nopeudella 7335 kg/h. Lämpötila tämän kolonnin yläpäässä oli 46°C. Putkien 16 ja 17 kautta muita kaasuja johdettiin C02*.n väkevöintikolonniin 18 nopeudella 635 kg/h.A gas mixture containing 50.4% NH 4, 17.7% CO 2 and 30.9% H 2 O and up to 1.0% other gases at a temperature of 162 ° C from desorption apparatus 10 was also fed to NH 3. to the concentration column at a rate of 39,304 kg / h. A gas mixture containing 99.4% NH 2 and 0.6% other gases was discharged from the top of this column at a rate of 65,217 kg / h. With cooling water, part of this gas mixture was liquefied in condenser 5. A reflux stream comprising 44,630 kg / h of this liquefied mixture was passed to column 3. A gas mixture containing 88.9% NH 4 and 11.1% other gases was removed from condenser 5 at a speed of 3474 kg / h. This was washed in a scrubber with 11 4496 kg / h of water. The heat was removed from scrubber 11 in a recycle condenser 13. The solution containing 38.7% NH 3 and 61.3% H 2 O was recycled back to the NH 3 concentration column at 7335 kg / h. The temperature at the top of this column was 46 ° C. Through pipes 16 and 17, other gases were introduced to the CO 2 concentration column 18 at a rate of 635 kg / h.

NH3:n väkevöintikolonnin 3 pohjalta johdettiin nestettä, joka sisälsi 25,4 % NH^ra, 21,0 % CC>2:a ja 53,6 % vettä ja jonka lämpötila oli 131°C, putken 21 kautta C02:n väkevöintikolonniin 18 nopeudella 78 027 kg/h.On the basis of the NH 3 concentration column 3, a liquid containing 25.4% NH 4, 21.0% CO 2 and 53.6% water and a temperature of 131 ° C was passed through line 21 to a CO 2 concentration column 18. at a speed of 78,027 kg / h.

Tähän kolonniin, jonka absoluuttinen paine oli myös 18 atm, tuli putken 25 kautta virta, jossa oli 73 299 kg/h laimenninta, joka sisälsi vettä ja jälkiä NH3:sta ja C02:sta ja jonka nesteen lämpötila sen poistuessa desorptiolaitteesta, oli 206°C. Neste luovutti osan lämmöstään CC>2:n väkevöintikolonnin 18 pohjalle ja loppu lämpö otettiin talteen jäähdyttimessä 26.This column, which also had an absolute pressure of 18 atm, flowed through line 25 with a stream of 73,299 kg / h of diluent containing water and traces of NH 3 and CO 2 and a liquid temperature of 206 ° C as it exited the desorption apparatus. . The liquid transferred some of its heat to the bottom of the CC> 2 concentration column 18 and the remaining heat was recovered in the condenser 26.

15 71 50115 71 501

Nestettä poistui desorptiolaitteesta 10 nopeudella 108 909 kg/h, mikä merkitsi, että 35 610 kg/h vettä poistettiin mahdollisesti jäädhyttäen jäähdyttimessä 27. Tätä vettä voitiin käyttää esimerkiksi NH^:n ja CC^tn absorbointiin.The liquid was removed from the desorption device 10 at a rate of 108,909 kg / h, which meant that 35,610 kg / h of water was removed, possibly by freezing in a condenser 27. This water could be used, for example, to absorb NH 4 and CO 2.

C02:n väkevöintikolonnin yläpäähän tuli pesuvettä nopeudella 5959 kg/h viimeisten NH^-jälkien pesemiseksi pois. Höyryn avulla C02=n väkevöintikolonnin 18 pohjalämpötilaa pidettiin 158°C:ssa. Huipun lämpötila oli 35°C. Kaasuseosta, joka sisälsi 93,7 % CC^a ja 6,3 i muita kaasuja ja alle 100 ppm NH3:a, poistui kolonnista nopeudella 10 094 kg/h.Wash water was added to the top of the CO 2 concentration column at a rate of 5959 kg / h to wash off the last traces of NH 4. With steam, the bottom temperature of the CO 2 concentration column 18 was maintained at 158 ° C. The peak temperature was 35 ° C. A gas mixture containing 93.7% CCl 4 and 6.3 l of other gases and less than 100 ppm NH 3 was removed from the column at a rate of 10,094 kg / h.

Kolonnin 18 pohjalta johdettiin liuosta, joka sisälsi 81,9 % H2O, 13,4 % NH3:a ja 4,7 % H20:a ja jonka lämpötila oli 158°C, desorp-tiolaitteeseen 10 nopeudella 147 826 kg/h.From the bottom of column 18, a solution containing 81.9% H 2 O, 13.4% NH 3 and 4.7% H 2 O and a temperature of 158 ° C was passed to desorption apparatus 10 at a rate of 147,826 kg / h.

Höyryn avulla liuoksesta stripattiin oleellisesti kaikki NH3 ja CC>2 desorptiolaitteessa niin, että vettä joka sisälsi vain jälkiä NH3:sta ja CC^sta, poistettiin nopeudella 108 909 kg/h. Lämpötila desorptiolaitteen huipulla oli 161,8°C.With the aid of steam, substantially all of the NH 3 and CCl 2 were stripped from the solution in a desorption apparatus so that water containing only traces of NH 3 and CCl 4 was removed at a rate of 108,909 kg / h. The temperature at the top of the desorption apparatus was 161.8 ° C.

Esimerkki 2Example 2

Kuviossa 2 esitetyn kaltaisessa laitteistossa oleellisesti puhdasta NH^ra ja oleellisesti puhdasta CC^ra erotettiin NH3:n, CC^n ja H20:n seoksesta.In an apparatus such as that shown in Figure 2, substantially pure NH 3 and substantially pure CCl 4 were separated from a mixture of NH 3, CCl 4 and H 2 O.

15 atmosfäärin absoluuttisessa systeemin paineessa ja 73°C:n lämpötilassa NH3:n ja CC>2:n vesiliuosta, jonka koostumus oli 33,4 % NH3, 18,2 % CO2 ja 48,4 % vettä, syötettiin nopeudella 51 972 kg/h NH3:n väkevöintikolonnin 3 pohjalle. Ilmaa syötettiin kompressorin 6 läpi nopeudella 635 kg/h, josta 248 kg/h meni NH3tn väkevöintikolon-niin 3 ja 387 kg/h desorptiolaitteeseen 10. NH3:n väkevöintikolon-niin 3 tuli edelleen 37 943 kg/h kaasuseosta, joka sisälsi 49,1 % NH3:a, 15,5 % CC^ia/ 34,4 % H20:a ja 1,0 % muita kaasuja ja jonka lämpötila oli 158°C ja joka seos tuli desorptiolaitteesta 10.At an absolute system pressure of 15 atmospheres and a temperature of 73 ° C, an aqueous solution of NH 3 and CO 2 consisting of 33.4% NH 3, 18.2% CO 2 and 48.4% water was fed at a rate of 51,972 kg / h to the bottom of NH3 concentration column 3. Air was fed through the compressor 6 at a rate of 635 kg / h, of which 248 kg / h went to the NH 3 concentration column 3 and 387 kg / h to the desorption unit 10. The NH 3 concentration column 3 was further fed with 37,943 kg / h gas mixture containing 49, 1% NH 3, 15.5% CO 2 / 34.4% H 2 O and 1.0% other gases at a temperature of 158 ° C, which mixture came from the desorption apparatus 10.

Tämän kolonnin huipulta purettiin kaasuseosta, joka sisälsi 99,0 % NH3:a ja 1,0 % muita kaasuja, nopeudella 60 888 kg/h. Syväjäähdyttämällä osa tästä kaasuseoksesta nesteytyi jäähdyttjässä 5. Virtaus, jossa oli 40 056 kg/h tätä nesteytettyä seosta, johdettiin kolonniin 3 refluksointiseoksena. Kaasuseosta, joka sisälsi 81,7 % 16 71501 NH^:a ja 18,3 % muita kaasuja, poistui jäähdyttäjästä 5 nopeudella 3474 kg/h. Tätä seosta pestiin pesurissa 11 5003 kg/h:lla vettä.A gas mixture containing 99.0% NH 3 and 1.0% other gases was discharged from the top of this column at a rate of 60,888 kg / h. By deep cooling, a portion of this gas mixture was liquefied in condenser 5. A stream of 40,056 kg / h of this liquefied mixture was passed to column 3 as a reflux mixture. A gas mixture containing 81.7% 16 71501 NH 3 and 18.3% other gases exited the condenser 5 at a rate of 3474 kg / h. This mixture was washed in a scrubber with 11,500 kg / h of water.

Lämpö poistettiin pesurista 11 kierrätysjäähdyttimen 13 kautta. Liuosta, joka sisälsi 36,2 % NH3:a ja 63,8 % H20:a, palautettiin NH^rn väkevöintikolonniin nopeudella 7842 kg/h. Lämpötila kolonnin huipulla oli 39°C.The heat was removed from the scrubber 11 via a recycle cooler 13. The solution containing 36.2% NH 3 and 63.8% H 2 O was returned to the NH 4 concentration column at a rate of 7842 kg / h. The temperature at the top of the column was 39 ° C.

Putkien 16 ja 17 ja kompressorin Δ kautta johdettiin virta, jossa oli 635 kg/h inerttiä kaasua, C02:n väkevöintikolonniin 18, joka toimi 25 atmosfäärin absoluuttisessa systeemin paineessa.A stream of 635 kg / h of inert gas was passed through lines 16 and 17 and a compressor Δ to a CO 2 concentration column 18 operating at 25 atmospheres absolute system pressure.

Putken 20 ja pumpun B kautta johdettiin virta, jossa oli 77 172 kg/h nestettä, jonka koostumus oli 24,1 % NH3:a, 19,9 % C02:a ja 56,0 % H20:a ja jonka lämpötila oli 128°C, CC>2:n väkevöintikolonniin 18.A stream of 77,172 kg / h of liquid with a composition of 24.1% NH 3, 19.9% CO 2 and 56.0% H 2 O and a temperature of 128 ° was passed through line 20 and pump B. C, CC> 2 to the concentration column 18.

Tähän kolonniin 18, jossa absoluuttinen paine oli myös 25 atmosfääriä, tuli putken 25 kautta virta, jossa oli 48 915 kg/h laimenninta, joka koostui vedestä, jossa oli jälkiä NH^ista ja CC^rsta ja jonka nesteen lämpötila sen poistuessa desorptiolaitteesta oli 197°C.This column 18, which also had an absolute pressure of 25 atmospheres, was supplied via line 25 with a stream of 48,915 kg / h of diluent consisting of water with traces of NH 4 and CO 2 and a liquid temperature as it exited the desorption apparatus of 197 ° C.

Neste luovutti osan lämmöstään C02:n väkevöintikolonnin 18 pohjalle ja loppu lämpö poistettiin jäähdyttimessä 26.The liquid transferred some of its heat to the bottom of the CO 2 concentration column 18 and the remaining heat was removed in a condenser 26.

Nestettä poistui desorptiolaitteesta nopeudella 85 031 kg/h, mikä merkitsi, että 36 116 kg/h vettä purettiin jäähdyttäen jäähdyttimessä 27, jota vettä voitiin käyttää esimerkiksi ΝΗβΐη ja C02:n ab-sorbointiin.The liquid was discharged from the desorption unit at a rate of 85,031 kg / h, which meant that 36,116 kg / h of water was discharged by cooling in a condenser 27, which could be used, for example, to absorb ΝΗβΐη and CO 2.

C02:n väkevöintikolonnin huipulle tuli pesuvettä nopeudella 5959 kg/h NH^:n viimeisten jälkien pesemiseksi pois mahdollisimman suuressa määrin. Höyryn avulla pöhjalämpötila C02:n väkevöintikolonnissa 18 pidettiin 170°C:ssa. Lämpötila huipulla oli 35°C. Kaasuseosta, joka sisälsi 9 3,7 % CC^a ja 6,3 % muita kaasuja ja alle 100 ppm NH2:a, poistui kolonnin huipulta nopeudella 10 094 kg/h.Wash water was added to the top of the CO 2 concentration column at a rate of 5959 kg / h to wash off the last traces of NH 4 as much as possible. By means of steam, the bottom temperature in the CO 2 concentration column 18 was maintained at 170 ° C. The peak temperature was 35 ° C. A gas mixture containing 3.7% CCl 3 and 6.3% other gases and less than 100 ppm NH 2 exited the top of the column at a rate of 10,094 kg / h.

Kolonnin 18 pohjalta johdettiin liuosta, joka sisälsi 80,0 % H20:a, 15,2 % NH3:a ja 4,8 % C02:a ja jonka lämpötila oli 170°C, desorp-tiolaitteeseen 10 sen jälkeen, kun sen painetta oli alennettu alennus-venttiilillä C.From the bottom of column 18, a solution containing 80.0% H 2 O, 15.2% NH 3 and 4.8% CO 2 and a temperature of 170 ° C was passed to desorption apparatus 10 after being pressurized. reduced with reduction valve C.

17 71501 Höyryn avulla liuoksesta stripattiin oleellisesti kaikki NH^ ja CC>2 desorptiolaitteessa niin, että vettä, joka sisälsi vain jälkiä NH^rsta ja ecusta purettiin nopeudella 85 011 kg/h. Lämpötila des-orptiolaitteen huipulla oli 158°C.17 71501 With the aid of steam, substantially all of the NH 4 and CO 2 were stripped from the solution in a desorption apparatus so that water containing only traces of NH 4 and ECU was discharged at a rate of 85,011 kg / h. The temperature at the top of the despiration device was 158 ° C.

Esimerkki 3Example 3

Kuviossa 3 esitetyn kaltaisessa laitteistossa oleellisesti puhdasta NH^ra ja oleellisesti puhdasta CC^ia erotettiin NH3 :n ja CC^n vesiliuoksesta, jonka koostumus oli aseotroopin C02~pitoisella puolella. 18 atmosfäärin absoluuttisessa systeemin paineessa ja 130°C:n lämpötilassa NH-j:n ja C02:n vesiliuosta, jonka koostumus oli 20 % NH^ra, 20 % CC^ia ja 60 % vettä, syötettiin CC^tn väkevöintikolonniin 18 nopeudella 50 000 kg/h.In an apparatus such as that shown in Figure 3, substantially pure NH 3 and substantially pure CCl 4 were separated from an aqueous solution of NH 3 and CCl 4 on the CO 2 side of the azeotrope. At an absolute system pressure of 18 atmospheres and a temperature of 130 ° C, an aqueous solution of NH 4 and CO 2 consisting of 20% NH 4, 20% CO 2 and 60% water was fed to a CC 18 concentration column 18 at 50 ° C. 000 kg / h.

NH3:n väkevöintikolonnin 3 pohjalta johdettiin nestettä, joka sisälsi 26,0 % NH^:a, 22,1 % CC^a ja 51,9 % H20:a ja jonka lämpötila oli 130°C, putken 21 kautta CC^tn väkevöintikolonniin 18 nopeudella 27 405 kg/h.On the basis of the NH 3 concentration column 3, a liquid containing 26.0% NH 4, 22.1% CO 2 and 51.9% H 2 O and a temperature of 130 ° C was passed through line 21 to the CCl 2 concentration column. 18 at a speed of 27,405 kg / h.

Tähän kolonniin 18 tuli putken 25 kautta virta, jossa oli 54 990 kg/h laimenninta, joka koostui vedestä ja NH3:n ja CC>2:n jäljistä, jonka nesteen lämpötila sen poistuessa desorptiolaitteesta 10 oli 206°C. Neste luovutti osan lämmöstään CC>2:n väkevöintikolonnin 18 pohjalla ja loppu lämpö poistettiin jäähdyttimessä 26.A flow of 54,990 kg / h of diluent consisting of water and traces of NH 3 and CC 2 with a liquid temperature of 206 ° C as it exited the desorption apparatus 10 entered this column 18 via line 25. The liquid transferred some of its heat to the bottom of the CC> 2 concentration column 18 and the remaining heat was removed in a condenser 26.

Nestettä poistui desorptiolaitteesta 10 nopeudella 95 278 kg/h, mikä merkitsi, että 40 288 kg/h vettä purettiin mahdollisesti jäähdyttäen jäähdyttimessä 27. Tätä vettä voitiin käyttää esimerkiksi NH3:n ja CC^n absorboimiseen.The liquid was removed from the desorption device 10 at a rate of 95,278 kg / h, which meant that 40,288 kg / h of water was discharged, possibly with cooling in the condenser 27. This water could be used, for example, to absorb NH 3 and CO 2.

C02:n väkevöimiskolonnin yläpäähän tuli pesuvettä nopeudella 6347 kg/h NR3:n viimeisten jälkien pesemiseksi pois. Höyryn avulla pohja-lämpötila CC^jn väkevöintikolonnissa 18 pidettiin 160°C:ssa. Lämpötila huipulla oli 35°C. Kaasuseosta, joka sisälsi 94,6 % CC^ra ja 5,9 % muita kaasuja ja alle 100 ppm NH3:a, poistui tästä kolonnista nopeudella 10 694 kg/h.Wash water was added to the top of the CO2 concentration column at 6347 kg / h to wash off the last traces of NR3. With steam, the bottom temperature in the CCl 2 concentration column 18 was maintained at 160 ° C. The peak temperature was 35 ° C. A gas mixture containing 94.6% CCl 3 and 5.9% other gases and less than 100 ppm NH 3 exited this column at a rate of 10,694 kg / h.

Kolonnin 18 pohjalta johdettiin liuosta, joka sisälsi 82,0 % H20:a, 13,3 % NH3:a ja 4,7 % CC>2:a ja jonka lämpötila oli 160°C, desorp-tiolaitteeseen 10 nopeudella 128 683 kg/h.From the bottom of column 18, a solution containing 82.0% H 2 O, 13.3% NH 3 and 4.7% CO 2 and a temperature of 160 ° C was passed to desorption apparatus 10 at a rate of 128,683 kg / B.

18 71 501 Höyryn avulla liuoksesta stripattiin oleellisesti kaikki NH3 ja CC>2 desorptiolaitteessa niin, että vettä, joka sisälsi vain jälkiä NH3:sta ja CC^sta, purettiin nopeudella 95 278 kg/h. Lämpötila desorptiolaitteen huipulla oli 161,8°C. Kompressorin 6 läpi syötettiin 635 kg/h ilmaa, josta 248 kg/h johdettiin NH3tn väkevöinti-kolonniin 3 ja 387 kg/h desorptiolaitteeseen 10.18 71 501 With the aid of steam, substantially all of the NH 3 and CC 2 were stripped from the solution in a desorption apparatus so that water containing only traces of NH 3 and CC 4 was discharged at a rate of 95,278 kg / h. The temperature at the top of the desorption apparatus was 161.8 ° C. 635 kg / h of air was fed through the compressor 6, of which 248 kg / h was fed to the NH 3 concentration column 3 and 387 kg / h to the desorption device 10.

Kaasuseosta, josa sisälsi 50,7 % NH3:a, 17,9 % CO2:a> 30,4 % H2O:a ja korkeintaan 1,0 % muita kaasuja ja joka tuli desorptiolaitteesta 10, syötettiin NH3:n väkevöintikolonniin nopeudella 33 405 kg/h.A gas mixture containing 50.7% NH3, 17.9% CO2> 30.4% H2O and up to 1.0% other gases from desorption unit 10 was fed to an NH3 concentration column at a rate of 33,405 kg /B.

Tämän kolonnin huipulta purettiin kaasuseosta, joka sisälsi 99,0 % NH^ra ja 1,0 % muita kaasuja, nopeudella 62 360 kg/h. Jäähdytysveden avulla osa tästä kaasuseoksesta nesteytettiin jäähdyttäjässä 5. Palautusvirta, jossa oli 49 071 kg/h nesteytettyä seosta, johdettiin kolonniin 3. Kaasuseosta, joka sisälsi 80,7 % NH3:a ja 19,2 % muita kaasuja, poistui jäähdyttäjästä 5 nopeudella 3289 kg/h. Tämä pestiin pesurissa 11 4000 kg/h:11a vettä. Lämpö poistettiin pesurista 11 kierrätysjäähdyttimellä 13. Liuosta, joka sisälsi 39,9 % NHgra ja 60,1 % H20:a kierrätettiin NH3:n väkevöintikolonniin nopeudella 6654 kg/h. Lämpötila tämän kolonnin huipulla oli 50°C. Putkien 15 ja 16 kautta muita kaasuja johdettiin CC>2:n väkevöintikolonniin 18 nopeudella 635 kg/h.A gas mixture containing 99.0% NH 4 and 1.0% other gases was discharged from the top of this column at a rate of 62,360 kg / h. With cooling water, part of this gas mixture was liquefied in condenser 5. A reflux stream of 49,071 kg / h of liquefied mixture was passed to column 3. A gas mixture containing 80.7% NH 3 and 19.2% other gases exited condenser 5 at 3289 kg /B. This was washed in a scrubber with 11,000 kg / h of water. The heat was removed from scrubber 11 by recirculating condenser 13. A solution containing 39.9% NH 3 and 60.1% H 2 O was recycled to the NH 3 concentration column at 6654 kg / h. The temperature at the top of this column was 50 ° C. Through tubes 15 and 16, other gases were introduced to the CC> 2 concentration column 18 at a rate of 635 kg / h.

Esimerkki 4Example 4

Kuviossa 4 esitetyn kaltaisessa laitteistossa oleellisesti puhdasta NHg:a ja oleellisesti puhdasta CC>2:a erotettiin niiden laimeasta vesiliuoksesta 18 atmosfäärin absoluuttisessa systeemin paineessa.In an apparatus such as that shown in Figure 4, substantially pure NH 4 and substantially pure CO 2 were separated from their dilute aqueous solution at 18 atmospheres absolute system pressure.

Nopeudella 50 000 kg/h NH3:a ja CC>2:n vesiliuosta, jonka koostumus oli 82,0 % H2O, 4,7 % CC>2 ja 13,3 % NH3, syötettiin desorptiolaitteeseen 10. Kolonnin ]3 pohjalta johdettiin liuosta, jolla oli suunnilleen sama koostumus ja jonka lämpötila oli 159,6°C, desorptiolaitteeseen 10 nopeudella 38 166 kg/h.At a rate of 50,000 kg / h NH 3 and an aqueous solution of CC> 2 with a composition of 82.0% H 2 O, 4.7% CC> 2 and 13.3% NH 3 were fed to a desorption apparatus 10. From the bottom of the column] 3 the solution was passed , having approximately the same composition and a temperature of 159.6 ° C, to the desorption apparatus 10 at a rate of 38,166 kg / h.

Höyryn avulla desorptiolaitteessa 10 olevasta nesteestä stripattiin oleellisesti kaikki NH3 ja CC>2 desorptiolaitteessa niin, että vettä, joka sisälsi vain jälkiä NH3:sta ja CC^sta, purettiin nopeudella 65 279 kg/h. Lämpötila desorptiolaitteen huipulla oli 162°C. Kompressorin 6 läpi syötettiin 635 kg/h ilmaa, josta 400 kg/h johdettiin NH3:n väkevöintikolonniin 3 ja 235 kg/h desorptiolaitteeseen 10.With the aid of steam, substantially all of the liquid in the desorption apparatus 10 was stripped with NH 3 and CC 2 in the desorption apparatus so that water containing only traces of NH 3 and CC 4 was discharged at a rate of 65,279 kg / h. The temperature at the top of the desorption apparatus was 162 ° C. 635 kg / h of air was fed through the compressor 6, of which 400 kg / h was fed to the NH 3 concentration column 3 and 235 kg / h to the desorption device 10.

Il 19 715 01Il 19 715 01

Kaasuseosta, joka sisälsi 50,7 % NH^ta, 17,9 % C02:a, 30,4 % i^Oia ja korkeintaan 1,0 % muita kaasuja ja joka tuli desorptiolaitteesta 10, syötettiin NH3:n väkevöintikolonniin nopeudella 23 522 kg/h. Tämän kolonnin huipulta purettiin kaasuseosta, joka sisälsi 98,4 % NHgta ja 1,6 % muita kaasuja, nopeudella 39 099 kg/h.A gas mixture containing 50.7% NH 4, 17.9% CO 2, 30.4% i 2 O and up to 1.0% other gases from desorption apparatus 10 was fed to the NH 3 concentration column at a rate of 23,522 kg /B. A gas mixture containing 98.4% NH 3 and 1.6% other gases was discharged from the top of this column at a rate of 39,099 kg / h.

Jäähdytysveden avulla osa tästä kaasuseoksesta nesteytettiin jääh-dyttäjässä 5. Palautusvirta, jossa oli 29 160 kg/h nesteytettyä seosta, johdettiin kolonniin 3. Kaasuseosta, joka sisälsi 80,7 % NH-^ra ja 19,3 % muita kaasuja, poistui jäähdyttäjästä 5 nopeudella 3289 kg/h. Tämä pestiin pesurissa 11 4000 kg/h:lla vettä. Lämpö poistettiin pesurista 11 kierrätysjäähdyttimessä 13. Liuosta, joka sisälsi 39,9 % NH^sa ja 60,1 % H20:a, kierrätettiin NHg:n väkevöintikolonniin nopeudella 6654 kg/h. Lämpötila tämän kolonnin huipulla oli 50,6°C. Putkien 15 ja 16 kautta johdettiin muita kaasuja C02:n väkevöintikolonniin 18 nopeudella 635 kg/h.With cooling water, part of this gas mixture was liquefied in condenser 5. A reflux stream of 29,160 kg / h of liquefied mixture was passed to column 3. A gas mixture containing 80.7% NH 4 and 19.3% other gases was removed from condenser 5. at a speed of 3289 kg / h. This was washed in a scrubber with 11 4000 kg / h of water. The heat was removed from scrubber 11 in a recycle cooler 13. A solution containing 39.9% NH 4 and 60.1% H 2 O was recycled to the NH 4 concentration column at a rate of 6654 kg / h. The temperature at the top of this column was 50.6 ° C. Through pipes 15 and 16, other gases were passed to the CO 2 concentration column 18 at a rate of 635 kg / h.

NH3:n väkevöintikolonnin 3 pohjalta johdettiin nestettä, joka sisälsi 25,1 % NH3:a, 20,5 % C02:a ja 54,4 % H2O ja jonka lämpötila oli 132°C putken 21 kautta CC>2:n väkevöintikolonniin 18 nopeudella 20 237 kg/h.On the basis of the NH 3 concentration column 3, a liquid containing 25.1% NH 3, 20.5% CO 2 and 54.4% H 2 O and having a temperature of 132 ° C through line 21 was passed to a CC 2 concentration column 18 at a rate of 18 20,237 kg / h.

Tähän kolonniin 18 tuli putken 25 kautta virta, jossa oli 18 801 kg/h laimenninta, joka koostui vedestä ja NH-^in ja CC>2:n jäljistä, jonka nesteen lämpötila sen poistuessa desorptiolaitteesta 10 oli 206°C. Neste luovutti osan lämmöstään C02:n väkevöintikolonnin 18 pohjalle ja loppu lämpö poistettiin jäähdyttimessä 26.This column 18 was fed via line 25 with a stream of 18,801 kg / h of diluent consisting of water and traces of NH 4 and CO 2, the liquid temperature of which as it exited the desorption apparatus 10 was 206 ° C. The liquid transferred some of its heat to the bottom of the CO 2 concentration column 18 and the remaining heat was removed in a condenser 26.

Nestettä poistui desorptiolaitteesta 10 nopeudella 65 279 kg/h, mikä merkitsi, että 46 478 kg/h vettä purettiin mahdollisesti jäähdyttäen jäähdyttimessä 27. Tätä vettä voitiin käyttää esimerkiksi NH3:n ja C02:n absorbointiin.The liquid was discharged from the desorption device 10 at a rate of 65,279 kg / h, which meant that 46,478 kg / h of water was discharged, possibly with cooling in the condenser 27. This water could be used, for example, to absorb NH 3 and CO 2.

C02:n väkevöintikolonnin huipulle tuli pesuvettä nopeudella 1491 kg/h NH3:n viimeisten jälkien poispesemiseksi. Höyryn avulla C02:n väkevöintikolonnin 18 pohjalämpötilaa pidettiin 159,6°C:ssa. Lämpötila huipulla oli 42°C. Kaasuseosta, joka sisälsi 80,4 % CO2 ja 19,6 % muita kaasuja ja korkeintaan 100 ppm NHgra, poistui tästä kolonnista nopeudella 2995 kg/h.Wash water was added to the top of the CO 2 concentration column at a rate of 1491 kg / h to wash off the last traces of NH3. With steam, the bottom temperature of the CO 2 concentration column 18 was maintained at 159.6 ° C. The peak temperature was 42 ° C. A gas mixture containing 80.4% CO2 and 19.6% other gases and up to 100 ppm NHgra was removed from this column at a rate of 2995 kg / h.

20 71 50120 71 501

Esimerkki 5 Tässä esimerkissä ilmoitetut määrät ovat yksiköissä kmol/h. 2317 kmol NH^:a syötetiin putken 112 kautta ja 1143 kmol CC>2 putken 104 kautta laitokseen, jollaista esitettiin ja kuvattiin edellä kuviossa 4, jolloin valmistui 1019 kmol/h ureaa vesiliuoksessa. Paine urea- reaktorissa 101, stripperissä 103, jäähdyttimessä 106 ja poistokaasu- 2 jäähdyttäjässä 115 oli n. 140 kg/cm . Stripperissä 103 2542 kmol NH-^ia, 551 kmol CC^ja ja 132 kmol l^Ora karkoitettiin ureareakto-rista 101 tulevasta synteesiliucksesta tuoreen CC>2:n avulla lämmittäen 215°C:ssa olevalla höyryllä. Jäähdyttäjässä 106 putken 105 kautta purettu kaasuseos tiivistettiin osittain seoksen avulla -joka syötettiin putken 108 kautta - jossa oli tuoretta NH^a ja ureareaktorista imettyä liuosta. Näin muodostuneesta kaasu/neste-seoksesta ja poistokaasujäähdyttäjässä 115 muodostuneesta karbamaat-tiliuoksesta, joka sisälsi 497 kmol NH3:a, 169 kmol CC^a ja 33 kmol H20:a, muodostettiin synteesiliuos ureareaktorissa 101 183°c:n keskimääräisessä lämpötilassa, joka liuos sisälsi 1061 kmol urea-määrän lisäksi 2683 kmol NH3.a, 627 kmol CC>2:a ja 1191 kmol P^O.Example 5 The amounts reported in this example are in kmol / h. 2317 kmol of NH 4 was fed via line 112 and 1143 kmol of CC> 2 via line 104 to a plant as shown and described above in Figure 4 to produce 1019 kmol / h of urea in aqueous solution. The pressure in the urea reactor 101, the stripper 103, the condenser 106 and the exhaust gas cooler 115 was about 140 kg / cm 3. In the stripper, 103 2542 kmol of NH 4, 551 km of CCl and 132 kmol of CH 2 were expelled from the synthesis leach from urea reactor 101 with fresh CCl 2 with heating at 215 ° C. In the condenser 106, the gas mixture discharged through line 105 was partially condensed by a mixture - which was fed through line 108 - with fresh NH 4 and a solution drawn from the urea reactor. From the gas / liquid mixture thus formed and the carbamate solution formed in the exhaust gas cooler 115 containing 497 kmol of NH 3, 169 kmol of CO 2 and 33 kmol of H 2 O, a synthesis solution was formed in the urea reactor 101 at an average temperature of 183 ° C, which solution contained In addition to 1061 kmol of urea, 2683 kmol of NH3, 627 kmol of CC> 2 and 1191 kmol of P2O.

CC^sn konversio kohosi tämän vuoksi 62,8 %:in.The CCl sn conversion therefore increased to 62.8%.

Liuosta, jossa oli 1019 kmol ureaa, 225 kmol NH^ia, 118 kmol CC^ia ja 1019 kmol I^Ora, purettiin stripperistä 103, joka liuos kuumennettiin 124°C:en karbamaatin hajotuslaitteessa 120 sen jälkeen, kun seoli laajennettu paineeseen 2,5 kg/cm . Muodostui kaasuseos, joka sisälsi 151 kmol NH3:a, 98 kmol CC^ia ja 159 kmol I^Oia ja joka erotettiin erottimessa 121 jäljellä olevasta urealiuoksesta, joka 1019 kmolrn ureamäärän ja 860 kmol:n I^O-määrän lisäksi sisälsi yhä 74 kmol NHjia ja 20 kmol C02 = a. NH3 ja CC>2 poistettiin suureksi osaksi paisuntasäiliössä 122 niin, että saatiin urean vesi-liuos .A solution of 1019 kmol of urea, 225 kmol of NH 4, 118 kmol of CCl and 1019 kmol of CH 2 O was discharged from a stripper 103, which solution was heated to 124 ° C in a carbamate decomposer 120 after the mixture was expanded to 2. 5 kg / cm. A gas mixture was formed containing 151 kmol of NH 3, 98 kmol of CCl 3 and 159 kmol of CH 2 O, which was separated in the separator from the remaining urea solution 121, which in addition to 1019 kmol of urea and 860 kmol of I 2 O still contained 74 kmol. NH 3 and 20 kmol CO 2 = a. NH 3 and CO 2 were largely removed in the expansion tank 122 to give an aqueous urea solution.

Erottimessa 121 erotettu kaasuseos johdettiin C02:n erotuskolon-nin 128 pohjaosaan, jossa ylläpidettiin 2,5 kg/cm :n painetta ja käsiteltiin siinä 90°C:ssa olevalla prosessitiivisteellä, joka tuli viimeisestä käsittelyosastosta ja joka sisälsi 1117 kmol H20:a, 5,5 kmol NH3:a ja 2,25 kmol CC^a. Edelleen kolonniin 128 syötettiin putken 132 kautta 3700 kmol HjOia, joka sisälsi jälkiä Niistä, putken 133 kautta 739 kmol I^Cha, 298 kmol NH^ia ja 134 kmol C02:a ja putken 134 kautta 157 kmol H20:a. Putkien 132 ja 133 kautta syötettyjen liuosten lämpötilat olivat 88 ja 85°C samassa järjestyksessä ja putken 34 li 71501 21 kautta syötetyn pesuveden 40°C. Kolonnin 128 huipulta poistuva kaa-suseos sisälsi 143 kmol C02:a ja 3 kmol H20:a. Pohjaliuos, jonka lämpötila oli 106°C ja joka sisälsi 5939 kmol H20:a, 461 kmol NH^:a ja 92 kmol C02:a, johdettiin desorptiokolonniin 129. Tähän kolonniin syötettiin myös kaasuseosta, joka oli otettu talteen poistokaasu jäähdyttämän 115 huipputuotteesta ja joka sisälsi 156,5 kmol NH^ia, 39,2 kmol CC>2:a ja 371 kmol H20:a, ja 138°C:ssa olevaa höyryä johdettiin desorptiokolonnin 129 pohjaosaan. Tämän kolonnin poh-jatuotteesta, joka sisälsi 6972 kmol H20:a, jossa yhä oli jäikin NH3:sta jaC02:sta, jo mainittu osa syötettiin putkien 132 ja 134 kautta C02:n erotuskolonniin 128 ja jäljelle jäänyt osa johdettiin osittain pesuvetenä NH3:n erotuskolonniin 130 putken 143 kautta ja loppuosa käytettiin muualla prosessissa tai laskettiin viemäriin.The gas mixture separated in separator 121 was passed to the bottom of a CO 2 separation column 128 where a pressure of 2.5 kg / cm was maintained and treated with a process concentrate at 90 ° C from the last treatment compartment containing 1117 kmol of H 2 O. , 5 kmol of NH3 and 2.25 kmol of CCl2. Further, column 128 was fed via line 132 with 3700 kmol of H 2 O, which contained traces of them, through line 133 with 739 kmol of H 2 O, 298 kmol of NH 4 and 134 kmol of CO 2 and through line 134 with 157 kmol of H 2 O. The temperatures of the solutions fed through lines 132 and 133 were 88 and 85 ° C, respectively, and the temperatures of the wash water fed through line 34 and 71501 21 were 40 ° C. The gas mixture leaving the top of column 128 contained 143 kmol of CO 2 and 3 kmol of H 2 O. A stock solution at 106 ° C containing 5939 kmol of H 2 O, 461 kmol of NH 4 and 92 kmol of CO 2 was passed to a desorption column 129. To this column was also fed a gas mixture recovered from the 115 peak products cooled by the exhaust gas, which contained 156.5 kmol of NH 4, 39.2 kmol of CCl 2 and 371 kmol of H 2 O, and steam at 138 ° C was passed to the bottom of the desorption column 129. From the bottom product of this column, which contained 6972 kmol of H 2 O, which still had residual NH 3 and CO 2, the already mentioned part was fed through pipes 132 and 134 to a CO 2 separation column 128 and the remaining part was partly passed as washing water to the NH 3 separation column. 130 via pipe 143 and the remainder was used elsewhere in the process or discharged into the sewer.

Kaasuseos, joka purettiin desorptiokolonnin 129 huipulta 110°C:n lämpötilassa ja joka sisälsi 618 kmol NH2: a, 134 kmol C02:a ja 709 kmol H20:a erotettiin - sen jälkeen kun se oli jäähdytetty 87°C:en jäähdyttimessä 141 - NH3:n erotuskolonnissa 130 pesemällä 29 kmol:11a 40°C:ssa olevaa vettä ja 170 kmol:lla -15°C:ssa olevaa NH^:a, jossa saatiin 490 kmol puhdasta NH2:a.The gas mixture discharged from the top 129 of the desorption column at 110 ° C and containing 618 kmol of NH 2, 134 kmol of CO 2 and 709 kmol of H 2 O was separated - after cooling in an 87 ° C condenser 141 - NH 3 in a separation column 130 by washing with 29 kmol of water at 40 ° C and 170 kmol of NH 4 at -15 ° C to give 490 kmol of pure NH 2.

Claims

71 501 22

A process for separating substantially pure NH 4 and substantially pure CO 2 from a mixture of NH 4 and CO 2, which mixture is a gas mixture of NH 4 and CO 2 or a mixture of NH 4, CO 2 and CO 2. a gas mixture of water vapor, or an aqueous solution of NH 4 and CO 2, which separation is carried out in the NH 4 separation zone by heat and in the CO 2 separation zone by heat, characterized in that dilution water is supplied to the CC 4 separation zone to such an extent that the weight ratio of the feed water to the feed into the CO 2 separation zone is 0.2 to 6, and that the pressure of the NH 4 / CC 4 / i 2 O system in the CO 2 separation zone is at most twice the system pressure in the NH 4 separation zone.

A method according to claim 1, characterized in that said amount of water is 0.5-2.5 times the weight of the feed entering the CO 2 separation zone.

Process according to Claim 1 or 2, characterized in that the water is a solution of NH 4 and CO 2 and contains at least 90% by weight of water.

A process according to any one of claims 1 to 3, wherein said mixture is a mixture rich in NH 4, characterized in that a) said mixture is introduced into a NH 4 separation zone in which gaseous NH 4 is obtained upstream and unboiling of boiling NH 4. and the aqueous CO2 solution is obtained as a bottom stream, and b) said bottom stream is fed as a feed to a CO 2 separation zone, where CO 2 is obtained upstream and the boiling aqueous solution of NH 3 and CO 2 is obtained as a bottom stream.

A method according to claim 4, characterized in that said base solution obtained from the CO 2 separation zone is treated in the desorption zone to remove substantially all of NH 3 and CO 2 and at least a part of the substantially pure water thus obtained is introduced into the CO 2 separation zone.

A method according to claim 4, characterized in that said aqueous solution obtained from the CO 2 separation zone is treated to remove substantially all of the NH 4 and CO 2 in the form of a 71 501 23 gas mixture with water vapor and at least a part of said gas mixture is introduced into the NH 4 separation zone.

A process according to any one of claims 1 to 3, wherein said mixture is a CO 2 -rich mixture, characterized in that a) said mixture is introduced into a CO 2 separation zone, where CC 2 is obtained upstream and unchanged by boiling NH 4. and an aqueous solution of CO 2 is obtained as a bottom stream, b) introducing said bottom stream into a desorption zone to remove substantially all of NH 4 and CO 2 therefrom as a gas mixture with water vapor, and c) introducing said gas mixture into an NH 4 separation zone where gaseous NH 4 is obtained An aqueous solution of NH 4 and CO 2 is obtained as a bottom stream.

A method according to claim 7, characterized in that said aqueous bottom stream is led to a CO 2 separation zone.

Process according to any one of Claims 1 to 8, characterized in that the NH 3 separation zone operates at a base temperature of 60 to 170 ° C and a peak temperature of -35 to + 66 ° C and in that the CO 7 separation zone operates at + 75 to + 200 ° C. At the bottom temperature of C and at a peak temperature of 0 to + 100 ° C, the peak temperature of said zones being lower than the bottom temperature.

A method according to any one of claims 1 to 9, characterized in that the CO 2 separation zone operates at a pressure of the NH 3 / CO 2 / H 2 O system which is substantially the same as the pressure of the system in the NH 3 separation zone.

Process according to any one of claims 1 to 10, characterized in that said separation of NH 3 is carried out at an absolute pressure of the NH 3 / CO 2 / H 2 O system between 5 and 25 atmospheres.

Process according to Claim 11, characterized in that the separation of NH 3 is carried out at an absolute pressure of the NH 3 / CO 2 / H 2 O system between 15 and 22 atmospheres. 71501 24

The method of claim 1, wherein said mixture is a gas mixture consisting essentially of NH 4, CO 2 and H 2 O and obtained by decomposing unconverted ammonium carbamate at a pressure of 1-25 kg / cm abs. in the preparation of urea from NH 4 and CO 2, characterized in that a) said additional gas mixture is passed to a CO 2 separation column with a temperature gradient from it to the top, water or aqueous solution is fed to one or more points along the CO 2 separation column in such an amount as to form NH 4; an aqueous solution of n and CO 2 containing 65-96% by weight of water and a gas stream of CC 2 substantially free of NH 3 and water and removing said solution from the bottom of the separation column and said CO 2 stream from its top, b ) introducing said aqueous solution of NH 4 and CO 2 into a desorption zone, where NH 2 and CC 2 are desorbed to obtain a water stream substantially free of NH 4 and CO 2 and a second gas stream containing NH 4 and CO 2. za, residual CO 2 and water, and c) passing said second gas stream to the NH 4 separation zone, where CC 2 and H 2 O are separated into an aqueous effluent and NH 4 is removed as a separate gas stream from the NH 3 separation zone and recycled directly or indirectly to said synthesis zone and wherein the CO 2 separation step, the desorption step and the NH 4 separation step are performed at an absolute pressure between 1 and 25 kg / cm 2.

Process according to Claim 13, characterized in that in step a) water is added in such an amount as to form an aqueous solution of NH 4 and CO 2 containing 80 to 95% by weight of water.

Process according to Claim 13 or 14, characterized in that the CO 2 separation column, the desorption zone and the NH 2 separation zone operate at an absolute pressure of between 1 and 6 and 2 kg / cm 3.

Process according to Claim 13 or 15, characterized in that the CO 2 separation column, the desorption zone and the NH 3 separation zone operate at substantially the same pressure.

A method according to any one of claims 13 to 16, characterized in that the aqueous effluent from the NH 3 separation zone is recycled to the CO 2 separation zone. 71501 25