NO159087B

NO159087B - PROCEDURE FOR THE PREPARATION OF MELAMIN.

Info

Publication number: NO159087B
Application number: NO83831065A
Authority: NO
Inventors: Rudolf Van Hardeveld
Original assignee: Stamicarbon
Priority date: 1977-01-19
Filing date: 1983-03-24
Publication date: 1988-08-22
Also published as: NO831065L; NO159087C

Description

Foreliggende oppfinnelse vedrører en fremgangsmåte av The present invention relates to a method of

den art som er angitt i krav l's ingress. the species specified in claim l's preamble.

Melamin kan fremstilles ved inndampning av flytende eller Melamine can be produced by evaporation of liquid or

fast urea og føre de erholdte gasser med en bæregass til et fluidisert katalysatorsjikt holdt ved en temperatur i området 300 - 450°C, eller ved å føre urea direkte til et slikt fluidisert katalysatorsjikt med en inert gass og/eller ammoniakk. Den erholdte gassblanding inneholdende melamin føres deretter ut og melamin skilles fra blandingen. solid urea and lead the gases obtained with a carrier gas to a fluidized catalyst bed held at a temperature in the range 300 - 450°C, or by leading urea directly to such a fluidized catalyst bed with an inert gas and/or ammonia. The resulting gas mixture containing melamine is then discharged and the melamine is separated from the mixture.

Det har tidligere vært foreslått å utføre reaksjonen i en reaktor inneholdende to separate sjikt av et fluidisert granulært materiale. I henhold til U.S.-patentene nr. 3.158.611, 3.095.416 og 3.152.128 fordampes urea i en første fluidisert sone og spaltes i et sjikt av et materiale som ikke fremmer omdannelse til melamin under de anvendte betingelser, hvoretter den erholdte damp overføres til ..en andre sone inneholdende en fluidisert katalysator hvori omdannelsen til melamin finner sted. I henhold til U.S.-patent nr. 3.332.947 påføres den granulære katalysator urea og spaltningsprodukter derav ved en forholdsvis lav temperatur i en første sone, hvoretter den mettede katalysator overføres til en andre sone hvor det hersker en høyere temperatur, og hvori omdannelse til melamin finner sted. Utbyttene erholdt ved disse prosesser er betydelig mindre enn 95%. It has previously been proposed to carry out the reaction in a reactor containing two separate layers of a fluidized granular material. According to U.S. Patent Nos. 3,158,611, 3,095,416 and 3,152,128, urea is vaporized in a first fluidized zone and decomposed in a bed of a material which does not promote conversion to melamine under the conditions used, after which the resulting vapor is transferred to ..a second zone containing a fluidized catalyst in which the conversion to melamine takes place. According to U.S. Patent No. 3,332,947, the granular catalyst urea and cleavage products thereof are applied at a relatively low temperature in a first zone, after which the saturated catalyst is transferred to a second zone where a higher temperature prevails, and in which conversion to melamine occurs. The yields obtained by these processes are considerably less than 95%.

I henhold til FR patent nr. 1.429.641 utføres reaksjonen According to FR patent no. 1,429,641, the reaction is carried out

i en første reaksjonssone ved en temperatur i området 370 - 4 50°C og i en andre reaksjonssone ved 330 - 370°C og en mindre andel av katalysatoren blir periodisk eller kontinuerlig utvekslet mellom de to soner. Selv om det har vært antydet at på denne måte bibeholdes aktiviteten og selektiviteten for katalysatoren over en lengre tidsperiode så overstiger ikke de erholdte utbyt-ter 95%. in a first reaction zone at a temperature in the range 370 - 450°C and in a second reaction zone at 330 - 370°C and a smaller proportion of the catalyst is periodically or continuously exchanged between the two zones. Although it has been suggested that in this way the activity and selectivity of the catalyst is maintained over a longer period of time, the yields obtained do not exceed 95%.

Foreliggende oppfinnelse er rettet på en fremgangsmåte ved fremstilling av melamin i henhold til hvilken katalysatorens selektivitet kan forbedres og hvor det erholdte melaminutbyttet kan overstige 95% av den teoretiske verdi, samt muligens nærme seg el termodynamisk likevekt ved utnyttelse av den frigjorte reaksjonsvarme så effektivt som mulig. The present invention is directed to a method for the production of melamine according to which the selectivity of the catalyst can be improved and where the melamine yield obtained can exceed 95% of the theoretical value, as well as possibly approaching thermodynamic equilibrium by utilizing the released heat of reaction as efficiently as possible .

Forbedringer av utbyttet i henhold til foreliggende fremgangsmåte er basert på å forhindre at uspaltet urea når det øvre sjikt i reaktoren. Denne effekt oppnås ved å forsyne reaktoren med en katalysatorpermeabel deleanordning som kan være et gitter, en sikttrakt e.l. som forhindrer en aksiell blanding av katalysatoren og således deler katalysatoren i øvre og nedre fluidiserte soner. Improvements in the yield according to the present method are based on preventing undecomposed urea from reaching the upper layer of the reactor. This effect is achieved by supplying the reactor with a catalyst permeable dividing device which can be a grid, a sieve funnel or the like. which prevents an axial mixing of the catalyst and thus divides the catalyst into upper and lower fluidized zones.

I norsk patent nr. 154.347 er vist en fremgangsmåte for fremstilling av melamin ved å oppvarme urea eller termiske spaltningsprodukter derav i nærvær av en katalysator og ammoniakk i en reaktor forsynt med minst to katalysatorsjikt som holdes under fluidiserte betingelser og er særmerket ved at reaksjonen utføres i en reaktor forsynt med en katalysatorpermeabel deleanordning som deler katalysatoren i en nedre fluidsert sone holdt ved en temperatur i området 325 - 425°C,til hvilken utgangsmaterialene innføres og hvori en vesentlig andel omdannes til melamin og en øvre fluidisert sone holdt ved en temperatur lik eller høyere enn temperaturen i den nedre sone, og hvor deleanordningen tillater en katalysatorstrøm på 5 - 75% av den katalysator-strøm som ville ha funnet sted hvis deleanordningen ikke- Norwegian patent no. 154,347 shows a method for the production of melamine by heating urea or its thermal decomposition products in the presence of a catalyst and ammonia in a reactor equipped with at least two catalyst layers which are kept under fluidized conditions and is characterized by the fact that the reaction is carried out in a reactor provided with a catalyst permeable dividing device which divides the catalyst into a lower fluidized zone held at a temperature in the range of 325 - 425°C, to which the starting materials are introduced and in which a significant proportion is converted to melamine and an upper fluidized zone held at a temperature equal to or higher than the temperature in the lower zone, and where the partial device allows a catalyst flow of 5 - 75% of the catalyst flow that would have taken place if the partial device did not

var tilstede. was present.

Katalysatorstrømmen er uttrykt som den vektmengde av katalysatoren som passerer planet i en hvilken som helst retning pr. tidsenhet pr. flateenhet. Den gjennomsnittlige oppholdstid for katalysatoren i den øvre sone ligger i området 5 - 2000 s under vanlige reaksjonsbetingelser. Catalyst flow is expressed as the weight amount of catalyst that passes the plane in any direction per time unit per surface unit. The average residence time for the catalyst in the upper zone is in the range 5 - 2000 s under normal reaction conditions.

Ved denne fremgangsmåten vil størstedelen By this method, the majority will

av melaminet dannes i den nedre sone. Imidlertid vil gassene som strømmer fra denne sone fremdeles inneholde spaltningsprodukter av urea og disse omdannes til melamin i en ekso-term reaksjon i den øvre sone som tjener som en etter-reaktor. Som følge av anvendelsen av den katalysatorpermeable deleanordning som nedsetter aksiell blanding, men tillater en viss utbytting av katalysator mellom de to soner, så vil varmen som frigjøres i den øvre sone absorberes av katalysatoren og tran-sporteres til den nedre sone hvori den kan anvendes for of the melamine is formed in the lower zone. However, the gases flowing from this zone will still contain decomposition products of urea and these are converted to melamine in an exothermic reaction in the upper zone which serves as a post-reactor. As a result of the use of the catalyst permeable dividing device which reduces axial mixing, but allows a certain exchange of catalyst between the two zones, the heat released in the upper zone will be absorbed by the catalyst and transported to the lower zone where it can be used for

termisk spaltning av urea. Imidlertid hvis utvekslingen er for rask vil betydelige mengder katalysatorpartikler "mettet" med uomdannet urea innføres i den øvre sone, og høyden av sjiktet i den øvre sone ville derfor måtte være uakseptabelt høyt for å oppnå det ønskede utbytte. Hvis utvekslingen er for liten vil for lite katalysator, oppvarmet av den eksoterme reaksjon i det øvre sjikt, føres ned i den nedre sone og en del av denne reaksjonsvarme vil gå tapt med reaksjonsgas-sen. thermal decomposition of urea. However, if the exchange is too rapid, significant amounts of catalyst particles "saturated" with unconverted urea will be introduced into the upper zone, and the height of the bed in the upper zone would therefore have to be unacceptably high to achieve the desired yield. If the exchange is too small, too little catalyst, heated by the exothermic reaction in the upper layer, will be carried down into the lower zone and part of this heat of reaction will be lost with the reaction gas.

Hvis det anvendes en deleanordning med for lite fritt If a dividing device with too little clearance is used

areal , dvs. lav katalysatorstrøm, vil varmebalansen bli mindre gunstig og trykkfall kan oppstå. Hvis det anven- area, i.e. low catalyst flow, the heat balance will become less favorable and pressure drop may occur. If it applies

des et gitter med for stort fritt areal vil katalysator-strømmen være for høy og utbytteforbedringen liten. if there is a grid with too large a free area, the catalyst flow will be too high and the yield improvement small.

Spesielt egnede katalysatorpermeable deleanordninger er Catalyst permeable dividing devices are particularly suitable

de som tillater en strøm på 10 - 50% av den uforhindrede strøm gjennom det frie arealet under disse betingelsene. Retensjonstiden for katalysatoren i den øvre sone ligger those that allow a current of 10 - 50% of the unobstructed current through the free area under these conditions. The retention time for the catalyst in the upper zone is

da i området 10 - 200 s. then in the range 10 - 200 s.

Deleanordningen mellom de to soner av det fluidiserte sjikt er fortrinnsvis et gitter som kan være flatt, ribbet eller korrugert. Andre tilsvarende elementer kan anvendes og kan omfatte parallelle staver eller rør, plater eller siltrau. Utvekslingen av katalysator mellom den nedre sone og den øvre sone er ikke bare avhengig av det anvendte gitter eller tilsvarende element, ment også av katalysatortypen og gasshastigheten i reaktoren. The dividing device between the two zones of the fluidized layer is preferably a grid which can be flat, ribbed or corrugated. Other similar elements can be used and can include parallel rods or tubes, plates or sieve troughs. The exchange of catalyst between the lower zone and the upper zone is not only dependent on the grid or corresponding element used, but also on the type of catalyst and the gas velocity in the reactor.

Melaminet dannes i det vesentlige i den nedre fluidiserte The melamine is essentially formed in the lower fluidized

sone som kan være konstruert og virke på konvensjonell måte. Retensjonstiden for reaktantene i denne sone kan eksempelvis ligge i området 5 - 300 s. zone that can be constructed and operate in a conventional manner. The retention time for the reactants in this zone can, for example, lie in the range 5 - 300 s.

Temperaturen i den nedre fluidiserte sone holdes innen det gitte området ved hjelp av varmeveksleelementer i reaktoren gjennom hvilke et varmeoverføringsmiddel, eksempelvis smeltet salt, strømmer. Temperaturen i den nedre sone holdes i området 325 - 425°C, spesielt i området 350 - 380°C. Temperaturen er avhengig av trykket i reaktoren, og et høyere trykk blir fortrinnsvis ledsaget av en høyere temperatur. The temperature in the lower fluidized zone is kept within the given range by means of heat exchange elements in the reactor through which a heat transfer agent, for example molten salt, flows. The temperature in the lower zone is kept in the range 325 - 425°C, especially in the range 350 - 380°C. The temperature depends on the pressure in the reactor, and a higher pressure is preferably accompanied by a higher temperature.

Den øvre sone virker som en etter-reaksjonssone og kan følgelig ha et mindre volum enn den nedre sone. Hvis reaktoren har den samme diameter i den øvre og nedre sone kan høyden av det fluidserte katalysatorsjikt i den øvre sone være 0,2 - 5 m. Ved den nedre verdi for dette området er utbytteforbedringen kun liten, mens med en større mengde katalysator i den øvre sone gir nødvendigvis ikke et proporsjonalt større utbytte. Gode resultater erholdes hvis høyden av katalysatorsjiktet i den øvre sone er 0,5 - 4 m, mer spesielt 1,0 - 3 m. The upper zone acts as a post-reaction zone and can therefore have a smaller volume than the lower zone. If the reactor has the same diameter in the upper and lower zones, the height of the fluidized catalyst bed in the upper zone can be 0.2 - 5 m. At the lower value for this area, the yield improvement is only small, while with a larger amount of catalyst in the upper zone does not necessarily give a proportionally greater yield. Good results are obtained if the height of the catalyst layer in the upper zone is 0.5 - 4 m, more particularly 1.0 - 3 m.

den ikke-fluidiserte tilstand vil deleanordningen være anordnet, i det ellers ikke delte katalysatorsjikt eller like over dette. I den fluidiserte tilstand vil toppen av sjiktet i den nedre sone utstrekke seg til like under gitteret eller annen hindring,og en gitt mengde fluidisert katalysator vil befinne seg over gitteret. I litteraturen er nevnt visse formler for høyden av det fluidiserte sjikt i den øvre sone av et katalysatorsjikt som er delt i to soner ved hjelp av et gitter. Denne høyde er bl.a. avhengig av reaktorformen, in the non-fluidized state, the dividing device will be arranged in the otherwise undivided catalyst layer or just above it. In the fluidized state, the top of the layer in the lower zone will extend to just below the grid or other obstacle, and a given amount of fluidized catalyst will be above the grid. Certain formulas are mentioned in the literature for the height of the fluidized layer in the upper zone of a catalyst layer which is divided into two zones by means of a grid. This height is, among other things, depending on the reactor shape,

gitterets frie overflateareal, katalysatormengden, katalysa-orens fysikalske egenskaper og gasshastigheten gjennom reaktoren, se eksempelvis Canadian Journal of Chemical Engineering nr. 51, sidene 573 - 577 (1973). the free surface area of the lattice, the amount of catalyst, the physical properties of the catalyst and the gas velocity through the reactor, see for example Canadian Journal of Chemical Engineering No. 51, pages 573 - 577 (1973).

Om ønsket kan anordninger for gjenfordeling av gassen anordnes i det fluidiserte sjikt i den øvre sone. Det er også mulig å anvende en reaktor hvori den øvre sone har en diameter som adskiller seg fra den i den lavere sone. If desired, devices for redistributing the gas can be arranged in the fluidized layer in the upper zone. It is also possible to use a reactor in which the upper zone has a diameter that differs from that in the lower zone.

Under drift vil den gjennomsnittlige retensjonstid for reaktantene i den øvre sone være avhengig av det fluidiserte sjikts høyde i denne sone*og gasshastigheten og vil normalt ligge i området 0,5 - 20 s. De beste resultater oppnås generelt ved retensjonstider på 1 - 10 s. During operation, the average retention time for the reactants in the upper zone will depend on the height of the fluidized bed in this zone* and the gas velocity and will normally lie in the range 0.5 - 20 s. The best results are generally achieved with retention times of 1 - 10 s .

Temperaturen i den øvre sone er lik eller høyere enn temperaturen i den nedre sone og overstiger vanligvis ikke 450°C og ligger fortrinnsvis i området 350 - 400°C. The temperature in the upper zone is equal to or higher than the temperature in the lower zone and usually does not exceed 450°C and is preferably in the range 350 - 400°C.

Reaksjonsmediet er meget korrosivt, spesielt på steder hvor uomsatt urea er tilstede. Tidligere forslag for å forhindre korrosjon ved innføring av urea i det fluidserte sjikt over varmevekslerene som befinner seg deri er beheftet med de ulemper at en tilstrekkelig stor mengde katalysator må være tilstede over det sted hvor urea innføres, hvilket nødvendig-gjør et stort reaksjonskar og gasshastigheten må være relativt lav for å oppnå en tilstrekkelig omsetning (FR patent nr. 2182071). The reaction medium is very corrosive, especially in places where unreacted urea is present. Previous proposals for preventing corrosion by introducing urea into the fluidized bed above the heat exchangers located therein are subject to the disadvantages that a sufficiently large amount of catalyst must be present above the place where urea is introduced, which necessitates a large reaction vessel and the gas velocity must be relatively low to achieve a sufficient turnover (FR patent no. 2182071).

Ved foreliggende fremgangsmåte er korrosjon på varmeveksler-anordningen betydelig mindre enn den korrosjon som oppstår på varmevekslere innstallert i en konvensjonell reaktor uten en vertikal skilleanordning. Ytterligere er korrosjonen på andre metalldeler på reaktoren, spesielt reaktorveggen og eventuelle gassfordelingsplater anordnet i bunnen av reak-torenogså betydelig mindre. Dette gjør det mulig å anvende et billigere materiale i reaktorveggen og i indre deler. In the present method, corrosion on the heat exchanger device is significantly less than the corrosion that occurs on heat exchangers installed in a conventional reactor without a vertical separation device. Furthermore, the corrosion on other metal parts of the reactor, especially the reactor wall and any gas distribution plates arranged at the bottom of the reactor, is also significantly less. This makes it possible to use a cheaper material in the reactor wall and in internal parts.

Den vertikale skilleanordning inne i reaktorkaret The vertical separation device inside the reactor vessel

kan eksempelvis utgjøres av can for example consist of

et åpent rørformet skilleelement anordnet vertikalt inne i reaksjonskaret eller ved hjelp av én eller flere (single diametrically) anordnede plater. Oppdeling i mer enn to soner kan oppnås ved hjelp av kryssende plater eller ved hjelp av et antall rørformede skilleelementer slik at det dannes én eller flere soner for oppstigende katalysatorpartikler, og et antall soner for nedsynkende katalysatorpartikler, eller om ønsket kan et likt antall soner anordnes for oppstigende og nedsynkende katalysatorpartikler. Om ønsket kan skilleelementet eller elementene også konstrueres slik at de samtidig virker som varmeveksleanordning. an open tubular separating element arranged vertically inside the reaction vessel or by means of one or more (single diametrically) arranged plates. Division into more than two zones can be achieved by means of intersecting plates or by means of a number of tubular separating elements so that one or more zones are formed for rising catalyst particles, and a number of zones for sinking catalyst particles, or if desired, an equal number of zones can be arranged for ascending and descending catalyst particles. If desired, the separating element or elements can also be constructed so that they simultaneously act as a heat exchange device.

Fortrinnsvis er det vertikale skilleelement et rør med jevn diameter som er åpen i begge ender og som deler det fluidi- Preferably, the vertical separation element is a tube of uniform diameter which is open at both ends and which divides the fluid

serte sjikt i to konsentriske soner, hvor den sentrale sone inneholder elementene som er nødvendig for å tilføre varme og som virker som en sone hvori katalysatoren stiger opp. Anvendelse av den sentrale sone som en stigesone har den fordel at det er enkelt å anordne varmeveksleren i katalysatorsjiktet slik at korro- separated layers into two concentric zones, where the central zone contains the elements necessary to add heat and which acts as a zone in which the catalyst rises. Using the central zone as a rising zone has the advantage that it is easy to arrange the heat exchanger in the catalyst bed so that corrosion

sjon på reaktoren vesentlig inhiberes da stigesonen, i hvil- tion on the reactor is significantly inhibited as the rise zone, at rest

ken de mest korrosive betingelser hersker, er innelukket av det rørformede skilleelement. Ureamunnstykkene vil fremme en strøm av katalysatorpartikler fra synkesonen til stige- where the most corrosive conditions prevail, is enclosed by the tubular separating element. The urea nozzles will promote a flow of catalyst particles from the sink zone to the riser

sonen. Fordi skilleelementet, særlig et rør, ikke har noen bærende funksjon og trykkdifferansen mellom sonene er liten kan konstruksjonen gjøres lett. the zone. Because the separating element, especially a tube, has no load-bearing function and the pressure difference between the zones is small, the construction can be made easily.

Skilleelementet kan installeres i reaktoren i en fast eller fjernbar stilling så lenge strømmen av katalysatoren ikke hindres for meget. Eksempelvis kan den oppebæres på en gassfordelingsplate eller den være forbundet med reaksjonskarets lokk eller være forbundet med reaksjonskarets innervegg.ved hjelp av tilknytningsplater eller hvile på stusser som stikker ut fra veggen. Materialet i skilleelementet kan eksempelvis være forskjellige typer rustfritt stål. The separation element can be installed in the reactor in a fixed or removable position as long as the flow of the catalyst is not obstructed too much. For example, it can be supported on a gas distribution plate or it can be connected to the lid of the reaction vessel or be connected to the inner wall of the reaction vessel by means of connection plates or resting on stubs that protrude from the wall. The material in the separating element can, for example, be different types of stainless steel.

Den nedre side av skilleelementet eller elementene utstrekker seg fra et nivå over innmatningsåpningen for urea og den aktuelle avstand er avhengig av de anvendte ureamunnstykker i tilførselsanordningen og er vanligvis 10 - 100 cm, fortrinnsvis 25 - 60 cm. The lower side of the separating element or elements extends from a level above the feed opening for urea and the actual distance depends on the urea nozzles used in the supply device and is usually 10 - 100 cm, preferably 25 - 60 cm.

Toppen av skilleementet eller elementene utstrekker seg til et nivå i det fluidiserte sjikt som ligger under den øvre overflate av dette slik at katalysatorpartiklene lett kan overføres fra én sone og til den andre. Avstanden fra toppen av skilleelementet og den øvre overflate av det fluidiserte sjikt er vanligvis minst 10 cm, og lengden av skilleelementet er fortrinnsvis minst 1 m. The top of the separating element or elements extends to a level in the fluidized bed below the upper surface thereof so that the catalyst particles can be readily transferred from one zone to the other. The distance from the top of the separating element and the upper surface of the fluidized bed is usually at least 10 cm, and the length of the separating element is preferably at least 1 m.

Det vertikale skilleelement inneholdes fullstendig i det fluidiserte sjikt i den nedre sone og det må ikke utstrekke seg gjennom skilleanordningen som deler katalysatoren i en øvre og nedre sone, da dette ville medføre at fordelene ved foreliggende oppfinnelse vil tapes fullstendig. The vertical separating element is completely contained in the fluidized layer in the lower zone and it must not extend through the separating device that divides the catalyst into an upper and lower zone, as this would result in the advantages of the present invention being completely lost.

En følge ville være at melaminutbyttet reduseres og den positive effekt av det vertikale skilleelement med hensyn til å nedsette korrosjon ville gå tapt. A consequence would be that the melamine yield is reduced and the positive effect of the vertical separation element with respect to reducing corrosion would be lost.

Ytterligere ville den synergistiske effekt ved kombineringen av den horisontale deleanordning og den vertikale skilleanordning gå tapt. Denne effekt beror på at kombinasjonen gjør det mulig å an- Furthermore, the synergistic effect of the combination of the horizontal dividing device and the vertical separating device would be lost. This effect is due to the fact that the combination makes it possible to

vende en høyere ureainnmatning enn den som er mulig ved anvendelse av kun én av de nevnte anordninger, mens turn a higher urea input than is possible by using only one of the aforementioned devices, while

utbyttet blir det samme eller høyere og ingen målbar korrosjon finner sted. the yield will be the same or higher and no measurable corrosion will take place.

Anvendelse av det vertikale skilleelement fremmer blanding Use of the vertical separation element promotes mixing

av det fluidiserte sjikt, hvilket fører til at varmen trans-porteres mer effektivt fra varmeveksleanordningen. of the fluidized layer, which leads to the heat being transported more efficiently from the heat exchange device.

Tverrsnittarealet av sonen eller sonene med nedsynkende katalysatorpartikler kan utgjøre 5 - 35 % av det totale frie tverrsnittsareal av reaksjonskaret og ligger fortrinnsvis i området 10 - 2'5% av det nevnte totale areal. The cross-sectional area of the zone or zones with sinking catalyst particles can constitute 5 - 35% of the total free cross-sectional area of the reaction vessel and is preferably in the range of 10 - 2'5% of the said total area.

Forholdet mellom høyden og diameteren av den del av reaksjonskaret som inneholder det fluidiserte katalysatorsjikt som er oppdelt.i soner kan ligge i området 0,5 : 1 og 10 : 1 og fortrinnsvis i området 1 : 1 til 5:1. The ratio between the height and the diameter of the part of the reaction vessel containing the fluidized catalyst layer which is divided into zones can lie in the range 0.5:1 and 10:1 and preferably in the range 1:1 to 5:1.

Forholdet mellom lengde og diameter for den rørformede skilleanordning er fortrinnsvis 1 : 1 til 10 : 1. The ratio between length and diameter for the tubular separator is preferably 1:1 to 10:1.

Det foretrekkes en fremgangsmåte hvori dens øvre sone i det alt vesentlige arbeider under adiabatiske betingelser. Under disse betingelser vil temperaturen i den øvre sone være bestemt av utvekslingsgraden av katalysator mellom den øvre sone og den isotermisk drevne nedre sone og av de eksoterme reaksjonene som finner sted. Det tilsettes ikke ny urea i den øvre sone, imidlertid, er det mulig å fjerne varme fra den øvre sone på andre måter, eksempelvis ved hjelp av én eller flere varmevekslere. A process in which its upper zone operates essentially under adiabatic conditions is preferred. Under these conditions, the temperature in the upper zone will be determined by the degree of exchange of catalyst between the upper zone and the isothermally driven lower zone and by the exothermic reactions that take place. No new urea is added in the upper zone, however, it is possible to remove heat from the upper zone in other ways, for example with the help of one or more heat exchangers.

I visse tilfeller kan det være nødvendig å begrense dimensjo-nene på den nedre sone slik at det er vanskelig å få plass til en tilstrekkelig oppvarmingsflate. En relativt åpen deleanordning kan da anvendes mellom sonene og en del av den totale oppvarmingsflate kan anordnes i den øvre sone. Varmen som tilføres toppen av reaktoren vil da absorberes av katalysatoren og overføres til den nedre sone. Dette kan senke utbyttet noe, men det muliggjør en total mindre reaktorhøyde og volumet av katalysatorsjiktet i den nedre sone kan være mindre. In certain cases, it may be necessary to limit the dimensions of the lower zone so that it is difficult to find space for a sufficient heating surface. A relatively open dividing device can then be used between the zones and part of the total heating surface can be arranged in the upper zone. The heat supplied to the top of the reactor will then be absorbed by the catalyst and transferred to the lower zone. This may lower the yield somewhat, but it enables a total smaller reactor height and the volume of the catalyst bed in the lower zone may be smaller.

Det nedre nivå av det fluidiserte sjikt kan tilveiebringes The lower level of the fluidized bed can be provided

på konvensjonell måte av et gassfordelingselement, eksempelvis en gassfordelingsplate gjennom hvilken den fluidiserende gass føres. Strømmen av gassen kan være større under sonen in a conventional manner by a gas distribution element, for example a gas distribution plate through which the fluidizing gas is passed. The flow of the gas may be greater below the zone

eller sonene for oppstigende katalysatorpartikler enn for sonen eller sonene for nedsynkende katalysatorpartikler (hvis passende). or the zones for rising catalyst particles than for the zone or zones for falling catalyst particles (if appropriate).

Urea tilføres i smeltet tilstand gjennom ett eller flere munnstykker, særlig tofasemunnstykker, i tilførselsanordnin-gen. Slike munnstykker er fortrinnsvis anordnet i veggen i reaksjonskaret over gassfordelingsplaten for å lette inn-stallering og vedlikehold og for å unngå at katålysatorpar-tiklene tetter igjen når tilførselen av fluidiseringsgass stoppes eller reduseres. Vanligvis vil slike munnstykker anordnes 10 - 75 cm over gassfordelingselementet, slik at intet smeltet urea sprøytes direkte mot gassfordelingselementet. Hvis det anvendes et vertikalt skilleelement er munnstykkene fortrinnsvis anordnet slik at utsprøytnings-retningen for urea er horisontal eller svakt nedadrettet slik at tuppen av den såkalte "munnstykketlamme" når et punkt under stigesonen eller sonene, mens "munnstykkeflammen" Urea is supplied in a molten state through one or more nozzles, particularly two-phase nozzles, in the supply device. Such nozzles are preferably arranged in the wall of the reaction vessel above the gas distribution plate to facilitate installation and maintenance and to prevent the catalyst particles from clogging when the supply of fluidizing gas is stopped or reduced. Typically, such nozzles will be arranged 10 - 75 cm above the gas distribution element, so that no molten urea is sprayed directly against the gas distribution element. If a vertical separating element is used, the nozzles are preferably arranged so that the spraying direction for urea is horizontal or slightly downwards so that the tip of the so-called "nozzle blade" reaches a point below the rising zone or zones, while the "nozzle flame"

kan utstrekke seg over sonen eller sonene . may extend over the zone or zones.

Ammoniakkgass anvendes i omsetningsprosessen som fluidiserende gass og kan også anvendes som atomiseringsgass for smeltet urea. Forholdet mellom ammoniakk og innført urea kan eksempelvis være 1 - 5 m 3(N.T.P) ammoniakk pr. kg urea, fortrinnsvis 1,5 - 2 m 3 (N.T.P.)/kg urea inn i bunnen av reaktoren. Gasshastigheten i reaktoren målt over den nedre sone kan ligge i området 5 - 200 cm/s og i de fleste tilfeller anvendes gasshastigheter i området 20 - 70 cm/s. Ammonia gas is used in the conversion process as a fluidizing gas and can also be used as an atomizing gas for molten urea. The ratio between ammonia and introduced urea can, for example, be 1 - 5 m 3 (N.T.P) ammonia per kg urea, preferably 1.5 - 2 m 3 (N.T.P.)/kg urea into the bottom of the reactor. The gas velocity in the reactor measured above the lower zone can lie in the range 5 - 200 cm/s and in most cases gas velocities in the range 20 - 70 cm/s are used.

Katalysatoren kan være hvilken som helst av de velkjente katalysatorer som anvendes ved fremstilling av melamin fra urea, eksempelvis aluminiumoksyd, aluminiumoksyd på silisiumoksyd, silisiumoksyd, titanoksyd, zirkoniumoksyd, borfos-fat eller aluminiumfosfat eller blandinger derav. Beteg-nelsen "katalysator" eller "katalytisk aktivt materiale" er ment å betegne enhver bestanddel som fremmer omdannelse av urea til melamin under reaksjonsbetingelsene. The catalyst can be any of the well-known catalysts used in the production of melamine from urea, for example aluminum oxide, aluminum oxide on silicon oxide, silicon oxide, titanium oxide, zirconium oxide, borophosphate or aluminum phosphate or mixtures thereof. The term "catalyst" or "catalytically active material" is intended to mean any component which promotes the conversion of urea to melamine under the reaction conditions.

Vanligvis vil toppen av reaksjonskaret huse en syklon for separasjon av faste katalysatorpartikler fra reaksjonsgassene og som er forsynt med et standrør for tilbakeføring av partiklene til katalysatorsjiktet. Fortrinnsvis munner stand-rørendene ut i toppen av synkesonen for katalysatorpartiklene. Usually, the top of the reaction vessel will house a cyclone for separation of solid catalyst particles from the reaction gases and which is provided with a standpipe for returning the particles to the catalyst bed. Preferably, the stand tube ends open into the top of the sink zone for the catalyst particles.

Oppfinnelsen skal beskrives under henvisning til den vedlagte figur hvor henvisningstallene har følgende betydning: The invention must be described with reference to the attached figure where the reference numbers have the following meaning:

1. reaktor 1. reactor

2. ureamunnstykke 2. urea nozzle

3. ureamunnstykke 3. urea nozzle

4. tilførselsmunnstykke for fluidiseringsgass 4. supply nozzle for fluidizing gas

5. fordelingsplate for fluidiseringsgass 5. distribution plate for fluidizing gas

6. varmevekslerrør 6. heat exchanger tube

7. siltrau 7. silt trough

8. varmevekslerrør 8. heat exchanger tube

9. avstøvningssyklon 9. dusting cyclone

10. nedførselsrør 10. downpipe

11. utløp for syntesegass 11. outlet for synthesis gas

12. vertikalt skille-element 12. vertical separation element

I reaktoren 1 injiseres urea gjennom munnstykkene (2,3) sammen med NH^ i et fluidisert sjikt av katalysatorpartikler. Sjiktet er fluidisert ved hjelp av NK^ fordelt over tverr-snittet av reaktoren ved hjelp av gasstilførselsmunnstykket 4 og gassfordelingsplaten 5. Det fluidiserte sjiktet holdes ved den ønskede temperatur ved hjelp av varmevekslerrør 6 som er vist skjematisk. In the reactor 1, urea is injected through the nozzles (2,3) together with NH^ into a fluidized layer of catalyst particles. The layer is fluidized by means of NK^ distributed over the cross-section of the reactor by means of the gas supply nozzle 4 and the gas distribution plate 5. The fluidized layer is kept at the desired temperature by means of heat exchanger tube 6 which is shown schematically.

Varmevekslerrørene er montert inne i et vertikalt rørformet skilleelement (12). The heat exchanger tubes are mounted inside a vertical tubular separating element (12).

Reaktoren 1 er delt i to deler av siltrakten 7' over hvilken er anordnet varmevekslerrør 8. The reactor 1 is divided into two parts by the sieve funnel 7' above which the heat exchanger tube 8 is arranged.

I toppen av reaktoren 1 er anordnet en avstøvningssyklon 9 for At the top of the reactor 1, a dedusting cyclone 9 is arranged for

å fjerne katalysatorstøv fra reaksjonsgassene. Det gjenvunne katalysatorstøv returneres til det nedre katalysatorsjikt gjennoi nedførselsrøret 10. Syntesegassene føres ut av reak- to remove catalyst dust from the reaction gases. The recovered catalyst dust is returned to the lower catalyst layer through the downcomer 10. The synthesis gases are led out of the reactor

toren gjennom utførelsesanordningen 11. tor through the execution device 11.

Det følgende eksempel illustrerer oppfinnelsen : The following example illustrates the invention:

Eksempel Example

Et rør med en diameter på 1,3 m og en lengde på 5,2 m ble installert konsentrisk i et sylindrisk fluidisert sjiktreaksjons-kammer som i bunnen var forsynt med en gassfordelingsplate under hvilken ammoniakk ble tilført som fluidiseringsgass. A tube with a diameter of 1.3 m and a length of 5.2 m was installed concentrically in a cylindrical fluidized bed reaction chamber which was provided at the bottom with a gas distribution plate under which ammonia was supplied as fluidizing gas.

Den indre diameter av reaktoren var 1,4 5 m. Tofasemunnstykker for innsprøytning av urea ble installert i reaktorveggen 0,2 m over gassfordelingsplaten og 0,4 m under den nedre kant av røret. Under driftsbetingelsene nådde 'munnstykkeflammene" et punkt under den nedre åpning av røret. Røret omsluttet The inner diameter of the reactor was 1.45 m. Two-phase nozzles for injecting urea were installed in the reactor wall 0.2 m above the gas distribution plate and 0.4 m below the lower edge of the tube. Under operating conditions the 'nozzle flames' reached a point below the lower opening of the tube. The tube enclosed

også varmevekslere for varmetilførsel. Det nederste varme-vekslerrør var anordnet 0,8 m over ureamunnstykkene. I en avstand av 6,6 m over gassfordelingsplaten ble anordnet en silplate med et fritt overflateareal tilsvarende 40% av reaktoren. Reaktoren ble fylt med 6000 kg silisiumoksyd-aluminium-oksydkatalysator tilstrekkelig til å gi en sjikthøyde på 9,0 m over gassfordelingsplaten under de anvendte betingelser. Urea ble tilført i en mengde på 940 g urea/s med 200 g ammoniakk/s som atomiseringsgass og 1000 g ammoniakk/s som fluidiseringsgass. Absolutt-trykket i reaktoren var 6,5 atm. og temperaturen ble holdt ved 335°C. also heat exchangers for heat supply. The bottom heat exchanger tube was arranged 0.8 m above the urea nozzles. At a distance of 6.6 m above the gas distribution plate, a sieve plate was arranged with a free surface area corresponding to 40% of the reactor. The reactor was filled with 6,000 kg of silica-alumina catalyst sufficient to give a bed height of 9.0 m above the gas distribution plate under the conditions used. Urea was supplied in an amount of 940 g urea/s with 200 g ammonia/s as atomizing gas and 1000 g ammonia/s as fluidizing gas. The absolute pressure in the reactor was 6.5 atm. and the temperature was maintained at 335°C.

Under disse betingelser ble vannfritt urea omdannet til melamin med et utbytte på 97,5 % av den teoretiske verdi. Under these conditions, anhydrous urea was converted to melamine with a yield of 97.5% of the theoretical value.

Etter en driftsperiode på 6 måneder, under hvilken ureatil-førselen ble variert innen området 300 - 950 g/s og ammoniakk/ ureaforholdet ble variert innen området 1,4 - 3,4 m 3 (N.T.P.) NH^/kg urea, ble reaktoren stoppet og tømt. , Ved inspeksjon kunne det ikke påvises synlig korrosjon i form av en reduksjon av veggtykkelsen eller angrep på varmevekslerrørene eller andre metalldelér i reaktoren, som alle var fremstilt av CrNi (18-8) stål. After an operating period of 6 months, during which the urea supply was varied within the range 300 - 950 g/s and the ammonia/urea ratio was varied within the range 1.4 - 3.4 m 3 (N.T.P.) NH^/kg urea, the reactor was stopped and emptied. , On inspection, no visible corrosion could be detected in the form of a reduction of the wall thickness or attack on the heat exchanger tubes or other metal parts in the reactor, which were all made of CrNi (18-8) steel.

I et konvensjonelt fluidisert reaksjonskammer hvor avstanden mellom ureamunnstykkene og de ovenforliggende varmeveksler- In a conventional fluidized reaction chamber where the distance between the urea nozzles and the above heat exchangers

rør var 0,2 m ble korrosjon i form av tæring på rørene, fremstilt av CrNi (18-8) stål observert etter en driftsperiode pipes was 0.2 m, corrosion in the form of corrosion on the pipes, made of CrNi (18-8) steel, was observed after a period of operation

på 6 måneder. in 6 months.

Ved fremgangsmåten i henhold til foreliggende oppfinnelse ble urea utsprøytet ved hjelp av munnstykker med en 'munnstykke-flamme" på 0,7 - 1,0 m. I den konvensjonelle reaktor ble det anvendt flere hundre munnstykker med en "flamme"-lengde på 0,2 m, slik at forholdet mellom "flamme"-lengden og avstanden til varmevekslerrørene var den samme i begge tilfeller. In the method according to the present invention, urea was sprayed using nozzles with a "nozzle flame" of 0.7 - 1.0 m. In the conventional reactor, several hundred nozzles were used with a "flame" length of 0 .2 m, so that the ratio between the "flame" length and the distance to the heat exchanger tubes was the same in both cases.

Som det fremgår av det viste eksempel så oppnår man ved foreliggende fremgangsmåte det samme gode utbyttet som i henhold til fremgangsmåten vist i norsk patent nr. 154.347 kombinert med minimal eller ingen korrosjon. As can be seen from the example shown, the present method achieves the same good yield as according to the method shown in Norwegian patent no. 154,347 combined with minimal or no corrosion.

Claims

1. Process for the production of melamine by heating urea or thermal decomposition products thereof in the presence of a catalyst and ammonia in a reactor ( 11 provided with at least two layers of a catalyst which is kept under fluidized conditions and where the reaction is carried out in a reactor provided with a catalyst permeable partial device (71) which divides the catalyst area into a lower fluidized zone, to which zone the feed material is introduced and an upper fluidized zone and where the lower fluidized zone is kept at a temperature in the range 325-425°C and the upper fluidized zone is kept at a temperature equal to or higher than the temperature in the lower zone, and where the dividing device (7) allows a catalyst flow corresponding to 5-7 5% of the catalyst flow that takes place in the absence of the dividing device, characterized in that molten urea is injected through at least one inlet device (2, 31) to the lower zone and that the lower zone is divided by means of at least one vertical dividing device (12) which extends from a level above the feed inlet to a level below the upper surface of the fluidized bed to provide at least two zones where the catalyst particles in at least one of the zones are carried upwards together with particles of molten urea and in at least one of the other zones the catalyst particles sink down, "and that heat exchanger devices for supplying seal of heat until the reaction is arranged in the zone or zones containing rising catalyst particles.

2. Method according to claim 1, characterized in that a separation device (12) is used which is a tubular element open at both ends with a uniform diameter and which is arranged concentrically in the reactor (1).

3. Method according to claim 2, characterized in that the central zone formed by the tubular element (12) is used as a zone with rising catalyst particles.

4. Method according to claim 2 or 3, characterized in that a tubular element (12) is used where the ratio between length and diameter lies in the range: 1:1 to 10:1.

5. Method according to claims 1-4, characterized in that the total cross-sectional area of the zone or zones for the sinking catalyst particles constitutes 5 - 35$ of the cross-sectional area of the reaction chamber.

6. Method according to claims 1-5, characterized in that the distance between the supply device and the bottom of the zone is in the range 10 - 100 cm.

7. Method according to claims 1-7, characterized in that the distance from the top of the zone or zones to the top of the fluidized layer is at least 10 cm.