Przedmiotem wynalazku jest sposób wytwarza¬ nia mocznika z czystego dwutlenku wegla i amo¬ niaku.Zgodnie ze znanymi sposobami wytwarzania mocznika dwutlenek wegla poddaje sie reakcji z gazowym amoniakiem, otrzymywanym droga roz¬ kladu karbaminianu amonowego, przy czyrn gazo¬ wy amoniak jest uprzednio wykorzystywany jako czynnik odpedzajacy podczas odpedzania lotnych skladników z roztworu mocznika. Gazowa miesza¬ nine zawierajaca dwutlenek wegla i amoniak, otrzymane w wyniku dysocjacji, chlodzi sie za pomoca wody obiegowej, wytwarzajac karbami- nian, który przesyla sie do reaktora syntezy, w celu ulatwienia odszczepiania wody prowadzacego do powstania moczniika. Z reaktora mieszanine przeznaczona do syntezy przesyla sie do kolum¬ ny odpedowej, w celu odpedzenia dwutlenku wegla i amoniaku, wytworzonych podczas ter¬ micznego rozkladu karbaminianu. Odpedzanie zachodzi w urzadzeniu do dysocjacji, przez którego dno wprowadza sie gazowy amoniak, pod¬ czas gdy od góry wprowadza sie mieszanine prze¬ znaczona do syntezy. Urzadzenie do dysocjacji opuszczaja dwa strumienie, to jest strumien roz¬ tworu mocznika zawierajacego nadal pewna ilosc karbaminianu oraz strumien gazów otrzymanych w wyniku dysocjacji i amoniaku, który jak po¬ dano powyzej, kieruje sie do skraplacza. Glówna wada tego procesu jest wysokie stezenie karba- 10 15 20 25 30 minianu amonowego w wytworzonym roztworze, obnizajace wydajnosc procesu otrzymywania mocz¬ nika. Wada ta wynika z koniecznosci stosowania stalych wartosci stosunku NHS:C02 w skraplaczu i reaktorze. Wydajnosc procesu prowadzonego zna¬ nymi sposobami wynosi zwykle 30°/o wydajnosci teoretycznej.Nieoczekiwanie odkryto, ze z dwutlenku wegla i amoniaku mozna wytwarzac mocznik z wydaj¬ noscia wynoszaca co najmniej 32P/& wydajnosci te¬ oretycznej, stosujac zamiast skraplacza w postaci wezownicy absorber, zwlaszcza absorber warstew¬ kowy, ktÓTego dzialanie opisano ponizej oraz wpro¬ wadzajac oprócz igazowego aimoniaku doprowadzo¬ nego u dina kolumny odpedowej równiez cielkly amoniak, kierowany czesciowo do absorbera i czes¬ ciowo do reaktora syntezy w takiej ilosci, aby w obu tycfh urzadzeniach molowy stosunek NH8:C02 byl irmy, a mianowicie, aby w reaktorze wynosil on .2,5—7, a w absorberze 2—4.Sposób wedlug wynalazku opisano szczególowo ponizej przy zalozeniu, ze calkowite cisnienie wy¬ nosi P, wartosc stosunku HfO:COa jest okreslona, podobnie jak ustalona jest wartosc stosunku NH8: :C02, która jest stosunkowo wysoka w reaktorze i kolumnie odpedowej, a stosunkowo niska w ab¬ sorberze.Zalaczony rysunek przedstawia schemat instala¬ cji do realizacji sposobu wedlug -wynalazku.Cala ilosc dwutlenku wegla oraz czesc cieklago 108 056108 056 3 amoniaku wprowadza sie u dna aibsorbera 1 prze¬ wodem 4, podczas gdy u szczytu absorbera 1 wprowadza sie przewodem 5 obiegowy roztwór ab¬ sorbujacy, bedacy wodno-amoniakalnym roztwo¬ rem weglanu amonowego. Wartosc ogólnego sto¬ sunku NH3:C02 reguluje sie kontrolujac predkosc przeplywu cieklego amoniaku u dna absorbera.W dolnej czesci absorbera 1 dwutlenek wegla re¬ aguje w warunkach adiabatycznych z amoniakiem, z wytworzeniem karbaminianu amonowego. Nagro¬ madzone cieplo powoduje podwyzszenie tempera¬ tury mieszaniny do wartosci zaleznej od calkowite¬ go cisnienia P, zawartosci wody i stosunku NH3: ; Sstz^f Jj#^ntaJa££ &iQ; z kapieli adiabatycznej i pozostajace z nia iw tej temperaturze w stanie równowagi chemicznej,. ulegaja czesciowo absorp- 'CJ^Sr' jEBB&o&BfP ifoztworze splywajacym w po- ^^¦^^^wtaiwka^ejszczytowej czesci absorbera 1.Te czesc gazu, która nie ulegla absorpcji, odpro¬ wadza sie z absorbera 1 przewodem 6 i laczy z gazowym amoniakiem, plynacym do kolumny od¬ pedowej przewodem 7. Cieplo absorpcji odbierane jest przez wode plynaca w plaszczu absorbera, a poniewaz mieszaniny gazu i cieczy absorbuja¬ cej pozostajace w calym absorberze w stanie rów¬ nowagi wykazuja stosunek NH3:C02, przy którym cieplo jest uwalniane w wysokiej temperaturze, przeto mozliwe jest wytwarzanie z wody chlo¬ dzacej pary wodnej o poziomie cieplnym dosta¬ tecznie wysokim na to, aby mozna bylo te pare wykorzystywac w dalszych czesciach instalacji.Karbaminian przesyla sie nastepnie przewodem 8 do reaktora 2, w którym zachodzi odszczepianie wody prowadzace do wytwarzania mocznika. War¬ tosc stosunku NH3:C02 i temperature w reaktorze reguluje sie w mniejszym stopniu natezeniem do¬ plywu cieklego amoniaku doprowadzanego do dna reaktora 2 przewodem 9, a glównie natezeniem doplywu (gazów opuszczajacych przewodem 10 ko¬ lumne odpedowa 3. W reaktorze 2 utrzymuje sie wyzszy stosunek NH8:C02 niz w absorberze 1, dzieki czemu zwieksza sie stopien przemiany dwu¬ tlenku wegla W mocznik.Wartosci stosunku NH8:C02, temperature i pred¬ kosc reakcji reguluje sie tak, aby cieplo absorpcji i kondensacji gazu z kolumny odpedowej 3 po¬ zwolilo na uzyskanie równowagi cieplnej w reak¬ torze 2 przy utrzymaniu stalej, z góry okreslonej wartosci calkowitego cisnienia. Umozliwia to wzrost wydajnosci w reaktorze przy obnizonym zuzyciu pary wodnej w kolumnie odpedowej i zwiekszonej zawartosci ciepla w parze wodnej wytwarzanej w absorberze.Poniewaz cisnienie w "Ukladzie reaktor — kolum¬ na odpedowa jest zasadniczo jednakowe, reguluje sie je odprowadzajac ze szczytu reaktora obojetne gazy pochodzace z dna kolumny odpedowej i z absorbera dwutlenku wegla. Cisnienie to moze byc nizsze lub wyzsze od cisnienia w absorberze, w zaleznosci od tego czy karbaminian jest dostar¬ czony droga zasysania czy za pomoca pomp.Ze wzgledu na bardzo wysoka wydajnosc prze¬ miany zachodzacej w reaktorze oraz fizykoche¬ miczne wlasciwosci roztworu opuszczajacego re¬ aktor przewodem 11, ilosc dwutlenku weglami wody oddzielonych w ^kolumnie odpedowej jest bardzo mala w.-jpor-ównaniu z iloscia amoniaku. 5 Ponadto ilosc ciepla, która nalezy doprowadzic do ukladu nie jest duza, gdyz roztwór mocznika znaj¬ duje sie w warunkach ; zblizonych do. warunków krytycznych, dzieki czemu mozna latwi£ddesty- lowac amoniak. •'/¦'•',"¦'*. 10 Temperatura krytyczna maleje ze wzrostem war¬ tosci stosunku NH3:G03 i spadkiem-- zawartosci wody, wiec powierzchnia wymiany w kolumnie odpedowej moze byc mniejsza niz w znanych spo¬ sobach, a ponadto mozrjia stosowac nizsze tempe- 15 ratury w wymienniku ciepla, co umozliwia sto¬ sowanie pary wodnej o nizszej zawartosci ciepla, a tym samym i obnizenie kosztów eksploatacji.Ponizszy przyklad ilustruje sposób wedlug wy¬ nalazku, nie stanowiac jednak zadnego ogranicze- 20 nia- Przyklad. W celu wytworzenia 72550 kg/go¬ dzine mocznika, do absorbera 1 wprowadza sie 53167 kg/godzine C02 w temperaturze 150°C i 2B 32853 kg/godzine PSTH3 w temperaturze 50°C, oraz obiegowy weglan doprowadzany na szczyt absor¬ bera w temperaturze 76°C, majacy nastepujacy sklad w procentach wagowych: NH3 27323 kg/godzine 47,62% 30 C02 10127 kg/godzine 17,65% H20 19926 kg/godzine 34,73% Cisnienie w absorberze, podobnie jak w calej instalacji do syntezy mocznika, wynosi 180 kG/cm2.C02 i NH3 reaguja w absorberze, a cieplo reakcji 35 wykorzystuje sie do wytwarzania pary wodnej.Z dna absorbera odplywa roztwór karbaminianu o temperaturze 180°C i nastepujacym skladzie w procentach wagowych: NH3 50794 kg/godzine 42,23% C02 50794 kg/godzine 42,23% H20 18699 kg/godzine 15,54% Roztwór ten przesyla sie do reaktora 2.Nie skroplone pary opuszczajace szczyt absor¬ bera 1 w temperaturze 180°C maja nastepujacy 45 sklad w procentach wagowych: NH3 9382 kg/godzine 40,60% C02 12500 kg/godzine 54,09% H20 1277 kg/godizine 5,31% Pary te wprowadza sie u dna kolumny odpedo- 50 wej 3.Do reaktora 2 wprowadza sie oprócz roztworu karbaminianu równiez 47840 kg/godzine amoniaku w temperaturze 100°C oraz pary opuszczajace szczyt kolumny 3, majace temperature 190°C i 55 nastepujacy sklad w procentach wagowych: NH3 50218 kg/godzine 59,10% C02 26259 kg/godzine 30,90% H20 8497 kg/godzine 10,00% Roztwór opuszczajacy reaktor przesyla sie w temperaturze 185°C do kolumny odpedowej 3.Roztwór ten ma nastepujacy sklad w procentach wagowych: mocznik 72500 kg/godzine 28,64% 65 NHS 107768 kg/godzine 42,58% 40 60108 056 6 C02 23886 kg/godzine 9,44% H20 48946 kg/godzine 19,34% Dno kolumny odpadowej opuszcza strumien o temperaturze 210°C, przesylany nastepnie do zna¬ nego urzadzenia skraplajacego. Sklad strumienia 5 w procentach wagowych jest nastepujacy: mocznik 72500 kg/godzine 37,91% NH8 66932 kg/godzine 35,00% C02 10127 kg/godzine 5,30% H20 41676 kg/godzine 21,79% 10 Zastrzezenia patentowe 1. Sposób wytwarzania mocznika z czystego dwu¬ tlenku wegla i amoniaku, obejmujacy poddawa- 15 nie reakcji obu reagentów, rozklad karbaminianu amonowego zawartego w roztworze mocznika o- puszczajacym reaktor isyntezy, odpedzanie produk¬ tów rozkladu karbaminianu za pomoca gazowe¬ go amoniaku, skraplanie produktów rozkladu i 20 odpedzanie amoniaku, znamienny tym, ze czesc cieklego amoniaku wraz z cala iloscia dwutlenku wegla przeznaczonego do syntezy mocznika wpro¬ wadza sie do strefy absorpcji, a pozostala czesc do strefy syntezy, przy czym stosunek molowy NH3:C02 wynosi w strefie absorpcji 2—4, a w strefie reakcji 2,5—7. 2. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze absorpcje prowadzi sie w absorberze warstewko- wym, na którego szczyt wprowadza sie obiegowy roztwór bedacy wodno-amoniakalnym roztworem karbaminianu amonowego, podczas gdy u dna wprowadza sie dwutlenek wegla i czesc cieklego amoniaku, przy czym reakcja dwuitlenku wegla z amoniakiem zachodzi w warunkach adiabatycz¬ nych. 3. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze jako czynnik odpedzajacy stosuje sie gazowy amo¬ niak, stanowiacy produkt górny w absorberze dwutlenku wegla. -*-.-*- 10 11 PLThe subject of the invention is a process for the production of urea from pure carbon dioxide and ammonia. According to the known methods for the production of urea, carbon dioxide is reacted with gaseous ammonia obtained by the decomposition of ammonium carbamate, whereby the gaseous ammonia is previously used as a stripper during the stripping of volatile components from the urea solution. The gaseous mixture containing carbon dioxide and ammonia obtained from the dissociation is cooled with circulating water to produce carbamate which is sent to the synthesis reactor to facilitate the splitting off of the water leading to the formation of urea. From the reactor, the mixture to be synthesized is sent to a stripper to drive off the carbon dioxide and ammonia formed during the thermal decomposition of carbamate. The depletion takes place in a dissociation device through the bottom of which gaseous ammonia is introduced, while the mixture to be synthesized is introduced from above. The dissociation device exits two streams, that is, a stream of urea solution still containing some carbamate and a stream of dissociation gases and ammonia which is directed to the condenser as mentioned above. The main disadvantage of this process is the high concentration of ammonium carbamate in the solution formed, which reduces the efficiency of the urea preparation process. This disadvantage is due to the need to use constant values for the NHS: CO 2 ratio in the condenser and reactor. The known methods usually yield 30% of theoretical capacity. It has surprisingly been found that urea can be produced from carbon dioxide and ammonia with a capacity of at least 32% of theoretical capacity by using an absorber instead of a coil condenser. , in particular a film absorber, the operation of which is described below, and introducing, in addition to the gaseous ammonia supplied to the bottom of the stripper column, also whole ammonia, directed partly to the absorber and partly to the synthesis reactor in such an amount that in both these devices the molar amount is the NH 8: CO 2 ratio was of a company, namely that it was 2.5-7 in the reactor and 2-4 in the absorber. The method of the invention is described in detail below, assuming that the total pressure is P, the value of the HfO: COa ratio is is determined, as is the value for the NH8: CO2 ratio, which is relatively high in the reactor and stripper and relatively low in the absorber. The attached figure shows a diagram of the plant for carrying out the process according to the invention. The entire amount of carbon dioxide and the liquid portion 108 056108 056 3 ammonia are introduced at the bottom of the aibsorber 1 through the line 4, while at the top of the absorber 1, the circulating solution ab Sorbent, being a water-ammonia solution of ammonium carbonate. The value of the total NH 3: CO 2 ratio is controlled by controlling the flow rate of liquid ammonia at the bottom of the absorber. In the bottom of the absorber 1, carbon dioxide adiabatically reacts with ammonia to form ammonium carbamate. The accumulated heat causes the temperature of the mixture to rise to a value depending on the total pressure P, the water content and the NH3 ratio; Sstz ^ f Jj # ^ ntaJa ££ &iQ; from adiabatic bath and remaining with it and at this temperature in a state of chemical equilibrium. are partially absorbed by the 'CJ ^ Sr' jEBB & o & BfP and the solution flowing in the plo ^^ ¦ ^^^ plug of the top part of the absorber 1. The part of the gas that has not been absorbed is drained from the absorber 1 through the line 6 and connects to the gas with ammonia flowing to the discharge column through line 7. The absorption heat is received by the water flowing in the absorber jacket, and since the gas-absorbing liquid mixtures remaining in the entire absorber in equilibrium show the NH3: CO2 ratio at which the heat is released at high temperature, it is therefore possible to generate steam from the cooling water at a heat level high enough for the vapor to be used in further parts of the plant. The carbamate is then sent through line 8 to reactor 2, where Water separation leading to the production of urea. The value of the NH 3: CO 2 ratio and the temperature in the reactor are controlled to a lesser extent by the flow rate of liquid ammonia fed to the bottom of the reactor 2 via line 9, and mainly by the flow rate (gases leaving the discharge column 3 via line 10). higher NH8: CO2 ratio than in absorber 1, thereby increasing the conversion rate of carbon dioxide into urea. The values of the NH8: CO2 ratio, temperature and speed of the reaction are adjusted so that the heat of absorption and condensation of the gas from the stripper 3 It allowed to obtain a thermal equilibrium in reactor 2 while maintaining a constant, predetermined value of the total pressure. This enables an increase in the reactor capacity with a reduced consumption of steam in the stripper and an increased content of heat in the water vapor produced in the absorber. "The reactor-stripper system is essentially the same, it is controlled by removing inert sweat gases from the top of the reactor. coming from the bottom of the stripper and from the carbon dioxide absorber. This pressure may be lower or higher than the pressure in the absorber, depending on whether the carbamate is supplied by suction or by pumps, due to the very high conversion efficiency in the reactor and the physico-chemical properties of the solution leaving the reactor. actuator via line 11, the amount of carbon dioxide separated in the stripping column is very small compared to the amount of ammonia. Moreover, the amount of heat to be supplied to the system is not great, since the urea solution is under conditions; close to. critical conditions so that the ammonia can be easily distilled. • '/ ¦' • ', "¦' *. 10 The critical temperature decreases with an increase in the value of the NH3: G03 ratio and a decrease in the water content, so the exchange surface in the stripper may be smaller than in the known methods, and in addition, it is possible to use lower temperatures in the heat exchanger, which allows the use of steam with a lower heat content, and thus lower operating costs. The following example illustrates the method according to the invention without, however, being a limitation of any kind. Example: To produce 72,550 kg / h of urea, 53,167 kg / h of CO 2 at 150 ° C. and 32 853 kg / h of PSTH 3 at 50 ° C. are introduced into the absorber 1, and recycled carbonate fed to the top of the absorber. at a temperature of 76 ° C, having the following composition in percent by weight: NH3 27 323 kg / hour 47.62% 30 C02 10 127 kg / hour 17.65% H20 19 926 kg / hour 34.73% Pressure in the absorber, similar to the whole installation for urea synthesis, it is 180 kgf / cm2.C02 and NH3 reacts in the absorber, and the heat of reaction 35 is used to generate steam. A carbamate solution drains from the bottom of the absorber with a temperature of 180 ° C and the following composition as a percentage by weight: NH3 50794 kg / hour 42.23% CO2 50794 kg / hour 42.23% H2O 18699 kg / hour 15.54% This solution is sent to the reactor 2. The non-condensed vapors leaving the top of absorber 1 at 180 ° C have the following composition in percent by weight: NH3 9382 kg / hour 40.60% CO2 12500 kg / hour 54.09% H 2 O 1277 kg / hour 5.31% These vapors are introduced at the bottom of the discharge column 3. In addition to the carbamate solution, also 47840 kg / hour ammonia at 100 ° C and the vapor leaving the reactor are introduced into the reactor. head of column 3, having a temperature of 190 ° C and 55, the following composition in percent by weight: NH3 50218 kg / hour 59.10% CO2 26259 kg / hour 30.90% H20 8497 kg / hour 10.00% The solution leaving the reactor is sent to temperature 185 ° C to the stripper 3. This solution has the following composition in pr by weight: urea 72,500 kg / hour 28.64% 65 NHS 107 768 kg / hour 42.58% 40 60 108 056 6 C02 23,886 kg / hour 9.44% H20 48946 kg / hour 19.34% The bottom of the waste column leaves the stream temperature 210 ° C, then sent to a conventional condensing device. The composition of stream 5 in percent by weight is as follows: urea 72,500 kg / hour 37.91% NH8 66,932 kg / hour 35.00% CO2 10,127 kg / hour 5.30% H20 41676 kg / hour 21.79% 10 Patent claims 1. A process for the production of urea from pure carbon dioxide and ammonia, comprising reacting both reactants, decomposing ammonium carbamate contained in the urea solution leaving the reactor and synthesizing, stripping the carbamate decomposition products with gaseous ammonia, condensing the decomposition products and stripping of ammonia, characterized in that part of the liquid ammonia along with all the carbon dioxide to be used for the synthesis of urea is fed to the absorption zone, and the remainder to the synthesis zone, the NH 3: CO 2 molar ratio in the absorption zone being 2— 4, and in the reaction zone 2.5-7. 2. The method according to claim The method of claim 1, characterized in that the absorption is carried out in a film absorber, the top of which is fed with a circulating solution, which is a water-ammonia solution of ammonium carbamate, while at the bottom is introduced carbon dioxide and a portion of liquid ammonia, the reaction of carbon dioxide with ammonia it occurs under adiabatic conditions. 3. The method according to p. The process of claim 1, wherein the stripper is gaseous ammonia as an overhead in a carbon dioxide absorber. - * -.- * - 10 11 PL