Przedmiotem wynalazku jest sposób wytwarzania mocznika w reakcji syntezy amoniaku i dwutlenku wegla z posrednim powstawaniem karbominianu amonowego wedlug reakcji 2NH3 + C02-NH3COONH4-NH2CONH2+H20. Wydajnosc przemiany karbominianu w moczniku nie jest ilosciowa i powstajacy karbominian rozklada sie na poczatkowe zwiazki, tojest NH3i CO2, które sa zawrócone do obiegu do syntezy wedlug sposobów które charakteryzuja ten rodzaj procesów.Zgodnie z opisem patentowym PRL nr 81118 sposób wytwarzania mocznika z zastosowaniem NH3 i CO2 jako substratów w stosunku molowym od 2,5:1, polega na tym, ze w celu calkowitego przeksztalcenia reagentów w gotowy produkt wyplywajacy z reaktora, odcinek zawierajacy nie- przereagowane skladniki, takie jak karbaminian, dwutlenek wegla, amoniak i wode, wprowadza sie do pierwszego etapu rozkladu termicznego, w którym wieksza ilosc karbaminianu, zawartego w odcieku rozklada sie i oddziela za pomoca lub bez czynnika odpedzajacego w postaci strumienia NH3, nastepnie ciekly odciek z pierwszego etapu rozkladu wprowadza sie do drugiego etapu rozkladu, w którym calkowicie oddziela sie nieprzereagowane skladniki za pomoca czynnika odpedzajacego stanowiacego gaz obojetny lub mieszanine N2 i H2, pochodzaca z urzadzenia do syntezy amoniaku. Istota tego sposobu polega na tym, ze obydwa etapy rozkladu i oddzielania prowadzi sie pod tym samym lub zasadniczo tym samym cisnieniem co w reaktorze, to jest pod cisnieniem 5000-30000 kPa.Opary z pierwszego etapu odpedzania sa skraplane i w postaci cieczy zawracane do reaktora.Gazy powstajace w drugim etapie odpedzania sa usuwane po skropleniu z olbrzymia strata energii cieplnej.Natomiast ze sposobu podanego w opisie patentowym PRL nr 100430 wynika, ze duzy stosunek NH3:C02 (od 2,5:1 do 8:1) moze wplywac korzystnie na otrzymanie mocznika, ale mozna taki stosunek osiagnac tylko poprzez znaczne podwyzszenie cisnienia od 250. 10 kPa-600.102kRa, przy utrzymywaniu temperatury reakcji do 245°C. Zwiazane jest to z faktem jednokrotnego odpedzania. Konieczne jest przy tym zastosowanie skomplikowanego urzadzenia.Stosowanie znacznie podwyzszonego cisnienia oraz wysokiej temperatury jeatniekorzystne, malo ekonomiczne.Celem wynalazku jest opracowanie sposobu, który umozliwi wyeliminowanie powyzszych wad i pozwoli na zawracanie do obiegu wszystkich pozostalych zwiazków (karbaminian, weglany,2 120415 NH3) zawartych w strumieniu odplywajacym z reaktora, z otrzymaniem praktycznie czystego, wodnego roztworu mocznika.Ce! ten zostal zrealizowany przez sposób wytwarzania mocznika wedlug wynalazku.Wedlug wynalazku sposób wytwarzania mocznika przez reakcje amoniaku i dwutlenku wegla w zakresie temperatur od 180°C do 200°C i pod cisnieniem od 180.102kP& do 225.102kPa, przy stosunku molowym NH3: CO2 równym 2,5 lub wyzszym, gdzie poddaje sie wytworzony surowy produkt zawierajacy wode, amoniak, mocznik i karbaminian amonu procesowi odpedzania pro¬ wadzonym pod cisnieniem równym cisnieniu reakcji, który to proces odpedzania sklada sie z dwóch etapów rozkladu i oddzielania przy czym pierwszy etap odpedzania prowadzi sie ogrzewajac karbaminian amonowy, dzieki czemu karbaminian amonowy rozklada sie, po czym produktyjego rozkladu-amot^raJ^i dwutlenek wegla odprowadza sie razem z czescia nieprzereagowanego amo¬ niaku i zawraca sie do reakcji, natomiast w drugim etapie odpedza sie pozostala nieprzereagowana czesc amoniaku poprzez dalsze ogrzewanie jednoczesnie doprowadzajac gaz obojetny, charaktery¬ zuje sie tyni, zeprodukty rozkladu karbaminianu amonu NH 3 i CO2 wraz z czescia nieprzereagowa¬ nego NH3-otrzymane w pierwszym etapie odpedzania przez ogrzewanie karbaminianu amonu zawraca sie w stanie gazowym do strefy wytwarzania mocznika, a produkty gazowe otrzymane w drugim etapie odpedzania pozostalej nieprzereagowanej czesci amoniaku przez ogrzewanie i jednoczesne doprowadzanie CO2jako czynnika odpedzajacego poddaje sie skraplaniu i zawraca do reakcji w stanie cieklym po oddzielaniu od nieskroplonych gazów obojetnych.Do drugiego etapu odpedzania wprowadza sie C02 korzystnie w ilosci od 50 do 90% zapotrze¬ bowania syntezowego, zas pozostala czesc podaje sie bezposrednio do syntezy. Synteze mocznika przeprowadza sie w dwóch róznych, kolejnych i nastepujacych po sobie strefach, przy czym do pierwszej i wyzszej z nich, lezacej ponad druga wprowadza sie dwa izobaryczne strumienie, dzieki czemu dokonuje sie odwodnienia wiekszej czesci karbaminianu do mocznika, zas w drugiej, nizej polozonej strefie, w której stosunek molowy NH3 :C02 jest równy lub wyzszy niz w poprzedniej, zachodzi dokonczenie odwadniania. Stosunek molowy NH3: CO2 podczas syntezy wynosi od 2,5 do 10, korzystnie od 4 do 7.Korzystnie stosunek molowy NH3: CO2 w pierwszej wyzszej strefie wynosi od 4:1 do 7:1, zas w drugiej, nizszej strefie od 5: 1 do 8:1. Nadmierna ilosc amoniakujest odpedzana w fazie gazowej w pierwszym z dwóch etapów odpedzania, po czym jest odprowadzana do pierwszej wyzszej strefy syntezy, przy czym wartosc stosunku molowego NH3: CO2 pomiedzy 5: 1 a 8:1 otrzymanajest w drugiej nizszej strefie syntezy przez zasilanie strefy wyzszej tylko czescia tego strumienia amoniaku przy zasilaniu pozostala jego czescia strefy nizszej.Temperatura amoniaku wprowadzonego do drugiej nizszej strefy jest wyzsza od temperatury w pierwszej wyzszej strefie.Zaleta wynalazku jest pogodzenie dwóch, dotychczas przeciwstawnych wymogów: z jednej strony koniecznosc uzyskania roztworów praktycznie wolnych od resztek substratów a z drugiej strony potrzeba zachowania duzego stosunku molowego NHbrCCh w celu uzyskania wiekszej wydajnosci i mniejszego zuzycia ciepla. Zaleta wynalazku jest równiez niewielkie zuzycie pary wodnej w urzadzeniu.Sposób wedlug wynalazku zapewnia mniejsze zuzycie energii w porównaniu z wiekszoscia stosowanych obecnie technologii po prostu dzieki wiekszemu wspólczynnikowi konwersji dla reaktora (procent karbaminianu przeksztalconego w mocznik) oraz dzieki równoczesnemu i bardzo sprawnemu zawrotowi izobarycznemu do reaktora nieprzereagowanego amoniaku. Zuzy¬ cie pary wodnej w niniejszym procesie wynosi od 550 do 600 kG na tone mocznika, która to liczba jest znacznie nizsza od odpowiednich liczb w dotad stosowanych procesach, które w najlepszych wypadkach wynosza od 900 do 1000 kG/tone, stanowi to wiec udoskonalenie technologiczne, szczególnie istotne przy braku surowców energetycznych.Sposób wedlug wynalazku jest objasniony za pomoca rysunków na których fig. 1 przedstawia schemat urzadzen do przeprowadzania sposobu wedlug wynalazku a fig. 2-schemat urzadzenia z zaznaczeniem obszarów procesu.Zgodnie z fig. 1 mocznik jest syntetyzowany w pionowym, cylindrycznym reaktorze wyposa¬ zonym w sita talerzowe w celu utrzymania jednorodnego przeplywu osiowego, w ten sposób120415 3 zapobiegajac powrotnemu mieszaniu cieczy reakcyjnej. Posredni produkt reakcji w fazie cieklej przeplywa dzieki grawitacji przez przewód 4 do pionowej wiazki rurek wymiennika ciepla, z wlotem do dolu ogrzewane przez pare 10, gdzie pozostaly karbaminian jest prawie calkowicie rozkladany. Rozlozone gazy, czesc nadmianu NH 3 przeplywa z powrotem do reaktora przez rure 3.Roztwór 6 wyplywajacy ze zbiornika 17 rozdzielajacego gaz-ciecz, który jest podlaczony do wierzcholka wymiennika, przechodzi do drugiego wymiennika, kolumny odpedzajacej ze splywa¬ jaca warstwa odpedowa, podgrzewanej para 11, w tym drugim wymienniku 75% wymaganego CO2, podgrzanego usuwa prawie calkowicie pozostaly NH3. Roztwór wyplywajacy z dolu przecho¬ dzi przez rure 7 do dalej stosowanych stopni procesu.Pary 9 gazu opuszczajac wierzcholek drugiej kolumny odpedowej wplywaja do kondensatora razem z gazami 13 przechodzacymi z wierzcholka reaktora i z roztworem 8 przechodzacym z kolejnych stopni procesu; cieplo skraplania pozwala wytworzyc pare 12. Pozostale gazy sa usuwane z kondensatora przez rure 14, podczas gdy roztwór bedac powtórnie zawracany do reaktora opuszcza dzieki grawitacji kondensator przez rure 5. Podgrzany amoniak dostarczony jest do reaktora przez rure 1. Przez rure 15 odchodzaca od przewodu 16 pozostala czesc wymaganego CO2 w ilosci 25% bez podgrzewania jest bezposrednio doprowadzana do reaktora. Naturalnie pierwsza kolumna moze stanowic wymiennik ciepla cienkowarstwowy, to jest kolumne odpedowa ze splywajaca warstwa odpedowa.Podane ponizej przyklady przedstawiaja wynalazek.Przyklad I. Zgodnie z fig. 1 mocznik jest syntetyzowany przy cisnieniu 200 • 102 kP& i przy 190°C w pionowym, cylindrycznym reaktorze wyposazonym w talerzowe sita, dostosowane do utrzymania jednorodnego przeplywu osiowego, w ten sposób unikajac powrotnego mieszania cieczy reakcyjnej. Stosunek molowy NH3:CC2 w reaktorze wynosi 5, a stosunek molowy H2O: : CO2 wynosi 0,5. Calkowita wydajnosc zostala osiagnieta w 75%. Posredniprodukt reakcji w fazie cieklej przeplywa dzieki grawitacji przez przewód 4, do pionowego wymiennika ciepla w postaci wiazek rurek, z wlotem od dolu, ogrzewany przez pare 10 do temperatury 210°C, gdzie pozostaly karbaminian zostaje calkowicie rozlozony. Rozlozone gazy i czesci nadmiaru NH3Jest zawracana z powrotem do reaktora przez przewód 3. Roztwór 6 wyplywajacy ze zbiornika 17 rozdzielajacego gaz-ciecz, podlaczonego do wierzcholka, wymiennika, przechodzi do drugiego wymiennika, kolu¬ mny odpedowej, ogrzewany przez pare 11.W drugim wymienniku 75% wymaganego CO2, podgrzewano do temperatury 200QC, usuwa¬ jac prawie caly pozostaly NH3, a roztwór wyplywajacy z dolu przechodzi przez przewód 7 do dalszych i zwykle stosowanych etapów procesu. W drugiej kolumnie odpedowej temperatura przy wierzcholku wynosi okolo 210°C i cisnienie okolo 200 • 102 kPa. Pary 9 gazu opuszczajace wierz¬ cholek drugiej kolumny odpedowej przechodza do kondensatora razem z gazami 13 przechodza¬ cymi z wierzcholka reaktora i z roztworu 8 przechodzacego z kolejnych etapów procesu. Cieplo kondensacji pozwala wytworzyc pare 12. Pozostale gazy zawierajace substancje obojetne (na przyklad azot) sa usuwane z kondensatora przez przewód 14, podczas gdy roztwórjest zawracany do reaktora pozwalajac wskutek tego na obieg kondensatu przy 170°C przez przewód 5. Wprowa¬ dzony, podgrzany NH3 przekazuje sie przez przewód 1 do reaktora. Przez przewód 15 odgaleziony od zbiornikali pozostale 25% zadanego C02Jest bezposrednio dostarczane bez podgrzewania do reaktora. Reaktor jest zasilany w: — 7878 kg amoniaku podgrzanego do 140°C, wprowadzonego przez przewód 1, — 22093 kg roztworu karbaminianu przy 170°C wprowadzanego przez przewód 5, o nastepujacym skladzie: NH3 46,31 % wagowo C02 43,28 % wagowo H20 10,41 % wagowo — 11 607 kg pary przy 200°C, wprowadzanej przez przewód 3 majacej nastepujacy sklad: NH3 78,69 % wagowo C02 16,24 % wagowo H2O 4,64 % wagowo4 120415 gazów obojetne (np. azot) 0,43 wagowo —2570 kg C02 przy 100°C przez przewód 15.Natomiast przez przewód 4 opuszcza reaktor 43609 kg roztworu mocznika przy 190°C, o skladzie podanym ponizej: NH3 42,98 % wagowo C02 8,00 % wagowo H20 16,29 % wagowo mocznik 32,69 % wagowo gazów obojetnych (np. azot) 0,04 % wagowo Przez przewód 6 wyplywa z pierwszej kolumny odpedowej 32035 kg roztworu mocznika w 210°C, a skladzie podanym ponizej: NH3 30,00 % wagowo C02 5,00 % wagowo H20 20,50 % wagowo substancje obojetne 44,50% wagowo Obok roztworu mocznika 7 888 kg CO2 dostarczone jest druga kolumna odpedowa przez przewód 2, podczas gdy przez przewód 7, wyplynelo 23 042 kg roztworu mocznika w temp. 210°C o skladzie podanym ponizej: NH3 5,97 % wagowo CO2 4,97 % wagowo H2O 27,20 % wagowo mocznik 61,86% wagowo i jak równiez przez przewód 9, przeszlo 16879 kg par w 210°C o nastepujacym skladzie: NH3 48,78 % wagowo CO2 49,10% wagowo H2O 1,78 % wagowo gazów obojetnych 0,33% wagowo Doswiadczenie to powtarza sie, stosujac jako pierwsza kolumne odpedowa pionowa wiazke rurek wymiennika ze splywajaca warstwa odpedowa. Uzyskano wyniki analogiczne jak w przykladzie I.Przyklad II. Zgodnie z fig. 2, mocznik jest syntetyzowany przy 200-102 kPa i 190°C w pionowym, cylindrycznym reaktorze podzielonym na dwie lezace nad soba czesci spawane talerzo¬ wym sitem, który utrzymuje niezmiennie, jednorodny osiowy przeplyw, zapobiegajac powrotnemu mieszaniu cieczy reakcyjnej. Stosunek molowy NH3: CO2 w najwyzszej czesci reaktorajest okolo 5 podczas, gdy stosunek molowy H2O: CO2 jest w poblizu 0,5. Calkowita wydajnosc jest 78%.Posredni produkt reakcji w fazie cieklej wyplywa dzieki grawitacji w dolnej czesci reaktora przez przewód 18, z tej czesci przechodzi potem, przez przewód 4 do wymiennik ciepla przez wlot dolny, przy czym wymiennik ciepla jest ogrzewany przez pare 10 do temp. 210°C, przy pomocy której pozostaly karbaminian jest prawie calkowicie rozkladany.Rozdzielone pary i czesci nadmiaru NH3 przeplywaja z powrotem do reaktora przez przewód 3. Roztwór 6, który wyplywa z dolu separatora 17 (naplywa) do drugiej (wolnej warstwy) wymien¬ nika ciepla, ogrzewanego przez pare 11. W tym drugim wymienniku wymagane 80% CO2 podg¬ rzane do 200°C, usuwa prawie calkowicie pozostaly NH3, podczas gdy roztwór przeplywa z dolnego przeplywu przez przewód 7 w kierunku dalszych i zwykle stosowanych etapów procesu. W drugim wymienniku ciepla temperatura przy wierzcholku wynosi okolo 200°C a cisnienie okolo 200-102kRj.Pary gazów, które opuszczaja zbiornik drugiego wymiennika naplywaja do skraplacza z gazami 13 przychodzacymi z glowicy reaktora i z roztworem 8 naplywajacym z kolejnych etapów procesu. Cieplo skraplania pozwala wytworzyc pare 12. Podczas gdy usuwa sie pozostale gazy ze skraplacza przez przewód 14, roztwór zawracany do reaktora opuszcza skraplacz dzieki grawitacji przy 170°C przez przewód 5. Wymagany NH3 jest podgrzewany a nastepnie doprowadzany do120415 5 reaktora przez przewód 1 odprowadzony od zbiornika 20. Pozostale 20% wymaganego CO2jest bezposrednio dostarczane bez podgrzewania do reaktora przez przewód 15, który dochodzi od zbiornika 16. Reaktor jest zasilany w: zbiornika 16. Reaktor jest zasilany w: — 5670 kg podgrzanego amoniaku (140°C), przez przewód 1 — 15 330 kg roztworu karbaminianu przy 170°C, przez przewód 5, majacego nastepujacy sklad: NH3 44,1 % wagowo CO2 43,3 % wagowo H20 10,6 % wagowo — 7 110 kg pary w 200°C, przez przewód 3, o nastepujacym skladzie: NH3 80,5 % wagowo C02 13,3 % wagowo H2O 6,2 % wagowo — 1 500 kg C02, w 100°C, przez przewód 15 Z reaktora, przez przewód 4 wyplywa 29610 kg roztworu mocznika w 190°C, majacego nastepujacy sklad: NH3 42,4 % wagowo CO2 6,9 % wagowo H2O 17,1 % wagowo mocznik 33,8 % wagowo Z pierwszej kolumny odpedowej wyplywa w 210°C przez przewód 6, 22500 kg roztworu mocznika majacego nastepujacy sklad: NH3 30 % wagowo CO2 5 % wagowo H20 20,5 % wagowo mocznika 44,5 % wagowo Do drugiej kolumny odpedowej naplywa, oprócz roztworu mocznika, 5830 kg CO2 przez przewód 2, podczas gdy przez przewód 7 wyplywa 16 080 kg roztworu mocznika o 200°C, majacego nastepujacy sklad: NH3 6,0 % wagowo CO2 5,0 % wagowo H2O 26,8 % wagowo mocznik 62,2 % wagowo podczas gdy 12250 kg pary o 200°C, wyplywa przez przewód 9, majac nastepujacy sklad: NH3 47,2 % wagowo C02 50,1 % wagowo H2O 2,7 % wagowo Wymagane cieplo kolumn odpedowych zbiera sie przez posylanie 3 400 kg przez przewód 10 i 1900 kg przez przewód 11 pary nasyconej przy 20 • 102 kP& (bezwzglednym). W kondensatorze karbaminianu jest wyprodukowane 9000 kg pary przy 6 • 102kfó (bezwzglednym). Doswiadczenie to powtarza sie stosujac jako pierwsza kolumne odpedowa pionowa wiazke rurek wymiennika ze splywajaca warstwa odpedowa. Uzyskano wyniki analogiczne jak w przykladzie I.Przyklad III. Przyklad II powtórzono dostarczajac caly podgrzany NH3 (przy 170°C) do podloza dolnej czesci reaktora przez przewód 19 pochodzacy od zbiornika 20. W ten sposób byla mozliwosc uzyskania stosunku molowego NH3: CO2 we wspomnianej dolnej czesci 7:1, przy czym uzyskano 80% wydajnosci przemiany.Pr z y k la d IV. Przyklad II powtórzono stosujac jako pierwsza kolumne odpedowa pionowa wiazke rurek wymiennika ze splywajaca warstwa odpedowa, majaca dysze (dla wlotu wycieku6 120415 przychodzacego z reaktora) spasowana z glowica wymiennika ciepla i dysza dla wyplywu pro¬ duktu, polaczona z przewodem 6 w dolnej czesci wymiennika ciepla. Uzyskano wyniki analogiczne jak w przykladzie III.Przyklad V. Przyklad III powtórzono, przesylajac 45% podgrzanego, dostarczonego amo¬ niaku (przy 170°C) do podloza dolnej czesci reaktora, podczas gdy pozostala czesc byla przekazy¬ wana (przy 170°C) do podloza najwyzszej czesci. Uzyskane wyniki byly posrednie pomiedzy wynikami z przykladu III a wynikami z przykladu IV.Zastrzezenia patentowe 1. Sposób wytwarzania moczika przez reakcje amoniaku i dwutlenku wegla w zakresie temperatur od 180°C do 200°C i pod cisnieniem od 180-102 do 225-102 kPfc, przy stosunku molowym NH3:C02 równym 2,5 lub wyzszym, gdzie poddaje sie wytworzony surowy produkt zawierajacy wode, amoniak, mocznik i karbaminian amonowy procesowi odpedzania prowadzo¬ nym pod cisnieniem równym cisnieniu reakcji, który to proces odpedzania sklada sie z dwóch etapów rozkladu i oddzielania, przy czym pierwszy etap odpedzania prowadzi sie ogrzewajac karbaminian amonowy, dzieki czemu karbaminian amonowy rozklada sie, po czym produktyjego rozkladu-amoniak i dwutlenek wegla odprowadza sie razem z czescia nieprzereagowanego amo¬ niaku i zawraca sie do reakcji, natomiast w drugim etapie odpedza sie pozostala nieprzereagowana czesc amoniaku poprzez dalsze ogrzewanie jednoczesnie doprowadzajac gaz obojetny, znamienny tym, ze produkty rozkladu karbaminianu amonu w wiec NH3 i CO2 wraz z czescia nieprzereagowa¬ nego NH3 otrzymywane w pierwszym etapie odpedzania przez ogrzewanie karbaminianu amonu zawraca sie w stanie gazowym do strefy wytwarzania mocznika, a produkty gazowe otrzymane w drugim etapie odpedzania pozostalej nieprzereagowanej czesci amoniaku przez ogrzewanie i jednoczesnie doprowadzanie C02 jako czynnika odpedzajacego poddaje sie skraplaniu i zawraca do reakcji w stanie cieklym po oddzielaniu od nieskroplonych gazów obojetnych. 2. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze do drugiego etapu odpedzania wprowadza sie dwutlenek wegla w ilosc od 50 do 90% zapotrzebowania syntezowego, zas pozostala czesc podaje sie bezposrednio do syntezy. 3. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze synteze mocznika przeprowadza sie w dwóch róznych kolejnych i nastepujacych po sobie strefach, przy czym do pierwszej i wyzszej z nich, lezacej ponad druga, wprowadza sie dwa izobaryczne strumienie, dzieki czemu dokonuje sie odwadnianie wiekszej czesci karbaminianu do mocznika, zas w drugiej nizej polozonej strefie, w której stosunek NH3iCC2 jest równy lub wyzszy niz w poprzedniej, zachodzi dokonczenie odwadniania. 4. Sposób wedlug zastrz. 1, znamienny tym, ze stosunek molowy NH3: CO2 podczas syntezy wynosi od 2,5 do 10, korzystnie 4 do 7. 5. Sposób wedlug zastrz. 3, znamienny tym, ze stosunek molowy NH3:C02 w pierwszej, wyzszej strefie wynosi od 4:1 do 7:1, zas w drugiej nizszej strefie od 5::1 do8:1. 6. Sposób wedlug zastrz. 4, znamienny tym, ze nadmiar amoniaku odpedza sie w fazie gazowej w pierwszym z dwóch etapów odpedzania, po czym podaje sie do pierwszej, wyzszej strefy syntezy, przy czym wartosc stosunku molowego NH3: CO2 pomiedzy 5:1 a 8:1 otrzymana jest w drugiej, nizszej strefie syntezy przez zasilanie strefy wyzszej tylko czescia tego strumienia amoniaku przy zasilaniu pozostala jego czescia strefy nizszej. 7. Sposób wedlug zastrz. 4, znamienny tym, ze temperatura amoniaku zasilajacego druga, nizsza strefe jest wyzsza od temperatury panujacej w pierwszej, wyzszej strefie.120415 Fig.1 A" \ @-4J H ca & =7 h® «5Ta t i r Rg. t PLThe subject of the invention is a process for the production of urea by the synthesis of ammonia and carbon dioxide with indirect formation of ammonium carbamate according to the reaction 2NH3 + CO2-NH3COONH4-NH2CONH2 + H20. The conversion efficiency of carbamate in urea is not quantitative and the resulting carbamate is broken down into the initial compounds, i.e. NH3 and CO2, which are recycled for synthesis according to the methods that characterize this type of process. According to the Polish Patent Specification No. 81118, the method of urea production with the use of NH3 and CO2 as substrates in a molar ratio of 2.5: 1, is that in order to completely convert the reactants into the finished product flowing from the reactor, a section containing unreacted components such as carbamate, carbon dioxide, ammonia and water is introduced to the first decomposition stage, where the greater amount of carbamate contained in the effluent is decomposed and separated with or without the NH3 stream as a stripping agent, then the liquid effluent from the first decomposition stage is fed to the second decomposition stage, where the unreacted effluent is completely separated ingredients by means of an oboe gas stripper ethylene or a mixture of N2 and H2, coming from an ammonia synthesizer. The essence of this method is that both decomposition and separation steps are carried out at the same or substantially the same pressure as in the reactor, i.e. at a pressure of 5000-30000 kPa. The vapors from the first stripping stage are condensed and recirculated as a liquid to the reactor. The gases formed in the second stripping stage are removed after condensation with a huge loss of thermal energy, while the method described in PRL Patent No. 100430 shows that a high NH3: CO2 ratio (from 2.5: 1 to 8: 1) can have a positive effect on obtaining urea, but such a ratio can only be achieved by significantly increasing the pressure from 250.10 kPa-600.102kRa, while maintaining the reaction temperature to 245 ° C. This is due to the fact that one strips off once. It is necessary to use a complicated device. The use of significantly increased pressure and high temperature is unfavorable, not very economical. The aim of the invention is to develop a method that will allow for the elimination of the above drawbacks and allow the recycling of all remaining compounds (carbamate, carbonate, 2 120415 NH3) contained in in the effluent from the reactor, obtaining a practically pure, aqueous urea solution. Ce! This was achieved by the urea production method according to the invention. According to the invention, the urea production method by the reaction of ammonia and carbon dioxide in the temperature range from 180 ° C to 200 ° C and at a pressure of 180.102kP & up to 225.102kPa, with a NH3: CO2 molar ratio of 2 , 5 or higher, where the crude product containing water, ammonia, urea and ammonium carbamate is subjected to a stripping process carried out at a pressure equal to the reaction pressure, the stripping process consisting of two decomposition and separation stages, the first stripping stage being carried out by heating the ammonium carbamate, whereby the ammonium carbamate decomposes, after which its decomposition products - ammonium and carbon dioxide are discharged together with the part of unreacted ammonia and recycled to the reaction, while in the second stage the remaining unreacted part of ammonia is chased away by further heating while supplying inert gas, is characterized by that the products of decomposition of ammonium carbamate NH 3 and CO 2 together with a portion of unreacted NH 3 obtained in the first stripping stage by heating ammonium carbamate are returned in a gaseous state to the urea production zone, and the gaseous products obtained in the second stripping stage of the remaining unreacted ammonia by heating and the simultaneous supply of CO2 as a stripping agent is condensed and recycled to the liquid reaction after separation from non-condensable inert gases. The second stripping stage is preferably fed with 50 to 90% of the synthesis requirement, while the remainder is fed directly to the synthesis . The synthesis of urea is carried out in two different, consecutive and consecutive zones, with two isobaric streams introduced into the first and higher of them, above the second, thus dehydrating the greater part of the carbamate into urea, and in the second, lower in a zone where the NH3: CO2 molar ratio is equal to or greater than the former, drainage is complete. The molar ratio of NH3: CO2 during the synthesis is from 2.5 to 10, preferably from 4 to 7. Preferably the molar ratio of NH3: CO2 in the first higher zone is from 4: 1 to 7: 1, and in the second, lower zone from 5: 1 to 8: 1. Excess ammonia is stripped off in the gaseous phase in the first of the two stripping steps and then discharged to the first higher synthesis zone, the NH3: CO2 molar ratio between 5: 1 and 8: 1 being obtained in the second lower synthesis zone by feeding the upstream zone. only a part of this stream of ammonia in the feed remained in its part of the lower zone. The temperature of ammonia introduced into the second lower zone is higher than the temperature in the first higher zone. The advantage of the invention is the reconciliation of two, hitherto contradictory requirements: on the one hand, the need to obtain solutions practically free from residual substrate residues and on the other hand, the need to maintain a high mole ratio of NHbrCCh in order to obtain higher efficiency and lower heat consumption. Another advantage of the invention is the low consumption of steam in the device. The method according to the invention provides lower energy consumption compared to most of the technologies used today simply due to the higher conversion factor for the reactor (percentage of carbamate converted to urea) and the simultaneous and very efficient isobaric return to the reactor unreacted ammonia. The water vapor consumption in the present process ranges from 550 to 600 kg / ton of urea, which is much lower than the corresponding figures in the processes used so far, which are preferably between 900 and 1000 kg / tonne, thus representing a technological improvement. , especially important in the absence of energy raw materials. The method according to the invention is explained by means of the drawings in which Fig. 1 shows a diagram of the equipment for carrying out the method according to the invention, and Fig. 2 shows a diagram of the device with the marking of process areas. According to Fig. 1, urea is synthesized in a vertical, cylindrical reactor equipped with disk screens to maintain a uniform axial flow, thus preventing back-mixing of the reaction liquid. The liquid phase reaction intermediate product flows by gravity through conduit 4 into a vertical bundle of heat exchanger tubes, with the bottom inlet heated by a pair 10, where the remaining carbamate is almost completely decomposed. The decomposed gases, part of the excess NH 3 flows back to the reactor through the pipe 3. The solution 6 flowing from the gas-liquid separating tank 17, which is connected to the top of the exchanger, goes to the second exchanger, a drainage column with a flowing stripper, heated steam 11, in this second exchanger, 75% of the required CO2, when heated, removes almost all of the remaining NH3. The solution discharged from the bottom passes through the tubing 7 to the downstream stages of the process. The gas vapors 9 leaving the top of the second discharge column enter the condenser together with the gases 13 passing from the top of the reactor and the solution 8 passing from the successive stages of the process; the heat of condensation produces vapor 12. The remaining gases are removed from the condenser through pipe 14, while the solution, being recycled back to the reactor, leaves the condenser through pipe 5 by gravity. Heated ammonia is supplied to the reactor through pipe 1. Through pipe 15 leading from pipe 16 the remaining 25% of the required CO2 is fed directly to the reactor without preheating. Naturally, the first column may be a thin-film heat exchanger, i.e. a flowing stripper. The examples below illustrate the invention. Example I. According to Fig. 1, urea is synthesized at a pressure of 200 • 102 kP < 190 > C in a vertical cylindrical reactor equipped with disk screens, adapted to maintain a homogeneous axial flow, thus avoiding re-mixing of the reaction liquid. The molar ratio of NH3: CC2 in the reactor is 5 and the molar ratio of H2O: CO2 is 0.5. Overall efficiency achieved 75%. The liquid phase reaction intermediate flows by gravity through conduit 4 to a vertical tube bundle heat exchanger with an inlet from the bottom, heated by a couple of 10 to a temperature of 210 ° C, where the remaining carbamate is completely decomposed. The decomposed gases and excess NH3 parts are recycled back to the reactor via line 3. The solution 6 flowing from the gas-liquid separating tank 17 connected to the top of the exchanger passes to the second exchanger, the exhaust line, heated by steam 11. 75% of the required CO2, heated to 200 ° C, removes almost all of the remaining NH3, and the bottom flowing solution passes through line 7 to further and commonly used process steps. In the second stripper, the temperature at the top is approximately 210 ° C and the pressure approximately 200 · 102 kPa. The gas vapors 9 leaving the top of the second discharge column pass into the condenser together with the gases 13 passing from the top of the reactor and from the solution 8 passing from the successive stages of the process. The heat of condensation produces vapor 12. The remaining gases containing inert substances (for example nitrogen) are removed from the condenser via line 14, while the solution is returned to the reactor, thereby allowing the condensate to circulate at 170 ° C via line 5. Introduced, heated NH3 is transferred via line 1 to the reactor. The remaining 25% of the desired CO 2 is supplied directly to the reactor without heating via line 15 separated from the tanks. The reactor is fed with: - 7878 kg of ammonia heated to 140 ° C, introduced through line 1, - 22093 kg of carbamate solution at 170 ° C introduced through line 5, with the following composition: NH3 46.31% by weight CO2 43.28% by weight H20 10.41 wt.% - 11,607 kg of steam at 200 ° C, introduced through line 3 having the following composition: NH3 78.69 wt.% CO2 16.24 wt.% H2O 4.64 wt. %4 120 415 inert gases (e.g. nitrogen) 0.43 weight -2570 kg CO2 at 100 ° C through line 15, while through line 4 43,609 kg of urea solution at 190 ° C leaves the reactor, with the following composition: NH3 42.98% CO2 by weight 8.00% by weight H2O 16 , 29% by weight of urea 32.69% by weight of inert gases (e.g. nitrogen) 0.04% by weight Through line 6, 32,035 kg of urea solution at 210 ° C flows out of the first stripper, with the following composition: NH3 30.00% by weight CO2 5.00% by weight H20 20.50% by weight inert substances 44.50% by weight In addition to the urea solution 7,888 kg CO2, a second discharge column is provided From line 2, while through line 7, 23,042 kg of urea solution at 210 ° C was discharged, with the following composition: NH3 5.97% by weight CO2 4.97% by weight H2O 27.20% by weight urea 61.86% by weight and also through line 9, 16879 kg of vapors at 210 ° C passed through: NH3 48.78% by weight CO2 49.10% by weight H2O 1.78% by weight inert gases 0.33% by weight This experiment is repeated, using as the first column a vertical bundle of heat exchanger tubes with a flowing strip. The obtained results are analogous to those in example I. Example II. Referring to FIG. 2, urea is synthesized at 200-102 kPa and 190 ° C in a vertical cylindrical reactor divided into two overlapping parts welded by a plate sieve, which maintains an invariably uniform axial flow, preventing back mixing of the reaction liquid. The NH3: CO2 molar ratio in the uppermost part of the reactor is around 5 while the H2O: CO2 molar ratio is around 0.5. The total yield is 78%. The intermediate reaction product in the liquid phase flows by gravity in the lower part of the reactor through conduit 18, from this part it then passes via conduit 4 to the heat exchanger through the lower inlet, the heat exchanger being heated by a few 10 to temp. 210 ° C, whereby the remaining carbamate is almost completely decomposed. The separated vapors and excess NH3 flow back into the reactor through line 3. Solution 6 that flows from the bottom of separator 17 (flows) into the second (free layer) replaceable heat, heated by steam 11. In this second exchanger, the required 80% CO2 heated to 200.degree. C. removes almost completely the remaining NH3, while the solution flows from the bottom flow through conduit 7 towards downstream and commonly used process steps. In the second heat exchanger, the temperature at the top is about 200 ° C and the pressure is about 200-102kRj. Vapors of gases that leave the tank of the second exchanger flow into the condenser with gases 13 coming from the reactor head and with the solution 8 flowing from the subsequent stages of the process. The heat of condensation produces vapor 12. While the residual gases are removed from the condenser via conduit 14, the solution recycled to the reactor leaves the condenser by gravity at 170 ° C via conduit 5. The required NH3 is heated and then fed to 120,415 reactor via conduit 1 discharged from the conduit. tank 20. The remaining 20% of the required CO2 is supplied directly, without heating, to the reactor via line 15 which goes from tank 16. The reactor is supplied from: tank 16. The reactor is supplied with: - 5670 kg of heated ammonia (140 ° C), via the line 1 - 15 330 kg of carbamate solution at 170 ° C, through line 5, having the following composition: NH3 44.1% by weight CO2 43.3% by weight H20 10.6% by weight - 7 110 kg of steam at 200 ° C, through the line 3, with the following composition: NH3 80.5% by weight of CO2 13.3% by weight of H2O 6.2% by weight - 1,500 kg of CO2, at 100 ° C, through line 15 From the reactor, through line 4, 29610 kg of urea solution in 190 ° C, having the following composition: NH3 42 , 4% by weight CO2 6.9% by weight H2O 17.1% by weight urea 33.8% by weight The first stripper exits at 210 ° C through line 6, 22500 kg of urea solution having the following composition: NH3 30% by weight CO2 5% H20 by weight 20.5% by weight urea 44.5% by weight In addition to the urea solution, 5,830 kg of CO2 flows into the second stripper through line 2, while 16,080 kg of a urea solution at 200 ° C, having the following composition, flows through line 7: NH3 6.0% by weight CO2 5.0% by weight H2O 26.8% by weight urea 62.2% by weight while 12,250 kg of steam at 200 ° C, exits through conduit 9, having the following composition: NH3 47.2% by weight of CO2 50.1 wt.% H2O 2.7 wt.% The required heat of the strippers is collected by spraying 3,400 kg through conduit 10 and 1,900 kg via conduit 11 saturated steam at 20 • 102 kP & (absolute). The carbamate condenser produces 9000 kg of steam at 6 • 102kfó (absolute). This experience is repeated by using a vertical bundle of exchanger tubes with a flowing strip as the first stripper. The results were analogous to those in example I. Example III. Example II was repeated supplying all heated NH3 (at 170 ° C) to the substrate of the bottom of the reactor via line 19 from vessel 20. Thus, it was possible to obtain a NH3: CO2 molar ratio in said bottom of 7: 1, obtaining 80% transformation efficiency. Pr cycle d IV. Example 2 was repeated using as the first discharge column a vertical bundle of pipes of a flowing strip exchanger having nozzles (for leakage inlet 120415 coming from the reactor) fitted to the heat exchanger head and a product outlet nozzle connected to the pipe 6 at the bottom of the heat exchanger . The results were analogous to those of Example 3. Example 5. Example 3 was repeated sending 45% of the heated, supplied ammonia (at 170 ° C) to the base of the bottom of the reactor, while the remainder was transferred (at 170 ° C). to the ground of the highest part. The obtained results were intermediate between the results from example III and those from example IV. Patent claims 1. Method of urea production by the reaction of ammonia and carbon dioxide in the temperature range from 180 ° C to 200 ° C and under the pressure from 180-102 to 225-102 kPfc, with a molar ratio of NH 3: CO 2 equal to or greater than 2.5, where the resulting crude product, containing water, ammonia, urea and ammonium carbamate, is subjected to a stripping process carried out at a pressure equal to the reaction pressure, the stripping process consisting of two stages decomposition and separation, the first stripping step being carried out by heating the ammonium carbamate, whereby the ammonium carbamate decomposes, and its decomposition products, ammonia and carbon dioxide, are discharged together with a portion of the unreacted ammonia and recycled to the reaction, while in the second step the remaining unreacted ammonia is chased away by further heating while supplying an inert gas with us Ensures that the products of ammonium carbamate decomposition, i.e. NH3 and CO2, together with the unreacted part of NH3 obtained in the first stripping stage by heating ammonium carbamate, are returned in the gaseous state to the urea production zone, and the gaseous products obtained in the second stripping stage of the remaining unreacted part of ammonia by heating and simultaneously supplying CO2 as a stripping agent is condensed and recycled to the reaction in a liquid state after being separated from non-condensed inert gases. 2. The method according to claim The process of claim 1, characterized in that 50 to 90% of the synthesis requirement is introduced into the second stripping step, while the remainder is fed directly to the synthesis. 3. The method according to p. 2. The method of claim 1, characterized in that the urea synthesis is carried out in two different successive and consecutive zones, with two isobaric streams being introduced into the first and higher of them, lying above the second, thereby dewatering most of the carbamate to urea and in the second lower zone where the NH3iCC2 ratio is equal to or greater than the previous one, drainage is complete. 4. The method according to p. Process according to claim 1, characterized in that the molar ratio of NH3: CO2 during the synthesis is from 2.5 to 10, preferably 4 to 7. 4. The method according to claim 1, The process of claim 3, wherein the molar ratio of NH3: CO2 in the first higher zone is from 4: 1 to 7: 1 and in the second lower zone from 5: 1 to 8: 1. 6. The method according to p. 4. The process of claim 4, characterized in that the excess ammonia is stripped off in the gas phase in the first of the two stripping steps and then fed to the first, higher synthesis zone, the NH3: CO2 molar ratio between 5: 1 and 8: 1 being obtained in the second, lower synthesis zone by feeding the upstream zone only a part of this ammonia stream while feeding the remaining part thereof to the lower zone. 7. The method according to p. The method of claim 4, characterized in that the temperature of the ammonia feeding the second, lower zone is higher than the temperature of the first, higher zone. 120415 Fig. 1 A "\ @ -4JH ca & = 7 h®« 5Ta t i r Rg.