SU1253427A3 - Способ получени мочевины - Google Patents

Description

1

Изобретение относитс  к усовершенствованному способу получени  мочевины , которую используют в производстве .

Цель изобретени  - повышение выхода целевого продукта и уменьшение потерь rfapa высокого давлени .

На .фиг. 1 представлена схема предлагаемого способа; на фиг. 2 - то же, с изменением разделени  пространства дл  синтеза на две наложенные зоны синтеза; на фиг. 3 - добавление инжекции аммони  в первую стадию десорбирова1ш ; на фкг. 4 - то же, вариант выполнени .

Мочевину синтезируют в вертикальном Цилиндрическом реакторе, снабженном гфосеивак ц;1М1 -тарелками дл  того, чтобы поддерживать гомогенный осевой поток, избега  таким образом обратного смешивани  реак- щюнной жидкости.

Промежуточный жидкий продукт про- .текает под воздействием сгшы т жести  ерез трубопровод 1 в теплообменник, СОСТОЯ1ЦИЙ из вертикального пучка труб, с входным патрубком, расположенным в дннЕ(е теплообменника нагреваемого паром 2, где остаточный кар- бамат почти полностью разлагаетс ; дазы разложени  и часть избытка NH протекает обратно в реактор через трубопровод 3. Раствор 4 вытекает из газо-жвдкостной сепарашшлной емкости 5, соединенной с верхней часть теплообменника, проходит во второй теплообменник., десорбционпую секцию типа паданндо.го тонкого сло ,, нагреваемый паром 6, в .этом втором тепло обменнике 75% потребл емого С0„, предварительно нагретого, удал ет почти весь остаточный NH, .и раствор, вытекаю1ций из нижней част , проходит через трубопровод 7 дл  далышклп-1х стадий процесса.

Газообразн1)1Й поток. 8, покида  верхнюю часть второй десорбциопиой секции, протекает в конденсатор вместе с газами 9, идущими на верхней части реактора, и с раствором .10, идущим от последующих ступеней процесса , тепло, получаемое при конденсации , обеспечивает ПРО.ИЗВОДСТЕО пара 11.

Остаточные газы продувают из кон- . денсатора через трубоп1)ОБод 12, в то врем  как раствор, подл ежащий ре1р1ркул ции в реакторе, покидает

1253 i2731

конденсатор под воздействием силы т жести через трубопровод 13.

Идупу й на загрузку в реактор предварительно нагретый NH подают через трубопровод 14. Через трубопровод 15, отводимый от коллектора 16, оставшиес  25% потребл емого количества СО подаютс  непосредственно в реактор без предварительного на

греза.

Перва  десорбционна  секда  может быть другим вариантом секции, типа Г адаю1чего тонкого сло  (пленки) (фиг. 3 и 4).

Устройство, реализующее предлагаемы способ, включает гдилиндричес- кий вертикаль№1й реактор, снабженный ус1 ройствами дл  входа через трубопровод 14 подаваемого потока, другим необ зательным входным соплом , соединенным с трубопроводом 15 и расположенным в нижней части реактора , соплом жидкого продукта рециркул ции , соединенным с трубопроводом 13 в нижней части реактора, соплом газообразного продукта рециркул ции , установленным на реакторе и coeдинeнны:v с трубопроводом 3, продувочным соплом соединенным с трубопроводом 9 в верхней части реактора и сливкой трубой перетока, соедин ющей верхнюю часть реактора с десорбцион- ной секцией. Кроме того, устройство включает первую десорб дионную секцию , состо щую из Теплообменника с вертикальным пучком труб, имегощую входной патрубок в шшаей части и соединенную с се араююнной емкос- .тью 17, где происходит отделение газообразной фазы от жидкой, вторую десорбционную секцию, состо щую из второго теплообменника, снабженную соплом дл  вхо/да десорЗирующего агента , соединенным с трубопроводом 18 в пшсней части устройства, десорбци- онаа  секци  пре,дпочтите1Ы{ее  вл етс  теплообменником из пучка труб типа Ш1даюв его тонкого сло , и ковден- сатор дл  газов, от второй де- сорбционной секции.

Когда синтез проводитс  в двух различпьк зонах, реактор должен подраздел тьс  на две наложенные секции и снабжатьс  подход щим устройством дл  чередующегос  или одновременного входа в эти две секции через ТРУ бопроводы 14 и/или 19 подаваемого потока , идущего от коллектора 20, другим входным соплом, присоединенным к трубопроводу 15 на днище верхней секции , соплом жидкого продукта рециркул ции , соединенным с трубопроводом 13 на днище верхней секции, соплом газообразного продукта рециркул ции, соединенные с трубопроводом 3 на днище верхней секции, продувочным соплом , соединенные с трубопроводом 9 в верхней части верхней секции, выг ходным соплом дл  продукта, соединенным с трубопроводом 1 в верхней части нижней секции, и сливной трубой перетока 21, котора  непосредственно соедин ет верхнюю часть верхней сек- ции с нижней частью нижней секции.

В устройство могут вводитьс  некоторые изменени . Тонкослойные теплообменники примен ют kax в качестве конденсатора, так и в качестве первой десорбционной секции, а также его примен ют с вертикальным пучком труб (с входом в нижней части) в качестве второй десорбционной секции кроме того, две секгщи реактора сое- то т из двух отдельных реакторов при условии, что один наложен на другой. Применение реактора с двум  лежапщми одна на другой секци ми позвол ет избежать громоздких и т желых подпо- рок, необходимых дл  возвышени  реактора относительно последующего оборудовани  дл  обработки вытекающего из синтеза потока.

Если.предусматриваетс  инжекци  аммони  дл  первой десорбционной секции, эта секци  должна иметь дополнительное сопло (фиг, 3 и 4) в 1шжней части, соединенное с трубопроводом 22.

Пример 1. Последующие данные относ тс  к установке, имеющей выходную производительность, равную 350 т в день мочевины. Мочевина синтезируетс  при давлении 200 кг/ей и при 190 С в вертикальном цилиндрическом реакторе (фиг, I), оборудованном сливной трубой перетока, пригодной дл  того, чтобы поддерживать гомогенным осевой поток, таким обра- зом устран етс  обратное смешивание реак1Д онной жидкости, мол рное отношение NHjiCOj в реакторе равн етс  5 и мол рное отношение 0,3, Обща  производительность (полный вы- ход) составл ет 75%. Промежуточный жидкий продукт под действием силы . т жести вытекает через трубопровод 1

5 fO ts

20 25 зо

S

в теплообменник с вертикальным пучком труб, имеющий входной патрубок в нижней части и нагреваемьиЧ паром 2 до , где остаточный карбамат почти полностью разлагаетс . Газы разложени  и часть избытка NH возвращаютс  на повторный цикл в реактор по трубопроводу 3, Раствор 4, вытекающий из газо-жидкостной сепараторной емкости 5, соединенной с верхней частью теплообменника, проходит во второй теплообменник, де- сорбционную секцию падающего тонкого сло , нагреваемую паром 6, в этом втором теплообменнике 75% потребл емого количества СО,, нагретого предварительно 200, удал ют почти весь остаточньй NH.,, и раствор, вы- текак ций из нижней части, поступает по трубопроводу 7 дл  дальнейших стадий процесса. Во второй десорбционной секции температура в верхней части составл ет 210 С и давление около 200 кг/см. Газообразный поток 8, покидающий верхнюю часть второй десорбционной секции, поступает в конденсатор вместе с газами 9, идущими из верхней части реактора, и с раствором 10, идущим от после- ,дующих ступеней процесса, тепло, вьщел емое при конденсатщи, обеспечивает производство пара 11.

Остаточные газы, содержащие инертные вещества (например, азот), продуваютс  из конденсатора через трубопровод 12, а раствор, подлежащий повторному Щ1КЛУ в реакторе, под воздействием сил т жести покидает конденсатор при через трубопровод 13.

Предварительно нагретый загружаемый NHj подаетс  в реактор по трубопроводу 14. Через трубопровод 15, ответвленный от коллектора 16, оставшиес  25% потребл емого СО направл ютс  непосредственно в реактор без предварительного нагрева. В реактор загружают 7,878 кг аммони , нагретого предварительно до , через трубопровод 14, 22,093 кг раствора карбамата при 170 С через трубопро-, вод 5, имеющего следующим состав мае,%

46,31 43,28 10,41

11,607 кг пара при температуре 200 С через трубопровод 3, который имеет следующий состав, мас.%:

газь

78,69

16, Ik

4,64

0,43

2,570 кг COj, при 100°С через трубопровод 15. Раствор мочевины в количестве 43,609 кг при через трубопровод 4, выходит из реактора и имеет следующим состав, мас.%:

газы

42,98

8,00

16,29

32,69

0,04

Из первой десорбвдонной секирой вытекает через трубопровод б 32,035 кг ;раствора мочевины при 210°С, имен5- щего следующий состсШ, ,JC.%: .

ЗОДЮ

5,00

.20,50

44,50

Кроме раствора мочевины по вторую десорбциоьплук) секщио ггерез трубопровод 2 входит 7,888 кг СО., а через трубопрово/д 7 вытекаат 23,042 кг раствора мочевины при , имекице- го следующий состав, мас,%;

газы

48,79

49,10

1,78

0,33

Потребл еиое количество тепла подво- дитс  к десор.бционным секци м через трубопровод 10 5,700 кг и трубопровод 11 2,800 кг в виде насы шнного пара при ечбсолютном давлении .20 кг/см (11,800 кг пара при абсо- лютном лазгпепии 6 кг/сы генерируетс  в коиделсаторе карбама та) .

Расход кo fпoнeнтoз по примеру 1 приведем п табл. 1.

П. р и м е р 2. Повтор т пример 1., использу  в качестве первой десорбциопиой секции теплообменник типа падающей плеики с .вертикаль- «ым пучком труб. Получают.результаты аналогичные примеру 1.

Пример 3. Даниые а этом примере приведены дл  установки, имеющей производительность 240 т в день мочевины.

Мочевина синтезируетс  при давлении 200 кг/см и 13 вертикальном цилиндрическом реакторе (фиг,2),

1253427

разделенном на две наложенные секции , снабженные сливной трубой перетока , котора  поддерживает посто нно гомогенным осевом поток, не до- t пуска  обратного смешивани  реакционной жидкости. Мол рное отношение NHj:CO,j в верхней секции реактора составл ет 5, а мол рное соотношение HjO .CO Поддерживаетс  па уровне 0,5.

0 Полный выход равен 78%. Промежуточ- шлй лсидкий продукт под воздействием силы т жести поступает в нижнюю сек- цпю реактора по трубопроводу 21 и из этой секции он проходит затем по

5 трубопроводу 1 в теплообменник через его нижний входной патрубок, данный теплообменник нагреваетс  паром 2 до , при этом остаточный карбамат почти полностью разлагает0 с.ч, газы разложени  и часть избытка Nllj возвращаютс  в реактор через трубопровод 3. Раствор 4, который вы- те.кает из нижней части сепаратора 5, поступает во второй тонко-слойный

5 теплообменник, нагреваемый паром 6. В этом втором теплообменнике 80% потребл емого количества СО,, на- гретого предварительно до , удал ют почти весь остаточный КН., в

0 то врем  как раствор, вытекающий из и;1жней части, поступает через трубопровод 7 .гщ  дальнейших ступеней Шзоцесса. Максимальна  температура - во втором теплообменнике составл e i , а давление около 200 кг/см .

Газообразный поток, покидающий верхнюю часть второго теп.пообменни- ка, поступает в конденсатор вместе .с газами 9, идущими из верхней частк реактора, и с раствором 10, пос- тупа}|Ж(им от послед  ощнх стадий процесса , выдел емое фи конденсахцш TenJio производит пар 11. При продувке остаточные газы покидают кон5 денсатор через трубопровод 12. Раст- воп, подлежащий возврату на повтор- ньй из1кл в реактор, уходит из конден- сйтора под воздействием силы т жести через трубопровод 13 при 170 С.

Потребное количество Ш предварительно на1 реваетс  и затем подаетс  в реактор по трубопроводу 14, идущему от коллектора 14, оставшиес  20% требуемого СО, направл етс  пепосред5 ствепмо в реактор, без предварительного нагрева по трубопроводу 15, который отходит от коллектора 16.

В реактор загружают 5670 кг пред- ;Варительно нагретого аммони  при через трубопровод 1, 15330 кг раствора карбамата при через трубопровод 5 со следующим составом, мас.%:.

Ш, .44,1

СО,45,3

,6

7110 кг пара при 200 С через трубопровод 3, имеющего следующим состав, мае.%:

80,3

f3,3

6,2

Шз

ео,

Hj,0

1500 кг C0,j при через трубопровод 15.

Из реактора через трубопровод 4 выходит 29610 кг раствора мочевины при 190°С, имеющей следующий состав, мас.%:

42,4 6,9 17,f

Мочевина33,8

Из первой десорбционной секции вытекает при через трубопровод 6 22500 кг раствора мочевины, имеющего следующий состав, мас.%:

NH.30

5

20,5 .

Мочевина44,5

Во вторую десорбционную секцию, кроме раствора мочевины, поступает 5830 кг COj через трубопровод 2, а через трубопровод 7 выходит 16080 кг раствора мочевины при , имееде- го следующий состав, мас.%:

3 COi

Н,0

6,0

5,0

.26,8

62,2

в то врем  как 12,250 кг пара при вытекает tjepe3 трубопровод 9, имеющего следующий состав, мас.%:

47,2

50, t

2,7

Тепло, необходимое дл  десорбцион- ных секций, подводитс  через трубопровод 10 3400 кг и через трубопровод 11 1900 кг в виде насыщенного пара при давлении (абсолютном)- 20 кг/см.

В конденсаторе карбамата производитс  9000 кг пара при абсолютном давлении, равном 6 кг/см,

Количество NHj, проход щего че- рез трубопровод 19, составл ет О кг, это значит, что в самую нижиою часть реактора аммиак вообще не поступает . Пример приведен дл  того, чтобы показать, что вйход, получае- мый в отсутствии NH в шшней части реактора (78%),. не так велик, как в том случае, когда значительное количество NH,, ввод т в нижнюю .часть реактора (например, 80%-ный выход в примерах 5 и 6).

Расход компонентов по примеру 3 приведен в табл. 2.

Пример 4, Повторен пример 3, использу  в качестве первой десорб- 1Д1ОННОЙ секции тонкослойный теплообменник подобно тому, что приме1. л- с  дл  второй десорбирующей ступени. При этом получены те же результаты, что и в примере 3,

.

Пример 5. Повтор ют пример 3, подава  весь предварительно нагретый NH-J при ПО С к основанию нижней секции реактора через трубопровод 19, ИДУЩИЙ от KojmeKTopa 20, это дает возможность .получить мол рное отношение NHj:CO, в указанной нижней секции 7:1, получив при этом 80% производительности превращени .

Пример 6. Повтор ют при мер 5, использу  в качестве первой десорбционной секции теплообменник с вертикальным пучком труб типа падающего тонкого сло , имеющ11й сопло (дл  входа потока вытекающего из реактора), установленное в верхней части теплообменника, и сопло дл  выхода продукта, соединенное с трубопроводом 6 в нижней части теплообменника , при этом получены результаты , аналогичные примеру 5.

Пример 7. Повтор ют при мер 4, подава  45% предварительно нагретого аммони  при 170°С к основанию нижней части реак1щонной секции , а оставшуюс  часть направл ют при 140 С к основанию верхней секции . При этом получены результаты, ,которые  вл ютс  промежуточными между результатами примеров 4 и 6.

Пример 8. Последующие данные относ тс  к установке, имеющей выходную производительность 350 т в день мочевины. Мочевина синтезируетс  при давлении 200 кг/см и в вертикальном цилиндрическом реакторе (фиг, 3), снабженном сливной трубой перетока, котора  поддерживает гомогенный осевой поток, не допуска  таким образом обратного смешивани  реакционной жадности, мол рное отношение NHjiCO в реакторе равно примерно 5 и мол рное отношение HjO:CO,j примерно 0,5. Промежуточный жидкий продукт согласно воздейст- ВИЮ силы т жести проходит через трубопровод 1 в теплообменник с вертикальным пучком труб, нагреваемьй с помощью пара 2 до 210°С, при этом остаточный карбамат почти полностью разлагаетс  с помощью потока аммони  22, предварительно нагретого до 200°С равного 50% стехиометрической потребности . Газы разложени  и часть избытка МН возвращаютс  на повторный 25 цикл в реактор по трубопроводу 3. Раствор 4, вытекающий из теплообменника , проходит во второй теплообменник типа десорбционной секции падающего тонкого сло , который нагрева- зо етс  с помощью пара 6 в этом втором теплообменнике 75% требуемого CQj, предварительно нагретого до 200°С, удал ют почти весь остаточный NH, и раствор, вытекающий из нижней части ., проходит через трубопровод 7 дл  дальнейших стадий процесса. Максимальна  температура во второй десорб- и юнной секции составл ет около 210 С и давление около 200 кг/см.

45

50

35

40

Газообразный поток 8, выход щий из верхней части второй десорбцион- ной секции, поступает в конденсатор вместе с газами 9, вытекакш ими из верхней части реактора, и с раствором 1.0, поступающим от последующих стадий процесса, тепло конденсации обеспечивает производство пара 11. Остаточные газы продуваютс  из конденсатора чере з трубопровод 12, а раствор, подлежащий повторному циклу , в реакторе покидает под воздействием силы т жести конденсатор через трубопровод 13 при температуре, равной . Оставша с  50%-на  часть . 5 подаваемого NH, предварительно нагретого при 140 е, направл етс  в реактор по трубопроводу 14, оставщиес  25% требуемого СО подаютс 

посредственно в реактор без рительного нагрева.

не- предваВ реактор загружают 3,939 кг аммни , предварительно нагретого при , через трубопровод 14, 24,778 кг раствора карбамата при 170 С через трубопровод 13, имеющего следуюпрй состав, мас.%:

NH,

51,7 39,0 9,3

13,008 кг пара при 210 С через трубопровод 3, имеющего следукидий состав , мас,%:

3

СО,

н,о

81,3

14,5

4,2

2,537 кг при 100°С через трубопровод 15.

Из реактора через трубопровод 4 выходит 43,593 кг раствора мочевины при 190 С, имеющего следунидай состав , мас.%:

43,0

8,0

16,3

32,7

Через трубопровод 22 в первую десорбционную секцию поступает по- ток из 3,939 кг аммони , предварительно нагретого при 200 С, из которого через трубопровод 4 вытекает 34,523 кг раствора мочевины, имеющего следующий состав, мае,%:

35,0

4,6

19,0

41,4

Кроме раствора мочевины во вторую десорбционную секцию через трубопровод 18 поступает 7,847 кг COj, в то врем  как через трубопровод 7 при 210°С вытекает 23,043 кг раствора мочевины, имеющего следующий состав, мае,%:

NH, .

СО,

н,о

Мочевина

6,0 5,0 27,1 61,9

а также через трубопровод 9 19,328 кг пара при , имеющего следующий состав, мас,%:

55,7

42,7

1,6

Потребность тепла дл  десорбцйонных секций удовлетвор етс  за счет подачи через трубопровод 10 6,300 кг и через трубопровод И 2,600 кг насыщенного пара при абсолютном давлении 20 кг/см. В конденсаторе карба- мата генерируетс  12,000 кг пара при абсолютном давлении 6 кг/см.

Псшна  производительность выхода сравнима с производительностью примера Т.

Расход компонентов по примеру 8 приведен в табл. 3.

Пример 9. Повтор ют пример 8, подава  100% требуемого СО к второй десорбционной секции. Получены результаты, аналогичные примеру 8.

Пример 10. Следугацще данные относ тс  к установке, имеющей выход мочевины, равный 240 т в день. Мочевина синтезируетс  при давлении 200 кг/см и в вертикальном цилиндрическом реакторе (фиг. 4), разделенном на две наложенные секции , снабженные сливной трубой перетока , котора  поддерживает гомогенным осевой поток, не допуска  обратного смешени  реакционной жидкости. Мол рное отношение в верхней секции реактора равно 5, а мол рное отношение Н 0;СО равно 0,5.

Промежуточньй жидкий продукт под воздействием силы т жести поступает в нижнюю секцию через трубопровод 21 и оттуда через трубопровод 1 после пребывани  в течение 6 MiiH проходит в вертикальный, тонкослойный, трубчатый теплообменник типа падающего тонкого сло  (пленки), нагреваемый паром до 210°С, в котором остаточный карбамат почти полностью разлагаетс  с помощью потока аммони  22, предварительно нагретого при , равного примерно 50%-нам стехиометричес- кого.требовани . Газы разложени  и часть избытка Ш поступают обратно в реактор через трубопровод 3. Раствор 4, вытекающи из нижней части теплообменника, проходит во второй теплообменник тоже тонкослойного типа , который нагреваетс  паром 6, во втором теплообменнике около 80% требуемого количества С02., предварительно нагретого при 200°С, удал ет поч0

5

0

5

0

ти весь остаточный NH,, и раствор,- вытекающий из нижней части, проходит через трубопровод 7 дл  дальнейших стадий процесса. Максимальна  температура во втором теплообменнике составл ет 210°С, а давление около 200 кг/см . Гг1чообразный поток 8, пок1адающий верхнюю часть второго теплообменника , проходит к конденсатору вместе с газами продувки 9, идущими из верхней части реактора, и раствором 10, идущим от дальнейших стадий процесса. Остаточные газы продуваютс  через трубопровод 12, в то врем  как раствор, подлежащий возвращению на повторный цикл в реактор, под воздействием силы т жести покидает /конденсатор при 170°С через трубопровод 13. Бе  оставша с  часть подаваемого NHj, предварительно нагретого при 140°С направл етс  в реактор через трубопровод 14, оставшиес  20% требуемого количества СО, с помощью трубопровода 15, которьш отходит от коллектора 16, направл ютс  пр мо в реактор без предварительного нагрева .

Б реактор загружают 3,000 кг предварительно нагретого аммони  при через трубопровод 1, 16,210 кг раствора карбамата при через трубопровод 5, имеющего следующий состав, мас.%:

N11,

3 COj

н,о

47,8 42,1 10,1

8,900 кг пара при через трубопровод 3, имеющего следующий состав, мас,%:

NH,83,2

11,9 4,9

э СО

н,о

1,500 кг СО , при 100°С через трубопровод 15.

Из реактора через трубопровод 4 вытекает 29,610 кг раствора мочевины при 190°С, имеющего следующий состав, мас.%:

42,2 6,9 17,1

NK COj

н,о Мочевина

33,8

Поток из 2,670 кг аммони , предварительно нагретого при 180°С, поступает через трубопровод 22 в первую десорбционную секцию, из которой вытекает через трубопровод 6

13

23,380 кг раствора мочевины, имеющего следующий состав, мас.%:

32,1

4,3 20,8 42,8

Кроме раствора мочевины во вторую десорбционную секцию поступает через трубопровод 18 5,830 кг СО , из нее через трубопровод 7 вытекае при 16,080 кг раствора моче- вийы, покаэьгаающего следующий состав , мас.%:

NH,

6,0 5,0 26,8 62,2

и через трубопровод 8 вытекает 13,130 кг пара при 200°С, имеюп1его следуюп(ий состав, мас.%:

СО,

Мочевина

51,7

45,6

2,3

Теплова  потребность дл  десорб- ционйых секций обеспечиваетс  за Jсчет подачи 3,600 кг через трубопровод 2 и 2,000 кг через трубопровод 6 насьаденного пара при абсолютном давлении 20 кг/см, в конденсаторе кар- бамата производитс  92,000 кг пара при абсолютном давлении 6 кг/см. Полна  йроизвоДительность превращени  в реакторе составл ет около 78%. Количество NH.J, проход щее через трубопровод 19, составл ет О кг. Выход составл ет 78%. Расход вещества по примеру 10 представлен в табл. 4. Пример 11. Повтор ют пример ТС, подава  100% СО во вторую десорбционрую секцию. Получены почти те же результаты, что и в примере 10

П р и мер 12. Повтор ют прИ мер 10, подава  50% NHg, предварительно нагретого при , к оснований нижней секции реактора по трубопроводу 19, при этом возможно получить мол рное отношение в данной нижней секции, равное 7:1, получив таким образом выход около

Пример 13. Повтор ют пример 10, направл   25% подачи аммони , нагретого предварительно при , к основанию нижней секции реактора и тдкое же количество аммони , предварительно нагретого при 140 С к ос ,

534271

нованию верхней секции. Таким обра- . зом получены промежуточные результаты между результатами примера 10 и результатами примера 12.

5 П р и м е р 14. Дример провод т аналогично примеру 1.

Синтез мочевины осуществл етс  в вертикальном цилиндрическом реакторе, разделенном на верхнюю и нижнюю часть 10 и снабженном перфорированными тарелками .

Жидкий продукт 21 стекает под действием силы т жести в нижнюю часть реактора, а оттуда поступает в верти15 капьный пленочио-трубчатый теплообменник , где остаточный карбамат почти полностью разлагаетс  в потоке NH. Газы разложени  () и часть избыточного NHj возвращаютс  в реак20 тор через трубопровод 3.

Раствор 4, вытекающий из днища реактора и содержащий 22 мас.% СО, (как карбаьит) относительно мочеви- 25 ны, поступает во второй теплообменник , конструктивно подобный первому, но отличающийс  большим числом труб. Во втором теплообменнике весь подавае

мый СО,., инжектируетс  на дно аппарата и уносит весь остаточный . Раствор 7, вытекающий из днища аппарата , подаетс  на последук цие стадии процесса.. Поток 8 поступает из . головной части второго теплообменника в конденсатор вместе с газами 9, поступающими из головы реактора, и вместе с водным раствором 10, поступающим из последовательных стадий; процесса. Остаточные газы 12 выбра- сываютс  из конденсатора, а раствор рециркулируетс  в реактор под действием С1 ты т жести. Требуема  порда  NH предварительно подогреваетс  и подаетс  в реактор по трубопроводу 14. Получают окончательный раствор 7, обогащенный мочевиной и с достаточно низким процентным содержанием биурета. Из первого теплообменника, обогреваемого насыщенным паром 2 при абсолютном давлении 25 кг/см, выходит 34513 кг/ч водного раствора 4 при 205°С и абсолютном давлении 200 кг/см (состав раствора приведен в табл. 1). Во второй теплообменник , также обогреваемый паром При давлении 25 кг/см, подают 9694 кг/час СО по трубопроводу 18 при 130°С и абсолютном давлении 200 кг/см. Из второго теплообменни

ка вы од т при абсолютном давлении 200 кг/см ,25580 кг/ч водного раствора 7 при 1 72°С (состав раствора приведен в табл. t).

Кроме того, из головы этого теплообменника вывод т 18627 кг/час жидкости 8 при 200°С (состав жидкости приведен в табл. 1). В случае второго теплообменника соотношение между количеством выход щего карба- мата (СВКИ) и количеством поступающего карбамата (CBRE) равно CBRH: .CBREx100 108,6%.

Количество пара 11, подаваемого во второй тештообменник, довольно незначительно, однако достаточно дл  поддеЬжани  теплового баланса. Пар 11, получаемый в конденсаторе, находитс  под абсолютным давлением около 6 кг/см и производитс  в количестве , достаточном дЛ  удовлетворени  почт  всех потребностей ус- тановки по производству мочевины по циклу IDR.

Данные и результаты схематически представлены в табл. 5.

Пример 15. Пример провод т аналогично примеру 1. В аппарат подают водный раствор 1 мочевины, имеющий, следующий состав, мас.%:

35,80 10,84 18,77. 34,50

253427 .

, Р (абсолютное) 195 Водный раствор падает в В1оде потока через распределитель-разбрызгиватель на верхннно трубчатую плиту. 5 пленочного теплообменника, обогреваемого насыщенньм паром при абсолютном давлении 25 по трубопроводу 4. Пар отводитс  в форме конденсата по линии трубопроводу 5. 10 Жидкость накапливаетс  и проходит через тангенциальньш распределительные отверсти , проделанные в баковых стенках трубок, выступающих из гашты. С верхнего конца трубки имеют глухую 15 стенку. Таким образом, на внутренних стенках труб образуетс  гшенка жидкости , стекающа  вниз в равном пото

ке с газами (в основном NH,, СО , Н.Э), освобозвдающимис  при падении. У нижнего выхода из труб происходит четкое разделение на фазы, а именно ловдкость скапливаетс  на днище отго- ночной колонны, имеющей суживающуюс  кверху форму, и вытекает через отверстие при , тогда как пары направл ют в центральный коллектор с колпаком или зонтом, после чего пары окончательно вывод тс  из отго- ночной колонны через отверстие.

Таким образом, способ позвол ет достичь выход 75-80% по срав нению с 45-50% по известному способу .

Таблица 1

38

8078 7922 11305 43340 21184 32035 23042 4629

6750 965

1005 5785

1125 804

829 6154

4612 4309

1309 303

70 40

О K7Q

30

25

1500 7333

Таблица2;

3400 1900

9000

22487 16078

3143 12242

3400 1900

9000 100

65 1500 7333 - О 5670

2

Т., с130

Р, кг/см 200

з СО.

9696

100

1253427

22 Продолжение табл. 4

Таблица 5

Мочевина

Итого 9694 100

12500 36,2

34513 100

Пр и ме ч ан и е. Баланс приблизителен ввиду исключени  инертных

компонентов и биурета.

12500 48,8 25580 100

18627100

JS л

-fl

ff

Й

Claims (1)

1. СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ МОЧЕВИНЫ путем взаимодействия аммиака и диоксида углерода при молярном соотношении (5-7):1 при 190-194°С и давлении 195-200 ат с получением плава синтеза, который направляют на первую ступень дистилляции при давлении синтеза для отгонки аммиака, направляемого в зону синтеза, полученный раствор направляют на вторую ступень дистилляции, которую осуществляют в токе вводимого в процесс диоксида углерода с получением газовой фазы, направляемой в зону синтеза и жидкой фазы, содержащей мочевину, отличающийся тем, что, с целью повышения выхода целевого продукта, плав синтеза перед первой ступенью дистилляции нагревают до температуры на 10-20°С выше температуры синтеза, а раствор, направляемый на вторую.ступень дистилляции, нагревают до температуры на 10-20°С вьнпе температуры первой зоны дистилляции при использовании на этой ступени 50-902 количества диоксида от необходимого для синтеза при температуре на 1О-75°С ниже температуры раствора, подаваемого на вторую ступень дистилляции, а газовую фазу с второй ступени дистилляции предварительно конденсир уют.

   _MSU ,„,1253427 А 5