WO2014027929A1 - Способ и установка для получения карбамида и способ модернизации установки для получения карбамида - Google Patents

Способ и установка для получения карбамида и способ модернизации установки для получения карбамида Download PDF

Info

Publication number
WO2014027929A1
WO2014027929A1 PCT/RU2013/000671 RU2013000671W WO2014027929A1 WO 2014027929 A1 WO2014027929 A1 WO 2014027929A1 RU 2013000671 W RU2013000671 W RU 2013000671W WO 2014027929 A1 WO2014027929 A1 WO 2014027929A1
Authority
WO
WIPO (PCT)
Prior art keywords
distillation
solution
pressure
stage
mpa
Prior art date
Application number
PCT/RU2013/000671
Other languages
English (en)
French (fr)
Inventor
Юрий Андреевич СЕРГЕЕВ
Ринат Венерович АНДРЕЖАНОВ
Александр Андреевич ВОРОБЬЕВ
Алексей Владимирович СОЛДАТОВ
Николай Валерьевич ЛОБАНОВ
Александр Алексеевич ПРОКОПЬЕВ
Николай Михайлович КУЗНЕЦОВ
Олег Николаевич КОСТИН
Игорь Вениаминович ЕСИН
Original Assignee
Открытое Акционерное Общество "Научно-Исследовательский И Проектный Институт Карбамида И Продуктов Органического Синтеза" (Оао Ниик)
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Priority to UAA201500964A priority Critical patent/UA112806C2/uk
Application filed by Открытое Акционерное Общество "Научно-Исследовательский И Проектный Институт Карбамида И Продуктов Органического Синтеза" (Оао Ниик) filed Critical Открытое Акционерное Общество "Научно-Исследовательский И Проектный Институт Карбамида И Продуктов Органического Синтеза" (Оао Ниик)
Priority to IN1008DEN2015 priority patent/IN2015DN01008A/en
Priority to TR2015/01111T priority patent/TR201501111T1/tr
Publication of WO2014027929A1 publication Critical patent/WO2014027929A1/ru

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C273/00—Preparation of urea or its derivatives, i.e. compounds containing any of the groups, the nitrogen atoms not being part of nitro or nitroso groups
    • C07C273/02—Preparation of urea or its derivatives, i.e. compounds containing any of the groups, the nitrogen atoms not being part of nitro or nitroso groups of urea, its salts, complexes or addition compounds
    • C07C273/04—Preparation of urea or its derivatives, i.e. compounds containing any of the groups, the nitrogen atoms not being part of nitro or nitroso groups of urea, its salts, complexes or addition compounds from carbon dioxide and ammonia
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/582—Recycling of unreacted starting or intermediate materials

Definitions

  • the invention relates to methods and plants for producing urea from ammonia and carbon dioxide.
  • urea by reacting excess carbon dioxide and ammonia at elevated temperatures and pressures to form a urea synthesis solution containing urea, water, ammonium carbamate, ammonia and carbon dioxide, by decomposing ammonium carbamate in a urea synthesis solution by applying heat at several pressure levels with the formation of an aqueous solution of urea and gas flows, condensation-absorption of gas flows using aqueous absorbents and the formation of an aqueous solution carbon ammonium salts (UAS), recycled to the stage of formation of a urea synthesis solution, by evaporation of an aqueous urea solution and obtaining solid urea (V.I. Kucheryavy, V.V. Lebedev.
  • the amount of ammonia and carbon dioxide that must be emitted at low pressure is very significant.
  • the solution before feeding to the stage of distillation at a pressure of 0.25 MPa contains another 7% NH 3 and 9% C0 2 .
  • Condensation-absorption of the released gases at this pressure is possible only with the use of significant quantities of water, which ultimately enters the synthesis zone with a solution of UAS transferred to the stage of condensation-absorption of distillation gases at a pressure of 6-12 MPa.
  • the amount of NH 3 and CO 2 that must be emitted at low pressure is also very much. Therefore, the amount of water that enters the synthesis zone with the UAS solution, transferred to the condensation-absorption stage of the first stage distillation gases, is also significant, reducing the degree of conversion of the starting reagents to urea.
  • urea synthesis reactor devices for distilling a urea synthesis solution obtained in a synthesis reactor at several pressure stages, apparatus for evaporating an aqueous urea solution obtained in the last distillation step, and separating solid urea from a solution, devices for condensation-absorption during cooling of distillation gases of all stages, means for feeding ammonia and carbon dioxide to the urea synthesis reactor, urea synthesis solution in a distillation device for the distillation of the first stage and further to devices for distillation of the subsequent stages, an aqueous urea solution from the distillation device of the last stage to the evaporation apparatus, distillation gases from the distillation device of each stage to the corresponding device for condensation-absorption of distillation gases of this stage, UAS solution from a device for condensation-absorption of distillation gases of each stage to a device for condensation-absorption of distillation gases of the previous stage and further to the reactor synthesis (W. I. Kucheryavy
  • a known installation for producing urea including a urea synthesis reactor, a device for distilling a solution of urea synthesis, obtained in a synthesis reactor, in the first stage at a pressure of 1.5-2.5 MPa, a device for distilling a solution the synthesis of urea in the second stage at a pressure of 0.2-0.5 MPa, apparatus for evaporating an aqueous solution of urea obtained in the second stage of distillation, and the allocation of solid urea from the solution, a device for of absorption-absorption during cooling of the distillation gases of both stages, means for feeding ammonia and carbon dioxide to the urea synthesis reactor, a urea synthesis solution from the synthesis reactor to the first stage distillation device and from the first stage distillation device to the second stage distillation device, aqueous solution urea from a second stage distillation device to apparatus for evaporation of distillation gases from the first stage distillation device to the device for conden
  • the known method and installation for its implementation are characterized by the fact that the amount of water that enters the synthesis zone with a solution of UAS transferred to the condensation-absorption stage of the distillation gases of the first stage is very significant, reducing the degree of conversion of the starting reagents to urea. To reduce the negative effects of water in the known method used a large excess of ammonia. Ultimately, any increase in the scale of reagent recycling leads to increased energy costs.
  • the objective of the invention is to reduce the scale of recycling of reagents.
  • a plant for producing urea including a urea synthesis reactor, a device for distilling a urea synthesis solution obtained in a synthesis reactor, at a first stage at a pressure of 1.5-2.5 MPa, a device for distilling a urea synthesis solution to a second stages at a pressure of 0.2-0.5 MPa, apparatus for evaporating an aqueous urea solution obtained in the second distillation stage, condensation-absorption devices for cooling distillation gases of both stages, means for I supply ammonia and carbon dioxide to the urea synthesis reactor, the urea synthesis solution to the first stage distillation device and from the first stage distillation device to the second stage distillation device, the urea aqueous solution from the second stage distillation device to the evaporators, distillation gases from a device for distillation of a first stage to a device for condensation-absorption of distillation gases of a first stage, distillation gases from a device for distillation of a second stage into
  • a method for upgrading a urea synthesis plant including a urea synthesis reactor, a device for distilling a urea synthesis solution obtained in a synthesis reactor in a first stage at a pressure of 1.5-2.5 MPa, a device for distilling a urea synthesis solution is proposed in the second stage at a pressure of 0.2-0.5 MPa, apparatus for evaporating an aqueous solution of urea obtained in the second stage of distillation, and the allocation of solid urea from the solution, a device for condensation-absorption and cooling gases both distillation stages, means for feeding ammonia and carbon dioxide in the urea synthesis reactor, the urea synthesis solution from the synthesis reactor to a distillation apparatus for the first stage and of the device for the distillation in the first stage a device for distillation of a second stage, an aqueous urea solution from a device for distillation of a second stage into an apparatus for evaporation, distillation gases from a device for distillation
  • the technical result achieved by using the proposed method and installation is to increase the degree of conversion of the starting reagents in the synthesis zone.
  • FIG. 1 shows a flow chart of the proposed installation
  • FIG. 2 and 3 for comparison, the flow diagrams of known installations according to US 3366682 and SU 839225, respectively.
  • installation includes synthesis column 1, pipelines for supplying liquid ammonia 2 and 3, pipelines for supplying carbon dioxide 4 and 5, pipe 6 for supplying the AC solution to synthesis column 1, pipeline 7 for withdrawing the urea synthesis solution from synthesis column 1, separator 8, pipe 9 for discharging gas from separator 8, carbamate condenser 10, pipe 1 1 for discharging a urea synthesis solution from separator 8, stripper 12, pipe 13 for supplying carbon dioxide to stripper 12, pipe 14 for discharging gases from stripper 12 to carbamatea condenser 10, a pipe 15 for supplying a solution of UAS to a carbamate condenser 10, a washing column 16, a pipe 17 for removing non-condensed gases from a carbamate condenser 10, a medium pressure condenser 18, a pipe 19 for outputting a urea synthesis solution from a stripper 12, a medium pressure distillation unit 20 , a pipe 21 for outputting distillation gases from the assembly 20 to the condenser 18,
  • Examples 1-3 describe the implementation of the proposed method on the proposed installation.
  • Examples 4 and 5 are comparative and illustrate the implementation of known methods in known installations.
  • the pressure values in all examples, except where otherwise indicated, are overpressure values.
  • synthesis column 1 which operates under a pressure of 20 MPa and at a temperature of 195 ° C, flows of ammonia 2 in the amount of 51997 kg / h (including fresh ammonia 35438 kg / h flow 3), carbon dioxide 4 in the amount of 22917 kg / h (in total 45833 kg / h of carbon dioxide is supplied to the unit - stream 5) and a solution of UAS 6 (96 926 kg / h - 42.2% NH 3 , 44.7% ⁇ 0 2 , 13.1% ⁇ 2 0).
  • urea is formed from the reactants supplied.
  • the liquid phase 1 1 (149730 kg / h - 26.3% NH 3 , 11, 4% ⁇ 0 2 , 20.5% ⁇ 2 0, 41, 7% urea) is sent to stripper 12.
  • the solution is distilled in a stream of supplied carbon dioxide (stream 13, 22917 kg / h, 50% of the total amount introduced into the process).
  • the temperature in the lower part of the stripper is maintained at a level of 170-180 ° C.
  • the distillation gases 14 distilled in the stripper (65,000 kg / h - 42.4% NH 3 , 52.4% C0 2 , 5.2% H 2 0) are sent to the carbamate condenser 10.
  • Solution 19 (107646 kg / h - 1 1.0% NH 3 , 5.6% ⁇ 0 2 , 25.4% ⁇ 2 0, 58.1% urea) from stripper 12 is throttled to pressure 1.8 MPa and enters the medium pressure distillation unit 20, where distillation is carried out from a solution of ammonia, carbon dioxide and water.
  • Distillation gases 21 (20608 kg / h - 45,2% NH 3, 25.5% C0 2, 29.3% H 2 0) from node 20 directed to condenser 18 where condensation takes place at a pressure of 1.8 MPa co with a gas phase from a carbamate condenser 10.
  • the resulting gas-liquid stream 22 (44518 kg / h - 63.7% NH 3 , 21.5% ⁇ 0 2 , 15.2% ⁇ 2 0) fed to the wash column 16 for phase separation and washing the gas phase from carbon dioxide.
  • Liquid ammonia 23 from condenser 24 and UAC 25 solution (5767 kg / h - 43.2% NH 3 , 12.7% ⁇ 0 2 , 44.2% ⁇ 2 0) from the condensation unit under pressure 0 are also fed into the wash column; 3 MPa.
  • the gas phase 26 from the wash column (25654 kg / h - 100% NH 3 ) is sent to the condenser 24.
  • Condensed ammonia is partially returned as reflux to the wash column 16 (stream 23), and the rest of it (stream 27 - 16559 kg / h ) enters the recycle unit of the synthesis.
  • the UAS 15 solution obtained in the wash column is fed into the carbamate condenser 10.
  • Solution 28 (87038 kg / h - 2.9% NH 3 , 0.8% C0 2 , 24.5% H 2 , 71, 8% urea) from The distillation unit under pressure of 1.8 MPa is throttled and enters the distillation unit 29, where at a pressure of 0.3 MPa, distillation is carried out from a solution of ammonia, carbon dioxide and water.
  • the distillation gases .30 (5048 kg / h - 45.2% NH 3 , 1 1, 9% ⁇ 0 2 , 42.9% ⁇ 2 0) are sent to the condenser 31.
  • the UAS solution obtained in the condenser 31 (stream 25) is fed to the wash column 16, and the non-condensed gas phase 33 (641 kg / h - 43.2% NH 3 , 12.7% ⁇ 0 2 , 44.2% ⁇ 2 0) is sent for further processing.
  • Solution 34 (81990 kg / h - 0.3% NH 3 , 0.2% C0 2 , 23.3% H 2 0, 76.2% urea) after the distillation unit under a pressure of 0.3 MPa is throttled and sent for processing known methods in the finished product - urea.
  • the compositions and number of streams for this and the following two examples are shown in the attached table.
  • EXAMPLE 2 The process is carried out analogously to example 1 with the difference that in the separator 8, carbamate capacitor 10 and stripper 12 support a pressure of 8 MPa.
  • EXAMPLE 3 The process is carried out analogously to example 1 with the difference that in the separator 8, carbamate capacitor 10 and stripper 12 support a pressure of 12 MPa.
  • EXAMPLE 4 (comparative, prototype).
  • ammonia (stream 2) in an amount of 80896 kg / h (including fresh ammonia - stream 3 - 35417 kg / h)
  • carbon dioxide (stream 4) is fed to synthesis column 1 operating at a pressure of 20 MPa and a temperature of 190 ° C. ) in the amount of 46774 kg / h
  • UAS 15 solution (59043 kg / h - 36.9% NH 3 , 33.3% C0 2 , 29.9% H 2 0) from the wash column 16 of the separation unit at medium pressure.
  • the flow is separated into 21 A gases (35166 kg / h - 86.0% NH 3 , 8.8% C0 2 , 5.2% H 2 0), which are sent to the wash column 16, and a urea solution 28A (151547 kg / h - 24.4% NH 3 , 1 1.6% ⁇ 0 2 , 22.8% ⁇ 2 0, 41.2% urea), which is sent to the 20 ⁇ heater.
  • 21 A gases 35166 kg / h - 86.0% NH 3 , 8.8% C0 2 , 5.2% H 2 0
  • a urea solution 28A (151547 kg / h - 24.4% NH 3 , 1 1.6% ⁇ 0 2 , 22.8% ⁇ 2 0, 41.2% urea
  • 21 ⁇ distillation gases are separated (45331 kg / h - 55.5% NH 3 , 30.0% ⁇ 0 2 , 14.6% ⁇ 2 0), which recuperator 35 is sent to the washing column 16.
  • the urea solution 28B (106215 kg / h - 1.1% NH 3 , 3.7% C0 2 , 26.3% H 2 0, 58.8% urea) is throttled from the separator 20C to a pressure of 0.4 MPa and enters the distillation column 29A to further isolate unreacted components and water.
  • gases 30A (22045 kg / h - 47.0% NH 3 , 13.5% C0 2 , 39.5% H 2 0) are sent to condensation unit 31, and a urea solution 34A (97332 kg / h - 6.1% NH 3 , 2.4% ⁇ 0 2 , 27.3% ⁇ 2 0, 64.2% urea) - to the heater 29 ⁇ , where it is heated and enters the separator 29 ⁇ .
  • Gases distillation CALL (1 1162 kg / h - 39,8% NH 3, 12.7% C0 2, 47.6% H 2 0) 29C are transferred from the separator into the distillation column 29A for improving mass transfer conditions.
  • a solution of urea 34B (86,170 kg / h - 1.7% NH 3 , 1.1% C0 2 , 24.7% H 2 0, 72.5% urea) is throttled to a pressure of 0.04 MPa (abs.) And at a temperature of 105 ° C is supplied to the recuperator 35, where due to the heat of the distillation gases 20 it is heated to 125 ° C.
  • the resulting solution 34B is transferred to the stage of concentration and processing into the finished product - urea.
  • the distillation gases 21B after the recuperator 35 are fed into the washing column 16.
  • a solution of UAC 25 (22045 kg / h - 47.0% NH 3 , 13.5% C0 2 , 39.5% H 2 0) from the condensation unit 31 is also supplied here. as well as part of the liquid ammonia (stream 23; 40,000 kg / h - 100% NH 3 ) from the condenser 24.
  • the distillation gases are washed off of carbon dioxide using the supplied liquid ammonia and UAS solution.
  • the solution UAS 15 from the wash column is sent to the reactor 2013/000671 synthesis 1, gaseous ammonia 26 (84000 kg / h - 100% NH 3 ) from the wash column for condensation to the condenser 24.
  • a part of the condensed ammonia is fed to the wash column and the rest (stream 27) to the synthesis column.
  • EXAMPLE 5 (comparative, according to SU 839225).
  • synthesis column 1 which maintains a temperature of 200 ° C and a pressure of 25 MPa, is supplied with ammonia (stream 2) in an amount of 30599 kg / h (total 35599 kg / h of ammonia is fed into the unit - stream 3), carbon dioxide (stream 4) ) in an amount of 32199 kg / h (in total 45999 kg / h of carbon dioxide is fed into the unit - stream 5) and a solution of UAS 6B (1301 16 kg / h - 52% NH 3 32% ⁇ 0 2 , 16% ⁇ 2 0) from the condenser 10B.
  • Solution 1 1 (157285 kg / h, 22.5% NH 3 , 12.4% C0 2 , 25.2% H 2 0, 39.9% urea) from separator 8 enters stripper 12, where at the same pressure and at 165-175 ° C it is subjected to distillation in a stream of C0 2 (stream 13, 13800 kg / h).
  • Solution 19 (1,14514 kg / h - 7% NH 3 , 9% C0 2 , 29% H 2 0, 55% urea) from stripper 12 is throttled to 0.25 MPa and fed to the low pressure distillation column 29.
  • urea 34 (93162 kg / h - 0.75% NH 3 , 0.95% C0 2 , 31% H 2 0, 67.3% urea) is throttled and sent for processing by known methods into the finished urea.
  • the gas phase 9 (36542 kg / h - 76.5% NH 3 , 23.5% C0 2 ) from the separator 8 and the gas phase 14 from the stripper 12 are directed to the condensation stage at a pressure of 9 MPa into the condenser 10A, where the UAC 25 solution is fed (34821 kg / h - 33% NH 3 , 30% ⁇ 0 2 , 37% ⁇ 2 0) from the condenser 31 of the distillation stage at a pressure of 0.25 MPa.
  • the invention can be used in the chemical industry for the production of fertilizers to produce urea.

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Fertilizers (AREA)

Abstract

Изобретение относится к способам и установкам для получения карбамида из аммиака и диоксида углерода и может быть использовано в химической промышленности и в производстве удобрений. В процесс получения карбамида путем синтеза из диоксида углерода и аммиака при повышенных температурах и давлениях с двухступенчатой дистилляцией продуктов синтеза (при 1,5-2,5 и 0,2- 0,5 МПа) и рециркуляцией непрореагировавших аммиака и диоксида углерода в виде водного раствора углеаммонийных солей (УАС) дополнительно вводят стадию адиабатической сепарации продуктов синтеза при давлении 8-12 МПа с последующей дистилляцией при этом же давлении в токе диоксида углерода, используемого в количестве 40-60% от общего его количества, вводимого в процесс), а в соответствующую установку вводят необходимое для осуществления этой стадии оборудование. Газы, выделенные на этой стадии дистилляции, совместно с частью газов адиабатической сепарации подвергают при том же давлении 8-12 МПа абсорбции-конденсации и в виде раствора УАС возвращают на синтез. Технический результат, достигаемый при использовании предложенных способа и установки, а также при модернизации установки для осуществления предложенного способа, состоит в повышении степени превращения исходных реагентов в зоне синтеза.

Description

СПОСОБ И УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ КАРБАМИДА И СПОСОБ МОДЕРНИЗАЦИИ УСТАНОВКИ ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ КАРБАМИДА
Область техники
Изобретение относится к способам и установкам для получения карбамида из аммиака и диоксида углерода.
Предшествующий уровень техники
Известны способы получения карбамида взаимодействием диоксида углерода и аммиака, взятого в избытке, при повышенных температурах и давле- ниях с образованием раствора синтеза карбамида, содержащего карбамид, воду, карбамат аммония, аммиак и диоксид углерода, разложением карбамата аммония в растворе синтеза карбамида при подводе тепла на нескольких ступенях давления с образованием водного раствора карбамида и газовых потоков, конденсацией- абсорбцией газовых потоков с использованием водных абсорбентов и образованием водного раствора углеаммонийных солей (УАС), рециркулируемого на стадию образования раствора синтеза карбамида, выпариванием водного раствора карбамида и получением твердого карбамида (В.И.Кучерявый, В.В.Лебедев. Синтез и применение карбамида, Л.: Химия, 1970, с. 187-208). В этих способах использование избытка аммиака (стехиометрическое мольное отношение NH3:C02 составляет 2: 1, обычно используют отношение в пределах от 3:1 до 6:1) позволяет повысить степень превращения исходных реагентов в карбамид в зоне синтеза и тем сократить масштаб рециркуляции аммиака и диоксида углерода, выделяемых при разложении карбамата аммония, не превращенного в карбамид, за счет, однако, рециркуляции некоторого количества избыточного аммиака.
Известен способ получения карбамида взаимодействием аммиака и диоксида углерода при мольном отношении (3,6-6,0): 1 в зоне синтеза, температуре 180-220°С и давлении 13-28 МПа, с образованием раствора, содержащего карбамид, воду, карбамат аммония, аммиак и диоксид углерода, выделением избыточного аммиака из указанного раствора сепарацией при давлении 6-12 МПа, дистилляцией раствора в токе диоксида углерода, используемого в количестве 70% от общего его количества, вводимого в процесс, при подводе тепла и при том же давлении, последующей дистилляцией раствора при подводе тепла и при давлении 0,25 МПа, конденсацией-абсорбцией газов сепарации и газов дистилляции при давлении 6-12 МПа в двух зонах с образованием рециркулируемого раствора УАС, конденсацией-абсорбцией газов дистилляции при давлении 0,25 МПа с добавлением аммиака и воды и образованием раствора УАС, передаваемого на стадию конденсации-абсорбции газов дистилляции при давлении 6-12 МПа (SU 839225, С07С 126/02, 1984). В этом способе количество аммиака и диоксида углерода, которое приходится выделять при низком давлении, весьма значительно. Так, согласно примеру из описания этого способа, раствор перед подачей на стадию дистилляции при давлении 0,25 МПа содержит еще 7% NH3 и 9% С02. Конденсация-абсорбция выделенных газов при этом давлении возможна только с использованием значительных количеств воды, которая в конечном счете поступает в зону синтеза с раствором УАС, передаваемым на стадию конденсации-абсорбции газов дистилляции при давлении 6-12 МПа. Это приводит к снижению степени превращения диоксида углерода в карбамид, которая в этом способе при отношении NH3:C02 около 3,6 составляет всего 62%.
Наиболее близким к предложенному способу по технической сущности является известный способ получения карбамида взаимодействием аммиака и диоксида углерода при мольном отношении 4:1 в зоне синтеза при повышенных температурах и давлениях с образованием раствора синтеза карбамида, содержащего карбамид, воду, карбамат аммония, аммиак и диоксид углерода, дистилляцией раствора при подводе тепла на двух ступенях давления, предпочтительно при 1 ,5-2,5 и 0,2-0,5 МПа, с образованием водного раствора карбамида и газов дистилляции, конденсацией-абсорбцией газов дистилляции при охлаждении с использованием водных абсорбентов и образованием водных растворов УАС, рециркуляцией водного раствора УАС со стадии конденсации- абсорбции газов дистилляции при давлении 0,2-0,5 МПа на стадию конденсации- абсорбции газов дистилляции при давлении 1,5-2,5 МПа и со стадии конденсации- абсорбции газов дистилляции при давлении 1 ,5-2,5 МПа в зону синтеза, выпариванием водного раствора карбамида в несколько ступеней и выделением твердого карбамида (US 3366682, 260-555, 1968). В этом способе количество NH3 и С02, которое приходится выделять при низком давлении, также весьма значительно. Поэтому значительно и количество воды, которая поступает в зону синтеза с раствором УАС, передаваемым на стадию конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени, снижая степень превращения исходных реагентов в карбамид.
Известны установки для получения карбамида, включающие реактор синтеза карбамида, устройства для дистилляции раствора синтеза карбамида, полученного в реакторе синтеза, на нескольких ступенях давления, аппараты для выпаривания водного раствора карбамида, полученного на последней ступени дистилляции, и выделения твердого карбамида из раствора, устройства для конденсации-абсорбции при охлаждении газов дистилляции всех ступеней, средства для подачи аммиака и диоксида углерода в реактор синтеза карбамида, раствора синтеза карбамида в устройство для дистилляции первой ступени и далее в устройства для дистилляции последующих ступеней, водного раствора карбамида из устройства для дистилляции последней ступени в аппараты для выпаривания, газов дистилляции из устройства для дистилляции каждой ступени в соответствующее устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции этой ступени, раствора УАС из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции каждой ступени в устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции предшествующей ступени и далее в реактор синтеза (В. И. Кучерявый, В.В.Лебедев. Синтез и применение карбамида, Л.: Химия, 1970, с. 187-208).
Наиболее близкой к предложенной установке по технической сущности является известная установка для получения карбамида, включающая реактор синтеза карбамида, устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида, полученного в реакторе синтеза, на первой ступени при давлении 1,5-2,5 МПа, устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида на второй ступени при давлении 0,2-0,5 МПа, аппараты для выпаривания водного раствора карбамида, полученного на второй ступени дистилляции, и выделения твердого карбамида из раствора, устройства для конденсации-абсорбции при охлаждении газов дистилляции обеих ступеней, средства для подачи аммиака и диоксида углерода в реактор синтеза карбамида, раствора синтеза карбамида из реактора синтеза в устройство для дистилляции первой ступени и из устройства для дистилляции первой ступени в устройство для дистилляции второй ступени, водного раствора карбамида из устройства для дистилляции второй ступени в аппараты для выпаривания, газов дистилляции из устройства для дистилляции первой ступени в устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени, газов дистилляции из устройства для дистилляции второй ступени в устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции второй ступени, раствора УАС из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции второй ступени в устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени, раствора УАС из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени в реактор синтеза карбамида (US 3366682, 260-555, 1968).
Известные способ и установка для его осуществления характеризуются тем, что весьма значительно количество воды, которая поступает в зону синтеза с раствором УАС, передаваемым на стадию конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени, снижая степень превращения исходных реагентов в карбамид. Для уменьшения отрицательного влияния воды в известном способе использован большой избыток аммиака. В конечном счете, любое увеличение масштаба рециркуляции реагентов ведет к росту энергетических затрат.
Раскрытие изобретения
Задачей данного изобретения является сокращение масштаба рециркуляции реагентов.
Для решения поставленной задачи предложен способ получения карбамида взаимодействием диоксида углерода и аммиака, подаваемого в избытке, в зоне синтеза при повышенных температурах и давлениях с образованием раствора синтеза карбамида, содержащего карбамид, воду, карбамат аммония, аммиак и диоксид углерода, дистилляцией указанного раствора при подводе тепла на нескольких ступенях давления, включая дистилляцию при 1 ,5-2,5 и 0,2-0,5 МПа, с образованием водного раствора карбамида и газов дистилляции, конденсацией- абсорбцией газов дистилляции при охлаждении с использованием водных абсорбентов и образованием водных растворов углеаммонийных солей, рециркуляцией водного раствора углеаммонийных солей со стадии конденсации- абсорбции газов дистилляции при более низком давлении на стадию конденсации- абсорбции газов дистилляции при более высоком давлении и далее в зону синтеза, выпариванием водного раствора карбамида и его дальнейшей переработкой известными способами, отличающийся тем, что поток раствора из зоны синтеза перед подачей на стадию дистилляции при давлении 1,5-2,5 МПа подвергают адиабатической сепарации при давлении 8-12 МПа с последующей дистилляцией при этом же давлении в токе диоксида углерода, используемого в количестве 40— 60% от общего его количества, вводимого в процесс, конденсацией-абсорбцией выделенных газов, а также части газов адиабатической сепарации, при том же давлении в контакте с водным раствором углеаммонийных солей, полученным при конденсации-абсорбции газов дистилляции при давлении 1,5-2,5 МПа, и при охлаждении конденсатом, кипящим под избыточным давлением с образованием пара, конденсацией-абсорбцией при давлении 1,5-2,5 МПа остальной части газов адиабатической сепарации при давлении 8-12 МПа совместно с газами дистилляции при давлении 1,5-2,5 МПа, и раствор углеаммонийных солей, полученный при конденсации-абсорбции при давлении 8-12 МПа, рециркулируют в зону синтеза.
Для решения поставленной задачи предложена также установка для получения карбамида, включающая реактор синтеза карбамида, устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида, полученного в реакторе синтеза, на первой ступени при давлении 1 ,5-2,5 МПа, устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида на второй ступени при давлении 0,2-0,5 МПа, аппараты для выпаривания водного раствора карбамида, полученного на второй ступени дистилляции, устройства для конденсации-абсорбции при охлаждении газов дистилляции обеих ступеней, средства для подачи аммиака и диоксида углерода в реактор синтеза карбамида, раствора синтеза карбамида в устройство для дистилляции первой ступени и из устройства для дистилляции первой ступени в устройство для дистилляции второй ступени, водного раствора карбамида из устройства для дистилляции второй ступени в аппараты для выпаривания, газов дистилляции из устройства для дистилляции первой ступени в устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени, газов дистилляции из устройства для дистилляции второй ступени в устройство для конденсации- абсорбции газов дистилляции второй ступени, раствора углеаммонийных солей из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции второй ступени в устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени и из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени в зону более высокого давления, отличающаяся тем, что она содержит дополнительно сепаратор раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа, устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа в токе диоксида углерода, конденсатор газов при давлении 8-12 МПа, средства для подачи газов из устройства для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа в конденсатор газов при давлении 8-12 МПа, средства для подачи газов из сепаратора раствора синтеза карбамида в конденсатор газов при давлении 8-12 МПа и устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени, средства для подачи диоксида углерода в устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа, средства для подачи конденсата в конденсатор газов при давлении 8-12 МПа и отвода пара из этого конденсатора, причем средства для подачи раствора синтеза карбамида в устройство для дистилляции первой ступени включают средства для подачи раствора синтеза карбамида из реактора синтеза в сепаратор раствора синтеза карбамида, из сепаратора раствора синтеза карбамида в устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа и из устройства для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа в устройство для дистилляции первой ступени, а средства для подачи раствора углеаммонийных солей из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени в зону более высокого давления включают средства для подачи раствора углеаммонийных солей из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени в конденсатор газов при давлении 8-12 МПа и из конденсатора газов при давлении 8-12 МПа в реактор синтеза карбамида.
Для решения поставленной задачи предложен также способ модернизации установки для получения карбамида, включающей реактор синтеза карбамида, устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида, полученного в реакторе синтеза, на первой ступени при давлении 1,5-2,5 МПа, устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида на второй ступени при давлении 0,2-0,5 МПа, аппараты для выпаривания водного раствора карбамида, полученного на второй ступени дистилляции, и выделения твердого карбамида из раствора, устройства для конденсации-абсорбции при охлаждении газов дистилляции обеих ступеней, средства для подачи аммиака и диоксида углерода в реактор синтеза карбамида, раствора синтеза карбамида из реактора синтеза в устройство для дистилляции первой ступени и из устройства для дистилляции первой ступени в устройство для дистилляции второй ступени, водного раствора карбамида из устройства для дистилляции второй ступени в аппарат для выпаривания, газов дистилляции из устройства для дистилляции первой ступени в устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени, газов дистилляции из устройства для дистилляции второй ступени в устройство для конденсации- абсорбции газов дистилляции второй ступени, раствора углеаммонийных солей из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции второй ступени в устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени и из устройства для дистилляции первой ступени в реактор синтеза, отличающийся тем, что дополнительно вводят сепаратор раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа, устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа в токе диоксида углерода, средства для подачи диоксида углерода в устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа, конденсатор газов при давлении 8-12 МПа, средства для подачи раствора синтеза карбамида из сепаратора раствора синтеза карбамида в устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа, средства для подачи газов из устройства для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа и части газов из сепаратора раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа в конденсатор газов при давлении 8-12 МПа, средства для подачи раствора углеаммонийных солей из конденсатора газов при давлении 8-12 МПа в реактор синтеза карбамида, средства для подачи конденсата в конденсатор газов при давлении 8-12 МПа и отвода пара из этого конденсатора, заменяют средства для подачи раствора синтеза карбамида из реактора синтеза в устройство для дистилляции первой ступени средствами для подачи раствора синтеза карбамида из реактора синтеза в сепаратор раствора синтеза карбамида и из устройства для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа в устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида на первой ступени, средства для подачи раствора углеаммонийных солей из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени в реактор синтеза средствами для подачи раствора углеаммонийных солей из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени в конденсатор газов при давлении 8-12 МПа. Технический результат, достигаемый при использовании предложенных способа и установки, состоит в повышении степени превращения исходных реагентов в зоне синтеза. Так, при работе известной установки по известному способу согласно US 3366682 содержание NH3 и С02 в растворе карбамида перед дистилляцией низкого давления составляет соответственно 6,1 и 2,4%, при конденсации отделенных при этом давлении газов приходится вводить значительное количество воды, и поэтому степень превращения С02 в карбамид на уровне 69% достигается лишь при отношении NH3:C02 = 4: 1. При работе предложенной установки по предложенному способу повышенная эффективность дистилляции высокого давления приводит к тому, что раствор карбамида перед дистилляцией низкого давления содержит значительно меньшие количества NH3 и С02 - соответственно 2,6-3,3 и 0,8-0,9%. Это ведет к снижению количества воды, которое подается в узел синтеза из узла конденсации низкого давления. В итоге высокая степень превращения (а значит, и высокая эффективность процесса) достигается при значительно более низких значениях отношения NH3:C02— на уровне (3,5-3,6): 1, что ведет к сокращению размеров оборудования и расхода энергии на перекачку потоков в пределах установки.
Соответственно, такой же результат достигается при использовании предложенного способа модернизации известной установки для получения карбамида, которая благодаря введению новых и замене некоторых существовавших элементов превращается в предложенную установку
Указанный результат, как следует из приведенного выше описания известного способа согласно SU 839225, содержащего отличительные признаки предложенного способа, - адиабатическую сепарацию раствора из зоны синтеза при давлении 8-12 МПа с последующей дистилляцией при этом же давлении в токе диоксида углерода - не достигается в этом известном способе.
Краткое описание фигур чертежей
Сущность изобретения иллюстрируется прилагаемыми фиг. 1-3. На фиг. 1 изображена технологическая схема предложенной установки, на фиг. 2 и 3 для сравнения приведены технологические схемы известных установок по US 3366682 и SU 839225, соответственно. Варианты осуществления изобретения
В соответствии с фиг. 1 установка включает колонну синтеза 1 , трубопроводы для подачи жидкого аммиака 2 и 3, трубопроводы для подачи диоксида углерода 4 и 5, трубопровод 6 для подачи раствора У АС в колонну синтеза 1, трубопровод 7 для вывода раствора синтеза карбамида из колонны синтеза 1 , сепаратор 8, трубопровод 9 для вывода газа из сепаратора 8, карбаматный конденсатор 10, трубопровод 1 1 для вывода раствора синтеза карбамида из сепаратора 8, стриппер 12, трубопровод 13 для подачи диоксида углерода в стриппер 12, трубопровод 14 для вывода газов из стриппера 12 в карбаматный конденсатор 10, трубопровод 15 для подачи раствора УАС в карбаматный конденсатор 10, промывную колонну 16, трубопровод 17 для вывода несконденсированных газов из карбаматного конденсатора 10, конденсатор среднего давления 18, трубопровод 19 для вывода раствора синтеза карбамида из стриппера 12, узел дистилляции среднего давления 20, трубопровод 21 для вывода газов дистилляции из узла 20 в конденсатор 18, трубопровод 22 для подачи газожидкостного потока из конденсатора 18 в промывную колонну 16, трубопровод 23 для подачи жидкого аммиака в промывную колонну 16, конденсатор аммиака 24, трубопровод 25 для подачи раствора УАС в промывную колонну 16, трубопровод 26 для вывода аммиака из промывной колонны 16 в конденсатор 24, трубопровод 27 для рециркуляции жидкого аммиака в колонну синтеза, трубопровод 28 для вывода раствора синтеза карбамида из узла дистилляции среднего давления 20, узел дистилляции низкого давления 29, трубопровод 30 для вывода газов дистилляции из узла 29, конденсатор низкого давления 31 , трубопровод 32 для подачи раствора УАС из узла обработки сточных вод в конденсатор 31, трубопровод 33 для вывода несконденсированных газов из конденсатора 31 , трубопровод 34 для вывода раствора карбамида из узла дистилляции низкого давления 29 на дальнейшую переработку.
Сущность способа и работа установки иллюстрируются также приведенными ниже примерами. Примеры 1-3 описывают осуществление предложенного способа на предложенной установке. Примеры 4 и 5 являются сравнительными и иллюстрируют осуществление известных способов на известных установках. Значения давлений во всех примерах, за исключением особо оговоренных случаев, являются значениями избыточного давления. ПРИМЕР 1. В колонну синтеза 1 , которая работает под давлением 20 МПа и при температуре 195°С, подают потоки аммиака 2 в количестве 51997 кг/ч (в том числе свежий аммиак 35438 кг/ч - поток 3), диоксида углерода 4 в количестве 22917 кг/ч (всего в агрегат подают 45833 кг/ч диоксида углерода - поток 5) и раствора УАС 6 (96926 кг/ч - 42,2% NH3, 44,7% С02, 13,1% Н20). В колонне синтеза 1 происходит образование карбамида из поданных реагентов. Мольное соотношение NH3:C02:H20 = 3,63: 1 :0,47, степень конверсии С02 69,2%. Из колонны синтеза выходит раствор 7 (171840 кг/ч - 33,5% NH3, 1 1,9% С02, 18,3% Н20, 36,4% карбамида), который после дросселирования до давления 9 МПа направляется в сепаратор 8. В сепараторе происходит разделение газовой и жидкой фаз. Газовая фаза 9 (221 10 кг/ч - 81 ,8% NH3, 14,9% С02, 3,3% Н20) направляется в карбаматный конденсатор 10 и зону конденсации среднего давления. Жидкая фаза 1 1 (149730 кг/ч - 26,3% NH3, 11 ,4% С02, 20,5% Н20, 41 ,7% карбамида) направляется в стриппер 12. В стриппере под тем же давлением, что и в сепараторе - 9 МПа, происходит дистилляция раствора в токе подаваемого диоксида углерода (поток 13, 22917 кг/ч, 50% от общего количества, вводимого в процесс). Температура в нижней части стриппера поддерживается на уровне 170- 180°С. Отогнанные в стриппере газы дистилляции 14 (65000 кг/ч - 42,4% NH3, 52,4% С02, 5,2% Н20) направляются в карбаматный конденсатор 10. куда поступают также газы из сепаратора 8 и раствор УАС 15 (30415 кг/ч - 42,4% NH3, 30,1% С02, 27,6% Н20) из промывной колонны 16. В карбаматном конденсаторе происходит конденсация газов дистилляции с образованием потока 6 раствора карбамата аммония, подаваемого в колонну синтеза 1. Не сконденсированная в конденсаторе 10 газовая фаза 17 (7769 кг/ч - 75,2% NH3, 22,5% С02, 2,3% Н20), а также часть газовой фазы из сепаратора 9 дросселируется до давления 1,8 МПа и поступает в конденсатор среднего давления 18. Раствор 19 (107646 кг/ч - 1 1,0% NH3, 5,6% С02, 25,4% Н20, 58,1% карбамида) из стриппера 12 дросселируется до давления 1,8 МПа и поступает в узел дистилляции среднего давления 20, где производится отгонка из раствора аммиака, диоксида углерода и воды. Газы дистилляции 21 (20608 кг/ч - 45,2% NH3, 25,5% С02, 29,3% Н20) из узла 20 направляются в конденсатор 18, где происходит их конденсация при давлении 1,8 МПа совместно с газовой фазой из карбаматного конденсатора 10. Полученный газожидкостный поток 22 (44518 кг/ч - 63,7% NH3, 21,5% С02, 15,2% Н20) подается в промывную колонну 16 для разделения фаз и отмывки газовой фазы от диоксида углерода. В промывную колонну также подают жидкий аммиак 23 из конденсатора 24 и раствор УАС 25 (5767 кг/ч - 43,2% NH3, 12,7% С02, 44,2% Н20) из узла конденсации под давлением 0,3 МПа. Газовая фаза 26 из промывной колонны (25654 кг/ч - 100% NH3) направляется в конденсатор 24. Сконденсированный аммиак частично возвращается в виде флегмы в промывную колонну 16 (поток 23), а остальная его часть (поток 27 - 16559 кг/ч) поступает на рециркуляцию в узел синтеза. Полученный в промывной колонне раствор УАС 15 подают в карбаматный конденсатор 10. Раствор 28 (87038 кг/ч - 2,9% NH3, 0,8% С02, 24,5% Н20, 71 ,8% карбамида) из узла дистилляции под давлением 1 ,8 МПа дросселируется и поступает в узел дистилляции 29, где при давлении 0,3 МПа производится отгонка из раствора аммиака, диоксида углерода и воды. Газы дистилляции .30 (5048 кг/ч - 45,2% NH3, 1 1 ,9% С02, 42,9% Н20) направляются в конденсатор 31. Сюда же из узла обработки сточных вод (на фиг. 1 не показан) подают раствор УАС 32 (1360 кг/ч - 35,8% NH3, 15,4% - С02, 48,9% Н20) для улучшения условий конденсации. Полученный в конденсаторе 31 раствор УАС (поток 25) подают в промывную колонну 16, а несконденсированную газовую фазу 33 (641 кг/ч - 43,2% NH3, 12,7% С02, 44,2% Н20) направляют на дальнейшую переработку. Раствор 34 (81990 кг/ч - 0,3% NH3, 0,2% С02, 23,3% Н20, 76,2% карбамида) после узла дистилляции под давлением 0,3 МПа дросселируется и направляется на переработку известными методами в готовый продукт - карбамид. Составы и количества потоков по этому и двум последующим примерам приведены в прилагаемой таблице.
ПРИМЕР 2. Процесс проводят аналогично примеру 1 с тем отличием, что в сепараторе 8, карбаматном конденсаторе 10 и стриппере 12 поддерживают давление 8 МПа.
ПРИМЕР 3. Процесс проводят аналогично примеру 1 с тем отличием, что в сепараторе 8, карбаматном конденсаторе 10 и стриппере 12 поддерживают давление 12 МПа.
ПРИМЕР 4 (сравнительный, по прототипу). В соответствии с фиг. 2 в колонну синтеза 1, работающую при давлении 20 МПа и температуре 190°С, подают аммиак (поток 2) в количестве 80896 кг/ч (в том числе свежий аммиак - поток 3 - 35417 кг/ч), диоксид углерода (поток 4) в количестве 46774 кг/ч, а также раствор УАС 15 (59043 кг/ч - 36,9% NH3, 33,3% С02, 29,9% Н20) из промывной колонны 16 узла разделения при среднем давлении. В колонне 1 мольное соотношение NH3:CO2:H2O=4,0: 1 :0,65, степень конверсии СО269,0%. Полученный раствор карбамида 7 (186713 кг/ч - 36,0% NH3, 1 1,0% С02, 19,5% Н20, 33,5% карбамида) выводят из колонны 1, дросселируют до давления 1 ,7 МПа и при температуре 125°С подают в сепаратор 20А узла дистилляции среднего давления. В сепараторе происходит разделение потока на выделившиеся газы 21 А (35166 кг/ч - 86,0% NH3, 8,8% С02, 5,2% Н20), которые направляются в промывную колонну 16, и раствор карбамида 28А (151547 кг/ч - 24,4% NH3, 1 1,6% С02, 22,8% Н20, 41,2% карбамида), который направляется в подогреватель 20В. Здесь он подогревается до температуры 160°С и поступает в сепаратор 20С, где отделяются газы дистилляции 21В (45331 кг/ч - 55,5% NH3, 30,0% С02, 14,6% Н20), которые через рекуператор 35 направляются в промывную колонну 16. Раствор карбамида 28В (106215 кг/ч - 1 1,1% NH3, 3,7% С02, 26,3% Н20, 58,8% карбамида) из сепаратора 20С дросселируется до давления 0,4 МПа и поступает в колонну дистилляции 29А для дальнейшего выделения непрореагировавших компонентов и воды. Из колонны дистилляции газы 30А (22045 кг/ч - 47,0% NH3, 13,5% С02, 39,5% Н20) поступают на конденсацию в узел конденсации 31, а раствор карбамида 34А (97332 кг/ч - 6,1% NH3, 2,4% С02, 27,3% Н20, 64,2% карбамид) - в подогреватель 29В, где он подогревается и поступает в сепаратор 29С. Газы дистилляции ЗОВ (1 1 162 кг/ч - 39,8% NH3, 12,7% С02, 47,6% Н20) из сепаратора 29С передаются в колонну дистилляции 29А для улучшения условий массообмена. Раствор карбамида 34В (86170 кг/ч - 1,7% NH3, 1,1% С02, 24,7% Н20, 72,5% карбамида) дросселируется до давления 0,04 МПа (абс.) и при температуре 105°С подается в рекуператор 35, где за счет тепла газов дистилляции 20 происходит нагрев его до 125°С. Полученный раствор 34В передается на стадию концентрирования и переработки в готовый продукт - карбамид. Газы дистилляции 21В после рекуператора 35 подают в промывную колонну 16. Сюда же подают раствор УАС 25 (22045 кг/ч - 47,0% NH3, 13,5% С02, 39,5% Н20) из узла конденсации 31 , а также часть жидкого аммиака (поток 23; 40000 кг/ч - 100% NH3) из конденсатора 24. В промывной колонне происходит отмывка газов дистилляции от диоксида углерода с помощью подаваемого жидкого аммиака и раствора УАС. Раствор УАС 15 из промывной колонны направляют в реактор 2013/000671 синтеза 1, газообразный аммиак 26 (84000 кг/ч - 100% NH3) из промывной колонны - на конденсацию в конденсатор 24. Часть сконденсированного аммиака подают на орошение промывной колонны, а остальное (поток 27) - в колонну синтеза.
ПРИМЕР 5 (сравнительный, по SU 839225). В соответствии с фиг. 3 в колонну синтеза 1 , в которой поддерживают температуру 200°С и давление 25 МПа, подают аммиак (поток 2) в количестве 30599 кг/ч (всего в агрегат подают 35599 кг/ч аммиака - поток 3), диоксид углерода (поток 4) в количестве 32199 кг/ч (всего в агрегат подают 45999 кг/ч диоксида углерода - поток 5) и раствор УАС 6В (1301 16 кг/ч - 52% NH3 32% С02, 16% Н20) из конденсатора 10В. Мольное соотношение в колонне NH3:C02:H20 = 3,46:1 :0,69, степень конверсии С02 62,0%. Раствор карбамида 7 (193827 кг/ч - 32,7% NH3, 14,5% С02, 20,5% Н20, 32,3% карбамида), выходящий из колонны синтеза 1 , дросселируют до 9 МПа и подают в сепаратор 8, где отделяется часть избыточного аммиака (поток 9). Раствор 1 1 (157285 кг/ч, 22,5% NH3, 12,4% С02, 25,2% Н20, 39,9% карбамида) из сепаратора 8 поступает в стриппер 12, где при том же давлении и при 165-175°С его подвергают дистилляции в токе С02 (поток 13, 13800 кг/ч). Раствор 19 (1 14514 кг/ч - 7% NH3, 9% С02, 29% Н20, 55% карбамид) из стриппера 12 дросселируют до 0,25 МПа и подают в колонну дистилляции низкого давления 29. Из колонны дистилляции 29 раствор мочевины 34 (93162 кг/ч - 0,75% NH3, 0,95% С02, 31% Н20, 67,3% карбамида) дросселируют и направляют на переработку известными методами в готовый карбамид. Газовую фазу 9 (36542 кг/ч - 76,5% NH3, 23,5% С02) из сепаратора 8 и газовую фазу 14 из стриппера 12 направляют на стадию конденсации при давлении 9 МПа в конденсатор 10А, куда подают раствор УАС 25 (34821 кг/ч - 33% NH3, 30% С02, 37% Н20) из конденсатора 31 стадии дистилляции при давлении 0,25 МПа. Из конденсатора 10А раствор УАС 6 А (96218 кг/ч - 36,3% NH3, 43,6% С02, 20,1% Н20) и газовую фазу 36 (33397 кг/ч - 100%) NH3) направляют во второй конденсатор 10В при том же давлении. В конденсатор 10В подают воду 37 (500 кг/ч). Инертные газы 38 передают на дальнейшую переработку. Газовую фазу 30 из колонны дистилляции 29 направляют в конденсатор 31. Для полноты конденсации газов в конденсатор 31 подают также жидкий аммиак 39 (5000 кг/ч) и воду 40 (7500 кг/ч). Газовую фазу 33 из конденсатора 31 передают на дальнейшую переработку. Промышленная применимость
Изобретение может быть использовано в химической промышленности производстве удобрений для получения карбамида.
Таблица
Количества и составы потоков по примерам
Figure imgf000017_0001
Figure imgf000018_0001

Claims

СПОСОБ И УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ КАРБАМИДА И СПОСОБ МОДЕРНИЗАЦИИ УСТАНОВКИ ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ КАРБАМИДА Формула изобретения
1. Способ получения карбамида взаимодействием диоксида углерода и аммиака, подаваемого в избытке, в зоне синтеза при повышенных температурах и давлениях с образованием раствора синтеза карбамида, содержащего карбамид, воду, карбамат аммония, аммиак и диоксид углерода, дистилляцией указанного раствора при подводе тепла на нескольких ступенях давления, включая дистилляцию при 1,5-2,5 и 0,2-0,5 МПа, с образованием водного раствора карбамида и газов дистилляции, конденсацией-абсорбцией газов дистилляции при охлаждении с использованием водных абсорбентов и образованием водных растворов углеаммонийных солей, рециркуляцией водного раствора углеаммонийных солей со стадии конденсации-абсорбции газов дистилляции при более низком давлении на стадию конденсации-абсорбции газов дистилляции при более высоком давлении и далее в зону синтеза, выпариванием водного раствора карбамида и его дальнейшей переработкой известными способами, отличающийся тем, что поток раствора из зоны синтеза перед подачей на стадию дистилляции при давлении 1,5-2,5 МПа подвергают адиабатической сепарации при давлении 8- 12 МПа с последующей дистилляцией при этом же давлении в токе диоксида углерода, используемого в количестве 40-60% от общего его количества, вводимого в процесс, конденсацией-абсорбцией выделенных газов, а также части газов адиабатической сепарации, при том же давлении в контакте с водным раствором углеаммонийных солей, полученным при конденсации-абсорбции газов дистилляции при давлении 1 ,5-2,5 МПа, и при охлаждении конденсатом, кипящим под избыточным давлением с образованием пара, конденсацией-абсорбцией при давлении 1 ,5-2,5 МПа остальной части газов адиабатической сепарации при давлении 8-12 МПа совместно с газами дистилляции при давлении 1 ,5-2,5 МПа, и раствор углеаммонийных солей, полученный при конденсации-абсорбции при давлении 8-12 МПа, рециркулируют в зону синтеза.
2. Установка для получения карбамида, включающая реактор синтеза карбамида, устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида, полученного в реакторе синтеза, на первой ступени при давлении 1 ,5-2,5 МПа, устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида на второй ступени при давлении 0,2-0,5 МПа, аппараты для вьтаривания водного раствора карбамида, полученного на второй ступени дистилляции, устройства для конденсации-абсорбции при охлаждении газов дистилляции обеих ступеней, средства для подачи аммиака и диоксида углерода в реактор синтеза карбамида, раствора синтеза карбамида в устройство для дистилляции первой ступени и из устройства для дистилляции первой ступени в устройство для дистилляции второй ступени, водного раствора карбамида из устройства для дистилляции второй ступени в аппараты для выпаривания, газов дистилляции из устройства для дистилляции первой ступени в устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени, газов дистилляции из устройства для дистилляции второй ступени в устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции второй ступени, раствора углеаммонийных солей из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции второй ступени в устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени и из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени в зону более высокого давления, отличающаяся тем, что она содержит дополнительно сепаратор раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа, устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа в токе диоксида углерода, конденсатор газов при давлении 8- 12 МПа, средства для подачи газов из устройства для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа в конденсатор газов при давлении 8-12 МПа, средства для подачи газов из сепаратора раствора синтеза карбамида в конденсатор газов при давлении 8-12 МПа и устройство для конденсации- абсорбции газов дистилляции первой ступени, средства для подачи диоксида углерода в устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа, средства для подачи конденсата в конденсатор газов при давлении 8-12 МПа и отвода пара из этого конденсатора, причем средства для подачи раствора синтеза карбамида в устройство для дистилляции первой ступени включают средства для подачи раствора синтеза карбамида из реактора синтеза в сепаратор раствора синтеза карбамида, из сепаратора раствора синтеза карбамида в устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа и из устройства для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа в устройство для дистилляции первой ступени, а средства для подачи раствора углеаммонийных солей из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени в зону более высокого давления включают средства для подачи раствора углеаммонийных солей из устройства для конденсации- абсорбции газов дистилляции первой ступени в конденсатор газов при давлении 8-12 МПа и из конденсатора газов при давлении 8-12 МПа в реактор синтеза карбамида.
3. Способ модернизации установки для получения карбамида, включающей реактор синтеза карбамида, устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида, полученного в реакторе синтеза, на первой ступени при давлении 1,5- 2,5 МПа, устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида на второй ступени при давлении 0,2-0,5 МПа, аппараты для выпаривания водного раствора карбамида, полученного на второй ступени дистилляции, и выделения твердого карбамида из раствора, устройства для конденсации-абсорбции при охлаждении газов дистилляции обеих ступеней, средства для подачи аммиака и диоксида углерода в реактор синтеза карбамида, раствора синтеза карбамида из реактора синтеза в устройство для дистилляции первой ступени и из устройства для дистилляции первой ступени в устройство для дистилляции второй ступени, водного раствора карбамида из устройства для дистилляции второй ступени в аппарат для выпаривания, газов дистилляции из устройства для дистилляции первой ступени в устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени, газов дистилляции из устройства для дистилляции второй ступени в устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции второй ступени, раствора углеаммонийных солей из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции второй ступени в устройство для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени и из устройства для дистилляции первой ступени в реактор синтеза, отличающийся тем, что дополнительно вводят сепаратор раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа, устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа в токе диоксида углерода, средства для подачи диоксида углерода в устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа, конденсатор газов при давлении 8-12 МПа, средства для подачи раствора синтеза карбамида из сепаратора раствора синтеза карбамида в устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа, средства для подачи газов из устройства для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа и части газов из сепаратора раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа в конденсатор газов при давлении 8-12 МПа, средства для подачи раствора углеаммонииных солей из конденсатора газов при давлении 8-12 МПа в реактор синтеза карбамида, средства для подачи конденсата в конденсатор газов при давлении 8-12 МПа и отвода пара из этого конденсатора, заменяют средства для подачи раствора синтеза карбамида из реактора синтеза в устройство для дистилляции первой ступени средствами для подачи раствора синтеза карбамида из реактора синтеза в сепаратор раствора синтеза карбамида и из устройства для дистилляции раствора синтеза карбамида при давлении 8-12 МПа в устройство для дистилляции раствора синтеза карбамида на первой ступени, средства для подачи раствора углеаммонийных солей из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени в реактор синтеза средствами для подачи раствора углеаммонийных солей из устройства для конденсации-абсорбции газов дистилляции первой ступени в конденсатор газов при давлении 8-12 МПа.
PCT/RU2013/000671 2012-08-15 2013-08-05 Способ и установка для получения карбамида и способ модернизации установки для получения карбамида WO2014027929A1 (ru)

Priority Applications (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
UAA201500964A UA112806C2 (uk) 2012-08-15 2013-05-08 Спосіб і установка для виробництва карбаміду і спосіб модернізації установки для виробництва карбаміду
IN1008DEN2015 IN2015DN01008A (ru) 2012-08-15 2013-08-05
TR2015/01111T TR201501111T1 (tr) 2012-08-15 2013-08-05 Üre üretimine yönelik proses ve tesis ve üre tesisi modernizasyonuna ilişkin yöntem.

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU2012134931 2012-08-15
RU2012134931/04A RU2499791C1 (ru) 2012-08-15 2012-08-15 Способ и установка для получения карбамида и способ модернизации установки для получения карбамида

Publications (1)

Publication Number Publication Date
WO2014027929A1 true WO2014027929A1 (ru) 2014-02-20

Family

ID=49710505

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
PCT/RU2013/000671 WO2014027929A1 (ru) 2012-08-15 2013-08-05 Способ и установка для получения карбамида и способ модернизации установки для получения карбамида

Country Status (6)

Country Link
GE (1) GEP201706706B (ru)
IN (1) IN2015DN01008A (ru)
RU (1) RU2499791C1 (ru)
TR (1) TR201501111T1 (ru)
UA (1) UA112806C2 (ru)
WO (1) WO2014027929A1 (ru)

Families Citing this family (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US10857480B2 (en) 2017-10-27 2020-12-08 Stamicarbon B.V. High pressure carbamate condenser
RU201591U1 (ru) * 2020-07-09 2020-12-22 Акционерное общество "Аммоний" Узел концентрации раствора карбамида

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3366682A (en) * 1964-05-29 1968-01-30 Stamicarbon Process for the preparation of urea
SU839225A1 (ru) * 1979-07-12 1984-05-15 Предприятие П/Я Г-4302 Способ получени мочевины

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3366682A (en) * 1964-05-29 1968-01-30 Stamicarbon Process for the preparation of urea
SU839225A1 (ru) * 1979-07-12 1984-05-15 Предприятие П/Я Г-4302 Способ получени мочевины

Also Published As

Publication number Publication date
RU2499791C1 (ru) 2013-11-27
GEP201706706B (en) 2017-07-25
UA112806C2 (uk) 2016-10-25
IN2015DN01008A (ru) 2015-06-12
TR201501111T1 (tr) 2018-11-21

Similar Documents

Publication Publication Date Title
RU2446152C2 (ru) Способ получения мочевины и установка для его осуществления
EP3436430B1 (en) Urea production with bi-pressurized synthesis
CN109890788B (zh) 尿素与尿素-硝酸铵的集成工艺
EP3083571B1 (en) Integrated production of urea and melamine
CN108026034B (zh) 尿素制造方法以及尿素制造装置
RU2412163C2 (ru) Способ и установка для получения мочевины
EP3233792B1 (en) Process for urea production
RU2013153920A (ru) Способ синтеза мочевины с большим выходом
WO2016085343A1 (en) Method and plant for producing urea-ammonium nitrate (uan)
EA028930B1 (ru) Способ и установка синтеза мочевины
EP2521710B1 (en) A urea stripping process for the production of urea
WO2014027929A1 (ru) Способ и установка для получения карбамида и способ модернизации установки для получения карбамида
US5380943A (en) Process and plant for the production of urea with differentiated yield reaction spaces
CN112587950A (zh) 用于工艺流的蒸发系统
RU2301798C2 (ru) Способ получения мочевины, установка для осуществления способа (варианты), способ усовершенствования установки (варианты)
SU1153825A3 (ru) Способ получени мочевины
WO2012161620A1 (ru) Способ получения карбамида
CN1219755C (zh) 分解来自尿素生产厂的尿素回收段的氨基甲酸酯水溶液的方法
RU2050351C1 (ru) Способ получения карбамида
EA029247B1 (ru) Способ усовершенствования установки синтеза мочевины
RU2788626C1 (ru) Способ и устройство для производства мочевины
WO2024080874A1 (en) Urea and melamine production
RU2069657C1 (ru) Способ получения карбамида
CA3132259A1 (en) Process and apparatus for urea production
EA042169B1 (ru) Совмещенное производство карбамида и меламина

Legal Events

Date Code Title Description
121 Ep: the epo has been informed by wipo that ep was designated in this application

Ref document number: 13879428

Country of ref document: EP

Kind code of ref document: A1

WWE Wipo information: entry into national phase

Ref document number: 2015/01111

Country of ref document: TR

WWE Wipo information: entry into national phase

Ref document number: A201500964

Country of ref document: UA

NENP Non-entry into the national phase

Ref country code: DE

WWE Wipo information: entry into national phase

Ref document number: 13734

Country of ref document: GE

WWE Wipo information: entry into national phase

Ref document number: A20150083

Country of ref document: BY

122 Ep: pct application non-entry in european phase

Ref document number: 13879428

Country of ref document: EP

Kind code of ref document: A1