WO2014185819A1 - Способ получения карбамида - Google Patents
Способ получения карбамида Download PDFInfo
- Publication number
- WO2014185819A1 WO2014185819A1 PCT/RU2014/000329 RU2014000329W WO2014185819A1 WO 2014185819 A1 WO2014185819 A1 WO 2014185819A1 RU 2014000329 W RU2014000329 W RU 2014000329W WO 2014185819 A1 WO2014185819 A1 WO 2014185819A1
- Authority
- WO
- WIPO (PCT)
- Prior art keywords
- gases
- stage
- distillation
- condensation
- pressure
- Prior art date
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
- Y02P20/141—Feedstock
Definitions
- the invention relates to methods for producing urea from ammonia and carbon dioxide.
- a known method of producing urea from ammonia and carbon dioxide at elevated temperature and pressure, a molar ratio of ⁇ 3 : ⁇ 2 (3.6 - 6.0): 1, in a urea synthesis reactor with subsequent separation of excess ammonia from the urea synthesis melt by separation at pressure of 6-12 MPa, two-stage distillation of the melt, condensation of distillation gases with form a recycled solution ugleammoniynyh salts (UAS), wherein the first distillation stage is carried out at a pressure of 6-12 MPa in a stream of C0 2 ( ⁇ 70% of the total amount introduced into the process), melting the distillation is transferred to the second distillation stage which is carried out at low pressure, the distillation gases of the first stage are condensed in two consecutive zones at the distillation pressure of the first stage, and in both zones the condensing vapors are cooled by condensate boiling under excessive pressure to produce steam using consumed in subsequent stages of the process; wherein the condensation in the first zone is carried out with an excess of ⁇ 0
- This known method due to the combination of a high molar ratio of NH 3 : C0 2 at the stage of synthesis with distillation of the first stage at a pressure not so low as 1 MPa, but not so high as the pressure of synthesis, allows minimizing the cost of energy resources.
- the total specific energy costs for the production of 1 ton of urea are 0.166 tce and significantly lower than the cost of other known methods.
- the conditions for condensation of the first stage distillation gases provided in a known manner in two successive zones provide a relatively low completeness of their condensation at a pressure of 6-12 MPa: as the condensation process proceeds at a constant temperature and the concentration of ammonium carbamate in the resulting UAS solution increases, the equilibrium vapor pressure above the solution . Therefore, in the second condensation zone, cooled in the same way as the first, by condensate boiling under pressure, the degree of condensation is low. Gases not condensed at this stage are condensed at low pressure stages.
- the total amount of gases released at a pressure of 9 MPa is 107900 kg / h, and of this amount, 34900 kg / h (32%) are transferred to the low pressure stage.
- the disadvantage of this method is the relatively low temperature level of the process of condensation of distillation gases in the first zone.
- the pressure and temperature of the steam obtained as a result of utilization of the generated heat depend on this level.
- the possibilities of using steam of such parameters at subsequent stages of the process are limited, since even when transporting such steam to its place of consumption, its parameters may decrease below an acceptable level.
- the task posed by this invention is to redistribute the process flows, which would allow to generate steam in the first condensation zone at a pressure of 9-12 MPa, suitable for use in subsequent stages of the process.
- urea synthesis melt followed by the separation of excess ammonia from the urea synthesis melt by separation at a pressure of 9-12 MPa, two-stage distillation of the melt, condensation of distillation gases with the formation of recycled solutions of carbon ammonium salts, the distillation of the first stage being oestriasis at a pressure of 9-12 MPa in a stream of C0 2, melting the distillation is transferred to the second distillation stage which is carried out at low pressure distillation gases condensed in the first stage two successive zones at the pressure of the first stage of distillation, which also introduced gases output from the reactor synthesis, and excess ammonia allocated in the separation stage, with this, in the first zone, the condensation is carried out with the introduction of part of the solution of carbon ammonium salts obtained by condensation of the second stage distillation gases, and the condensing vapors are cooled with condensate boiling under excessive pressure to produce steam, in the second condensation zone of the first stage distillation gases, the condensed vapors are cooled with circulating water, rather than con
- the technical result achieved by the implementation of the proposed method is the possibility of producing in the first condensation zone distillation gases of the first stage of steam with an excess pressure of not lower than 0.33 MPa, which ensures its use in subsequent stages of the urea production process. While maintaining almost the same flow rate of steam from external sources as in the known method, this allows to reduce capital costs by reducing the heat exchange surface in the condensation apparatus of the distillation gases of the first stage and in the distillation apparatus of the second stage.
- the invention is illustrated by the attached figure 1, which shows the technological scheme of the installation implementing the proposed method.
- EXAMPLE 1 In the reactor for the synthesis of urea 1 serves the flow of liquid ammonia 2 (47586 kg / h) and gaseous carbon dioxide 3 (38400 kg / h), and UAS 4 recycled solution (145866 kg / h; ammonia 53.7, carbon dioxide 35.4, water 10.6, urea 0.2) from the second high-pressure condenser 5 (molar ratio of NH 3 : C0 2 in the reactor 3.63 : one).
- a stream of 6 melt of urea synthesis is formed and separately removed from it: (220,000 kg / h; urea 38.5, ammonia 30.2, carbon dioxide 12.7, water 18.5; hereinafter, all compositions are given in% of May; the content of ammonium carbamate is shown as the content of ammonia and carbon dioxide, the product of the interaction of which it is; the content of inert impurities in gas streams is not shown) and a stream of 7 non-condensed gases (ammonia 11579 kg / h).
- Stream 6 is throttled to a pressure of 9 MPa into a separator 8, where a gaseous stream 9 (23394 kg / h; ammonia 76.6, carbon dioxide 19.4, water 4.0) is released from it at 165 ° C.
- the melt withdrawn from stripper 11 (stream 13; 141040 kg / h; urea 59.9, ammonia 7.8, carbon dioxide 7.0, water 25.1) is subjected to further processing using conventional technological methods: distillation of the second stage with excessive a pressure of 0.3 MPa and a temperature of 135-140 ° C, condensation of the released gases upon cooling with water to form a dilute solution of UAS, evaporation of a urea solution in three steps under vacuum (residual pressure of 50, 30 and 3 kPa) to a concentration of 98.5-99 , 5% followed by prilling or granulation, as a result of which I get 84303 kg / h of urea.
- Gas stream 14 from stripper 11 (79103 kg / h; ammonia 47.6, carbon dioxide 46.7, water 5.5, urea 0.1) together with gas stream 15 (18715 kg / h, ammonia 14327 kg / h, carbon dioxide 3638 kg / h, water 750 kg / h), which is part (80%) of stream 9 from separator 8, enter the first high-pressure condenser 16.
- a part of the UAC solution obtained by condensing the second stage distillation gases is also supplied to the condenser 16 (stream 17; 14830 kg / h; ammonia 35.4, carbon dioxide 32.0, water 31.8, urea 0.8).
- the gas-liquid mixture from the condenser 16 enters the second high-pressure condenser 5, where the AC solution is also supplied from the high-pressure absorber 20 (stream 21; 19980 kg / h; ammonia 45.0, carbon dioxide 27.2, water 27.0, urea 0.7), as well as gas stream 22 (4679 kg / h, ammonia 3584 kg / h, carbon dioxide 908 kg / h, water 187 kg / h), which is the rest of gas stream 9 from separator 8, and gas stream 7 from synthesis reactor 1.
- the condenser 5 at 115 ° C (cooling with circulating water), most of the gases that are not condensed in the condenser 16 condense with by calling stream 4 recirculated to reactor 1.
- EXAMPLE 2 The urea synthesis reactor 1 is fed with streams of liquid ammonia 2 (47590 kg / h) and gaseous carbon dioxide 3 (38400 kg / h), as well as a recycled solution of UAS 4 (146233 kg / h; ammonia 53.7, carbon dioxide 35.5, water 10.6, urea 0.2) from the second high pressure condenser 5 (molar ratio of NH 3 : C0 2 in the reactor is 3.63: 1).
- a stream of 6 melt of urea synthesis is formed and separately removed from it: (220352 kg / h; urea 38.5, ammonia 30.3, carbon dioxide 12.7, water 18.5; hereinafter, all compositions are given in% of May; the content of ammonium carbamate is shown as the content of ammonia and carbon dioxide, the product of the interaction of which it is; the content of inert impurities in gas streams is not shown) and a stream of 7 non-condensed gases (ammonia 1 1597 kg / h) .
- the stream 6 is throttled to a pressure of 12 MPa in the separator 8, where from it at 165 ° C, a gaseous stream 9 (23550 kg / h; ammonia 76.5, carbon dioxide 19.5, water 4.0) is aspirated.
- a gaseous stream 9 23550 kg / h; ammonia 76.5, carbon dioxide 19.5, water 4.0
- the melt withdrawn from stripper 11 (stream 13; 142890 kg / h; urea 59.2, ammonia 8.5, carbon dioxide 7.4, water 24.8) is subjected to further processing using conventional technological methods: distillation of the second stage with excessive a pressure of 0.3 MPa and a temperature of 135-140 ° C, condensation of the released gases upon cooling with water to form a dilute solution of UAS, evaporation of a urea solution in three steps under vacuum (residual pressure of 50, 30 and 3 kPa) to a concentration of 98.5-99 , 5% followed by prilling or granulation, as a result of which I get 84,305 kg / h of urea.
- Gas stream 14 from stripper 11 (77448 kg / h; ammonia 47.2, carbon dioxide 47.0, water 5.7, urea 0.1) together with gas stream 15 (18840 kg / h, ammonia 14413 kg / h, carbon dioxide 3674 kg / h, water 754 kg / h), which is part (80%) of stream 9 from separator 8, enter the first high-pressure condenser 16.
- a part of the UAC solution obtained by condensing the second stage distillation gases is also supplied to the condenser 16 (stream 17; 13680 kg / h; ammonia 37.0, carbon dioxide 32.1, water 30.1, urea 0.8).
- the second high-pressure condenser 5 which also serves UAS solution from the high-pressure absorber 20 (stream 21; 26891 kg / h; ammonia 53.2, carbon dioxide 23.9, water 22.4, urea 0.6), as well as a gas stream 22 (4710 kg / h, ammonia 3603 kg / h, carbon dioxide 918 kg / h, water 188 kg / h), which is the rest of the gas stream 9 from the separator 8, and the gas stream 7 from the synthesis reactor 1.
- Non-absorbed ammonia 42 kg / h
- inert gases stream 25; less than 2% of the total amount of gases condensed at a pressure of 12 MPa - flows 7, 9 and 14
- Amounts and the compositions of the flows are also shown in the attached table.
- the invention can be used in the chemical industry and in the production of fertilizers to obtain urea.
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
Карбамид получают из аммиака и диоксида углерода при повышенных температуре и давлении, молярном соотношении NH3:CO2=(3,4-3,7):1, в реакторе синтеза карбамида. Из реактора синтеза карбамида раздельно выводят газы и жидкий плав синтеза карбамида. Избыточный аммиак выделяют из плава синтеза карбамида сепарацией при давлении 9-12 МПа и последующей двухступенчатой дистилляцией плава, причем дистилляцию первой ступени проводят при давлении 9-12 МПа в токе СО2 (35-40% от общего его количества, вводимого в процесс), а вторую ступень дистилляции осуществляют при низком давлении. Газы дистилляции конденсируют с образованием рециркулируемых растворов углеаммонийных солей (УАС), причем газы дистилляции первой ступени конденсируют в двух последовательных зонах при давлении дистилляции первой ступени. В первой зоне конденсацию осуществляют при введении части раствора УАС, полученного при конденсации газов дистилляции второй ступени, а конденсирующиеся пары охлаждают конденсатом, кипящим под избыточным давлением, с получением пара. 75-85% газов, выделенных на стадии сепарации, вводят в первую зону конденсации газов дистилляции первой ступени, а остальное количество газов, выделенных на стадии сепарации, вместе с газами, выведенными из реактора синтеза, - во вторую зону конденсации газов дистилляции первой ступени. Во второй зоне конденсации газов дистилляции первой ступени конденсирующиеся пары охлаждают оборотной водой. Раствор УАС, выходящий из второй зоны конденсации, направляют в реактор. Не сконденсированные во второй зоне газы при том же давлении промывают другой частью раствора УАС, полученного при конденсации газов дистилляции второй ступени, и образующийся раствор углеаммонийных солей вводят во вторую зону конденсации. Технический результат - продуцирование в первой зоне конденсации газов дистилляции первой ступени пара с параметрами, обеспечивающими его использование на последующих стадиях процесса производства карбамида.
Description
СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ КАРБАМИДА
Область техники
Изобретение относится к способам получения карбамида из аммиака и диоксида углерода.
Предшествующий уровень техники
Известен способ получения карбамида, включающий взаимодействие аммиака и диоксида углерода в реакторе синтеза при повышенных температуре (160-190°С) и давлении (12,5-20 МПа), молярном соотношении NH3:C02=(1,5- 3,5): 1 (предпочтительно 2,1 :1) с образованием реакционной смеси, содержащей карбамид, карбамат аммония (далее - карбамат) и свободный аммиак в водном растворе, раздельный вывод газов и жидкого плава синтеза карбамида из реактора синтеза, последующую подачу плава синтеза карбамида в стриппер для частичного разложения карбамата и частичного выделения свободного аммиака в токе исходного диоксида углерода (предпочтительно 25-75% от общего его количества, вводимого в процесс) при давлении от 1 МПа до давления в реакторе синтеза с получением газового потока, включающего аммиак и диоксид углерода, и жидкостного потока, включающего карбамид и остаточный карбамат в водном растворе, подачу жидкостного потока из стриппера на стадии последующего разложения карбамата, отделения аммиака и диоксида углерода и выделения карбамида, подачу газового потока из стриппера на стадию частичной абсорбции- конденсации, подачу образующегося на этой стадии жидкостного потока в реактор синтеза (SU 190290, С07С 127/04, переиздание 1974).
Вследствие использования в этом способе незначительного избытка аммиака степень конверсии диоксида углерода в карбамид и удельная производительность реактора невысоки, что приводит к значительным капитальным затратам на его сооружение и к большому масштабу рецикла, требующему высоких энергозатрат - на уровне 0,217 т условного топлива (т.у.т.) на производство 1 т карбамида.
Известен способ получения карбамида из аммиака и диоксида углерода при повышенных температуре и давлении, молярном соотношении ΝΗ3:Οθ2=(3,6- 6,0): 1, в реакторе синтеза карбамида с последующим выделением избыточного аммиака из плава синтеза карбамида сепарацией при давлении 6-12 МПа, двухступенчатой дистилляцией плава, конденсацией газов дистилляции с
образованием рециркулируемых растворов углеаммонийных солей (УАС), причем дистилляцию первой ступени проводят при давлении 6-12 МПа в токе С02 (~70% от общего его количества, вводимого в процесс), плав после дистилляции передают на вторую ступень дистилляции, которую осуществляют при низком давлении, газы дистилляции первой ступени конденсируют в двух последовательных зонах при давлении дистилляции первой ступени, причем в обеих зонах конденсирующиеся пары охлаждают конденсатом, кипящим под избыточным давлением, с получением пара, используемого на последующих стадиях процесса; при этом конденсацию в первой зоне осуществляют при избытке С02 в газовой фазе и введении раствора УАС, полученного при абсорбции-конденсации газов дистилляции второй ступени, во вторую зону конденсации подают отсепарированный аммиак, раствор УАС, выходящий из второй зоны конденсации, направляют в реактор, смешивая перед рециркуляцией с жидким аммиаком, а не сконденсированные газы подвергают водной абсорбции- конденсации совместно с газами дистилляции второй ступени (SU 692257, С07С 126/02, 1984).
Этот известный способ, благодаря сочетанию высокого молярного соотношения NH3:C02 на стадии синтеза с проведением дистилляции первой ступени при давлении, не столь низком, как 1 МПа, но и не столь высоком, как давление синтеза, позволяет минимизировать затраты энергетических средств. Как указано в описании известного способа, при его осуществлении суммарные удельные энергетические затраты на производство 1 т карбамида составляют 0,166 т.у.т. и значительно ниже затрат по другим известным способам. Однако предусмотренные известным способом условия конденсации газов дистилляции первой ступени в двух последовательных зонах обеспечивают относительно невысокую полноту их конденсации при давлении 6-12 МПа: по мере протекания процесса конденсации при постоянной температуре и увеличения концентрации карбамата аммония в образующемся растворе УАС возрастает равновесное давление паров над раствором. Поэтому во второй зоне конденсации, охлаждаемой так же, как и первая, конденсатом, кипящим под давлением, степень конденсации невысока. Не сконденсированные на этой стадии газы подвергают конденсации на ступени низкого давления. Так, согласно примеру из описания данного известного способа, общее количество газов, выделенных при давлении 9
МПа, составляет 107900 кг/ч, и из этого количества на ступень низкого давления передают 34900 кг/ч (32%). Это приводит к получению большого количества разбавленного раствора УАС, который до рециркуляции необходимо сконцентрировать, что требует дополнительных энергетических затрат. По этой причине технический потенциал указанного выше сочетания условий синтеза и дистилляции первой ступени используется не полностью.
Наиболее близким к предложенному является известный способ получения карбамида из аммиака и диоксида углерода при повышенных температуре и давлении, молярном соотношении NH3:C02=(3,4-3,7):1, в реакторе синтеза карбамида с раздельным выводом из него газов и жидкого плава синтеза карбамида, с последующим выделением избыточного аммиака из плава синтеза карбамида сепарацией при давлении 8-12 МПа, двухступенчатой дистилляцией плава, конденсацией газов дистилляции с образованием рециркулируемых растворов УАС, причем дистилляцию первой ступени проводят при давлении 8- 12 МПав токе С02, используемого в количестве 30-35% от общего его количества, вводимого в процесс, плав после дистилляции передают на вторую ступень дистилляции, которую осуществляют при низком давлении, газы дистилляции первой ступени конденсируют в двух последовательных зонах при давлении дистилляции первой ступени, при этом в первой зоне конденсацию осуществляют при введении части раствора УАС, полученного при конденсации газов дистилляции второй ступени, а конденсирующиеся пары охлаждают конденсатом, кипящим под избыточным давлением, с получением пара, газы, выведенные из реактора синтеза, вместе с избыточным аммиаком, выделенным на стадии сепарации, вводят в первую зону конденсации газов дистилляции первой ступени, во второй зоне конденсации газов дистилляции первой ступени конденсирующиеся пары охлаждают оборотной водой, а не сконденсированные газы при том же давлении промывают другой частью раствора углеаммонийных солей, полученного при конденсации газов дистилляции второй ступени, и образующийся раствор углеаммонийных солей вводят во вторую зону конденсации, а раствор углеаммонийных солей, выходящий из второй зоны конденсации, направляют в реактор (RU 2454403, С07С 273/04, 2012).
В этом способе, благодаря введению газообразных потоков из реактора синтеза и из зоны сепарации избыточного аммиака в первую зону конденсации
при давлении 8-12 МПа совместно с газами дистилляции первой ступени, оказывается возможным существенно увеличить степень конденсации аммиака и диоксида углерода на этой стадии и соответственно увеличить выработку пара при конденсации, а также снизить количество газов, которые необходимо конденсировать при низком давлении. Это обстоятельство влечет за собой снижение энергетических затрат в производстве карбамида до 0,160 т.у.т. на 1 т карбамида.
Недостатком способа является относительно невысокий температурный уровень процесса конденсации газов дистилляции в первой зоне. От этого уровня зависят давление и температура пара, получаемого в результате утилизации выделяющегося тепла (избыточное давление 0,28-0,32 МПа, температура 130— 135°С). Возможности использования пара таких параметров на последующих стадиях процесса ограничены, поскольку даже при транспортировании такого пара к месту его потребления его параметры могут снизиться ниже допустимого уровня.
Раскрытие изобретения
Задача, поставленная данным изобретением, состоит в таком перераспределении технологических потоков, которое позволило бы генерировать в первой зоне конденсации при давлении 9-12 МПа пар, пригодный для использования на последующих стадиях процесса.
Для решения этой задачи предложен способ получения карбамида из аммиака и диоксида углерода при повышенных температуре и давлении, молярном соотношении ЫНз:С02 =(3»4-3,7):1, в реакторе синтеза карбамида, из которого раздельно выводят газы и жидкий плав синтеза карбамида, с последующим выделением избыточного аммиака из плава синтеза карбамида сепарацией при давлении 9-12 МПа, двухступенчатой дистилляцией плава, конденсацией газов дистилляции с образованием рециркулируемых растворов углеаммонийных солей, причем дистилляцию первой ступени проводят при давлении 9-12 МПа в токе С02, плав после дистилляции передают на вторую ступень дистилляции, которую осуществляют при низком давлении, газы дистилляции первой ступени конденсируют в двух последовательных зонах при давлении дистилляции первой ступени, куда вводят также газы, выведенные из реактора синтеза, и избыточный аммиак, выделенный на стадии сепарации, при
этом в первой зоне конденсацию осуществляют при введении части раствора углеаммонийных солей, полученного при конденсации газов дистилляции второй ступени, а конденсирующиеся пары охлаждают конденсатом, кипящим под избыточным давлением, с получением пара, во второй зоне конденсации газов дистилляции первой ступени конденсирующиеся пары охлаждают оборотной водой, а не сконденсированные газы при том же давлении промывают другой частью раствора углеаммонийных солей, полученного при конденсации газов дистилляции второй ступени, и образующийся раствор углеаммонийных солей вводят во вторую зону конденсации, раствор углеаммонийных солей, выходящий из второй зоны конденсации, направляют в реактор, отличающийся тем, что дистилляцию первой ступени проводят в токе С02, используемого в количестве 35-40% от общего его количества, вводимого в процесс, 75-85% газов, выделенных на стадии сепарации, вводят в первую зону конденсации газов дистилляции первой ступени, а остальное количество газов, выделенных на стадии сепарации, вместе с газами, выведенными из реактора синтеза, вводят во вторую зону конденсации газов дистилляции первой ступени.
Техническим результатом, достигаемым при реализации предложенного способа, является обеспечение возможности продуцирования в первой зоне конденсации газов дистилляции первой ступени пара с избыточным давлением не ниже 0,33 МПа, что обеспечивает его использование на последующих стадиях процесса производства карбамида. При сохранении практически того же расхода пара из внешних источников, что и в известном способе, это позволяет уменьшить капитальные затраты благодаря уменьшению поверхности теплообмена в аппаратах конденсации газов дистилляции первой ступени и в аппаратах дистилляции второй ступени.
Краткое описание фигур чертежей
Сущность изобретения иллюстрируется прилагаемой фигурой 1, на которой приведена технологическая схема установки, осуществляющей предлагаемый способ.
Варианты осуществления изобретения
Сущность изобретения иллюстрируется приведенными ниже примерами. ПРИМЕР 1. В реактор синтеза карбамида 1 подают потоки жидкого аммиака 2 (47586 кг/ч) и газообразного диоксида углерода 3 (38400 кг/ч), а также
рециркулируемого раствора УАС 4 (145866 кг/ч; аммиак 53,7, диоксид углерода 35,4, вода 10,6, карбамид 0,2) из второго конденсатора высокого давления 5 (мольное соотношение NH3:C02 в реакторе 3,63: 1). В реакторе при давлении 20 МПа и температуре 190°С образуются и раздельно из него выводятся поток 6 плава синтеза карбамида: (220000 кг/ч; карбамид 38,5, аммиак 30,2, диоксид углерода 12,7, вода 18,5; здесь и далее все составы даны в % мае; содержание карбамата аммония показано как содержание аммиака и диоксида углерода, продуктом взаимодействия которых он является; содержание инертных примесей в газовых потоках не показано) и поток 7 не сконденсированных газов (аммиак 11579 кг/ч). Поток 6 дросселируют до давления 9 МПа в сепаратор 8, где из него при 165°С выделяется газообразный поток 9 (23394 кг/ч; аммиак 76,6, диоксид углерода 19,4, вода 4,0). Поток 10 плава из сепаратора 8 (196607 кг/ч; карбамид 43,1, аммиак 24,7, диоксид углерода 11,9, вода 20,3; мольное соотношение NH3:C02=2,93 - с учетом карбамида) без изменения давления поступает в стриппер 1 1, где при нагреве паром высокого давления (50733 кг/ч, избыточное давление 2 МПа) и продувке диоксидом углерода (поток 12; 23536 кг/ч - 38% от общего количества, вводимого в процесс) при 165°С в нижней части происходит разложение большей части карбамата аммония и отгонка оставшегося избыточного аммиака. Плав, выводимый из стриппера 11 (поток 13; 141040 кг/ч; карбамид 59,9, аммиак 7,8, диоксид углерода 7,0, вода 25,1) подвергают дальнейшей обработке с помощью обычных технологических приемов: дистилляция второй ступени при избыточном давлении 0,3 МПа и температуре 135-140°С, конденсация выделенных газов при охлаждении водой с образованием разбавленного раствора УАС, выпаривание раствора карбамида в три ступени под вакуумом (остаточное давление 50, 30 и 3 кПа) до концентрации 98,5-99,5% с последующим приллированием или гранулированием, в результате которого получают 84303 кг/ч карбамида. Газовый поток 14 из стриппера 11 (79103 кг/ч; аммиак 47,6, диоксид углерода 46,7, вода 5,5, карбамид 0,1) вместе с газовым потоком 15 (18715 кг/ч, аммиак 14327 кг/ч, диоксид углерода 3638 кг/ч, вода 750 кг/ч), являющимся частью (80%) потока 9 из сепаратора 8, поступают в первый конденсатор высокого давления 16. В конденсатор 16 подают также часть раствора УАС, полученного при конденсации газов дистилляции второй ступени (поток 17; 14830 кг/ч; аммиак 35,4, диоксид углерода 32,0, вода 31,8, карбамид
0,8). В межтрубном пространстве конденсатора 16 при испарении парового конденсата, поступающего из емкости 18, за счет тепла образования карбамата и растворения аммиака при 157°С образуется 5361 1 кг/ч пара с избыточным давлением 0,33 МПа (поток 19), который используют на последующих стадиях процесса. Газожидкостная смесь из конденсатора 16 поступает во второй конденсатор высокого давления 5, куда также подают раствор У АС из абсорбера высокого давления 20 (поток 21 ; 19980 кг/ч; аммиак 45,0, диоксид углерода 27,2, вода 27,0, карбамид 0,7), а также газовый поток 22 (4679 кг/ч, аммиак 3584 кг/ч, диоксид углерода 908 кг/ч, вода 187 кг/ч), являющийся остальной частью газового потока 9 из сепаратора 8, и газовый поток 7 из реактора синтеза 1. В конденсаторе 5 при 115°С (охлаждение оборотной водой) конденсируется большая часть газов, не сконденсированных в конденсаторе 16, с образованием рециркулируемого в реактор 1 потока 4. Большая часть газов, не сконденсированных в конденсаторе 5 (поток 23; аммиак 3019 кг/ч), поглощается другой частью раствора УАС, полученного при конденсации газов дистилляции второй ступени (поток 24; 17000 кг/ч; состав идентичен составу потока 17), в абсорбере высокого давления 20 с образованием потока 21 раствора УАС. Не абсорбированный аммиак (39 кг/ч) в смеси с инертными газами (поток 25; менее 2% от суммарного количества газов, конденсируемых при давлении 9 МПа - потоки 7, 9 и 14) направляют на окончательное поглощение в абсорбер низкого давления 26. Количества и составы потоков приведены также в прилагаемой таблице.
ПРИМЕР 2. В реактор синтеза карбамида 1 подают потоки жидкого аммиака 2 (47590 кг/ч) и газообразного диоксида углерода 3 (38400 кг/ч), а также рециркулируемого раствора УАС 4 (146233 кг/ч; аммиак 53,7, диоксид углерода 35,5, вода 10,6, карбамид 0,2) из второго конденсатора высокого давления 5 (мольное соотношение NH3:C02 в реакторе 3,63:1). В реакторе при давлении 20 МПа и температуре 190°С образуются и раздельно из него выводятся поток 6 плава синтеза карбамида: (220352 кг/ч; карбамид 38,5, аммиак 30,3, диоксид углерода 12,7, вода 18,5; здесь и далее все составы даны в % мае; содержание карбамата аммония показано как содержание аммиака и диоксида углерода, продуктом взаимодействия которых он является; содержание инертных примесей в газовых потоках не показано) и поток 7 не сконденсированных газов (аммиак 1 1597 кг/ч). Поток 6 дросселируют до давления 12 МПа в сепаратор 8, где из него
при 165°C вьщеляется газообразный поток 9 (23550 кг/ч; аммиак 76,5, диоксид углерода 19,5, вода 4,0). Поток 10 плава из сепаратора 8 (196803 кг/ч; карбамид 43,1, аммиак 24,7, диоксид углерода 1 1,9, вода 20,3; мольное соотношение ЫНз:С02=2,93 - с учетом карбамида) без изменения давления поступает в стриппер 11, где при нагреве паром высокого давления (49533 кг/ч, давление 2 МПа) и продувке диоксидом углерода (поток 12; 23536 кг/ч - 38% от общего количества, вводимого в процесс) при 165°С в нижней части происходит разложение большей части карбамата аммония и отгонка оставшегося избыточного аммиака. Плав, выводимый из стриппера 11 (поток 13; 142890 кг/ч; карбамид 59,2, аммиак 8,5, диоксид углерода 7,4, вода 24,8) подвергают дальнейшей обработке с помощью обычных технологических приемов: дистилляция второй ступени при избыточном давлении 0,3 МПа и температуре 135-140°С, конденсация выделенных газов при охлаждении водой с образованием разбавленного раствора УАС, выпаривание раствора карбамида в три ступени под вакуумом (остаточное давление 50, 30 и 3 кПа) до концентрации 98,5-99,5% с последующим приллированием или гранулированием, в результате которого получают 84305 кг/ч карбамида. Газовый поток 14 из стриппера 11 (77448 кг/ч; аммиак 47,2, диоксид углерода 47,0, вода 5,7, карбамид 0,1) вместе с газовым потоком 15 (18840 кг/ч, аммиак 14413 кг/ч, диоксид углерода 3674 кг/ч, вода 754 кг/ч), являющимся частью (80%) потока 9 из сепаратора 8, поступают в первый конденсатор высокого давления 16. В конденсатор 16 подают также часть раствора УАС, полученного при конденсации газов дистилляции второй ступени (поток 17; 13680 кг/ч; аммиак 37,0, диоксид углерода 32,1, вода 30,1, карбамид 0,8). В межтрубном пространстве конденсатора 16 при испарении парового конденсата, поступающего из емкости 18, за счет тепла образования карбамата и растворения аммиака при 164°С образуется 49826 кг/ч пара с избыточным давлением 0,35 МПа (поток 19), который используют на последующих стадиях процесса. Газожидкостная смесь из конденсатора. 16 поступает во второй конденсатор высокого давления 5, куда также подают раствор УАС из абсорбера высокого давления 20 (поток 21 ; 26891 кг/ч; аммиак 53,2, диоксид углерода 23,9, вода 22,4, карбамид 0,6), а также газовый поток 22 (4710 кг/ч, аммиак 3603 кг/ч, диоксид углерода 918 кг/ч, вода 188 кг/ч), являющийся остальной частью газового потока 9 из сепаратора 8, и газовый поток 7 из реактора синтеза 1. В конденсаторе
5 при 140°C (охлаждение оборотной водой) конденсируется большая часть газов, не сконденсированных в конденсаторе 16, с образованием рециркулируемого в реактор 1 потока 4. Большая часть газов, не сконденсированных в конденсаторе 5 (поток 23; аммиак 6934 кг/ч), поглощается другой частью раствора УАС, полученного при конденсации газов дистилляции второй ступени (поток 24; 20000 кг/ч; состав идентичен составу потока 17), в абсорбере высокого давления 20 с образованием потока 21 раствора УАС. Не абсорбированный аммиак (42 кг/ч) в смеси с инертными газами (поток 25; менее 2% от суммарного количества газов, конденсируемых при давлении 12 МПа - потоки 7, 9 и 14) направляют на окончательное поглощение в абсорбер низкого давления 26. Количества и составы потоков приведены также в прилагаемой таблице.
Промышленная применимость
Изобретение может быть использовано в химической промышленности и производстве удобрений для получения карбамида.
Таблица
Количества и составы потоков по примерам
Claims
СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ КАРБАМИДА
Формула изобретения
Способ получения карбамида из аммиака и диоксида углерода при повышенных температуре и давлении, молярном соотношении >Шз:С02=(3,4- 3,7): 1, в реакторе синтеза карбамида, из которого раздельно выводят газы и жидкий плав синтеза карбамида, с последующим выделением избыточного аммиака из плава синтеза карбамида сепарацией при давлении 9-12 МПа, двухступенчатой дистилляцией плава, конденсацией газов дистилляции с образованием рециркулируемых растворов углеаммонийных солей, причем дистилляцию первой ступени проводят при давлении 9-12 МПа в токе диоксида углерода, плав после дистилляции передают на вторую ступень дистилляции, которую осуществляют при низком давлении, газы дистилляции первой ступени конденсируют в двух последовательных зонах при давлении дистилляции первой ступени, куда вводят также газы, выведенные из реактора синтеза, и избыточный аммиак, выделенный на стадии сепарации, при этом в первой зоне конденсацию осуществляют при введении части раствора углеаммонийных солей, полученного при конденсации газов дистилляции второй ступени, а конденсирующиеся пары охлаждают конденсатом, кипящим под избыточным давлением, с получением пара, во второй зоне конденсации газов дистилляции первой ступени конденсирующиеся пары охлаждают оборотной водой, а не сконденсированные газы при том же давлении промывают другой частью раствора углеаммонийных солей, полученного при конденсации газов дистилляции второй ступени, и образующийся раствор углеаммонийных солей вводят во вторую зону конденсации, раствор углеаммонийных солей, выходящий из второй зоны конденсации, направляют в реактор, отличающийся тем, что дистилляцию первой ступени проводят в токе диоксида углерода, используемого в количестве 35-40% от общего его количества, вводимого в процесс, 75-85% газов, выделенных на стадии сепарации, вводят в первую зону конденсации газов дистилляции первой ступени, а остальное количество газов, выделенных на стадии сепарации, вместе с газами, выведенными из реактора синтеза, вводят во вторую зону конденсации газов дистилляции первой ступени.
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| UAA201510346A UA112397C2 (uk) | 2013-05-15 | 2014-07-05 | Спосіб виробництва карбаміду |
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2013122512/04A RU2529462C1 (ru) | 2013-05-15 | 2013-05-15 | Способ получения карбамида |
| RU2013122512 | 2013-05-15 |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| WO2014185819A1 true WO2014185819A1 (ru) | 2014-11-20 |
Family
ID=51656702
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| PCT/RU2014/000329 WO2014185819A1 (ru) | 2013-05-15 | 2014-05-07 | Способ получения карбамида |
Country Status (3)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2529462C1 (ru) |
| UA (1) | UA112397C2 (ru) |
| WO (1) | WO2014185819A1 (ru) |
Citations (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2454403C1 (ru) * | 2011-05-20 | 2012-06-27 | Открытое Акционерное Общество "Научно-Исследовательский И Проектный Институт Карбамида И Продуктов Органического Синтеза" (Оао Ниик) | Способ получения карбамида |
Family Cites Families (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| SU692257A1 (ru) * | 1976-11-01 | 1984-05-23 | Предприятие П/Я Г-4302 | Способ получени мочевины |
| SU839225A1 (ru) * | 1979-07-12 | 1984-05-15 | Предприятие П/Я Г-4302 | Способ получени мочевины |
| NL8104039A (nl) * | 1981-09-01 | 1983-04-05 | Unie Van Kunstmestfab Bv | Werkwijze voor de bereiding van ureum. |
-
2013
- 2013-05-15 RU RU2013122512/04A patent/RU2529462C1/ru active
-
2014
- 2014-05-07 WO PCT/RU2014/000329 patent/WO2014185819A1/ru active Application Filing
- 2014-07-05 UA UAA201510346A patent/UA112397C2/uk unknown
Patent Citations (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2454403C1 (ru) * | 2011-05-20 | 2012-06-27 | Открытое Акционерное Общество "Научно-Исследовательский И Проектный Институт Карбамида И Продуктов Органического Синтеза" (Оао Ниик) | Способ получения карбамида |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| RU2529462C1 (ru) | 2014-09-27 |
| UA112397C2 (uk) | 2016-08-25 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| JP4975205B2 (ja) | ガス状混合物からのアンモニア回収方法 | |
| CN108026034B (zh) | 尿素制造方法以及尿素制造装置 | |
| EA034482B1 (ru) | Совмещенное производство карбамида и меламина | |
| US10550075B2 (en) | Process for integrated production of urea and urea-ammonium nitrate | |
| US4539077A (en) | Process for the preparation of urea | |
| RU2454403C1 (ru) | Способ получения карбамида | |
| EP2343274A1 (en) | A urea stripping process for the production of urea | |
| AU2006244735B2 (en) | Method for concentrating an aqueous ammonium carbamate stream | |
| RU2499791C1 (ru) | Способ и установка для получения карбамида и способ модернизации установки для получения карбамида | |
| RU2529462C1 (ru) | Способ получения карбамида | |
| CN101903361A (zh) | 三聚氰胺的制备方法 | |
| US4207256A (en) | Treatment of water vapor generated in concentrating an aqueous urea solution | |
| IE45825B1 (en) | Process for preparing a urea solution from nh3 and co2 | |
| KR800001159B1 (ko) | 암모니아와 이산화탄소를 함유하고 있는 혼합물로 부터 암모니아와 이산화탄소를 분리하는 방법 | |
| WO2024112198A1 (en) | Urea melamine plant with melamine off-gas condenser | |
| RU2071467C1 (ru) | Способ получения карбамида | |
| RU2069657C1 (ru) | Способ получения карбамида | |
| 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: 14797533 Country of ref document: EP Kind code of ref document: A1 |
|
| WWE | Wipo information: entry into national phase |
Ref document number: 139450140003007834 Country of ref document: IR |
|
| WWE | Wipo information: entry into national phase |
Ref document number: A20150498 Country of ref document: BY |
|
| WWE | Wipo information: entry into national phase |
Ref document number: A201510346 Country of ref document: UA |
|
| WWE | Wipo information: entry into national phase |
Ref document number: 2015/13524 Country of ref document: TR |
|
| NENP | Non-entry into the national phase |
Ref country code: DE |
|
| 122 | Ep: pct application non-entry in european phase |
Ref document number: 14797533 Country of ref document: EP Kind code of ref document: A1 |