Способ получения карбамида

Изобретение относится к способу получения карбамида из аммиака и диоксида углерода при повышенных температуре и давлении, молярном соотношении NH3:CO2=(3,4-3,7):1. Способ проводят 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. Дистилляцию первой ступени проводят при давлении 9-12 МПа в токе диоксида углерода, плав после дистилляции передают на вторую ступень дистилляции, осуществляемую 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. 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. Образующийся раствор углеаммонийных солей вводят во вторую зону конденсации, раствор углеаммонийных солей, выходящий из второй зоны конденсации, направляют в реактор. 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. Технический результат заключается в продуцировании в первой зоне конденсации газов дистилляции первой ступени пара с параметрами, обеспечивающими его использование на последующих стадиях процесса производства карбамида. 1 ил., 1 табл., 2 пр.

 

Изобретение относится к способам получения карбамида из аммиака и диоксида углерода.

Известен способ получения карбамида, включающий взаимодействие аммиака и диоксида углерода в реакторе синтеза при повышенных температуре (160-190°C) и давлении (12,5-20 МПа), молярном соотношении NH3:CO2=(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, C07C 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 NH3:CO2=(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 CO2 (~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 CO2 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, C07C 126/02, 1984).

Этот известный способ, благодаря сочетанию высокого молярного соотношения NH3:CO2 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:CO2=(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 МПа в токе CO2, 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, C07C 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°C). 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.

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 NH3:CO2=(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 CO2, 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 CO2, 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.

Сущность изобретения иллюстрируется приведенными ниже примерами со ссылкой на технологическую схему, приведенную на прилагаемой фигуре.

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:CO2 в реакторе 3,63:1). В реакторе при давлении 20 МПа и температуре 190°C 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 % мас.; 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°C 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:CO2=2,93 - с учетом карбамида) без изменения давления поступает в стриппер 11, 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°C 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°C, 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°C образуется 53611 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 УАС 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°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 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:CO2 в реакторе 3,63:1). В реакторе при давлении 20 МПа и температуре 190°C 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 % мас.; 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 11597 кг/ч). Поток 6 дросселируют до давления 12 МПа в сепаратор 8, где из него при 165°C выделяется 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 11,9, вода 20,3; мольное соотношение NH3:CO2=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°C 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°C, 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°C 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.

Таблица
Количества и составы потоков по примерам
№ потока Количество, кг/ч Состав, % мас.
NH3 CO2 карбамид вода
Пример 1
2 47586 100
3 38400 100
4 145866 53,7 35,4 0,2 10,6
6 220000 30,2 12,7 38,5 18,5
7 11579 100
9 23394 76,6 19,4 4,0
10 196607 24,7 11,9 43,1 20,3
12 23536 100
13 141040 7,8 7,0 59,9 25,1
14 79103 47,6 46,7 0,1 5,5
15 18715 76,6 19,4 4,0
17 14830 35,4 32,0 0,8 31,8
19 53611 100
21 19980 45,0 27,2 0,7 27,0
22 4679 76,6 19,4 4,0
23 3019 100
24 17000 35,4 32,0 0,8 31,8
25 39 100
Пример 2
2 47590 100
3 38400 100
4 146233 53,7 35,5 0,2 10,6
6 220352 30,3 12,7 38,5 18,5
7 11597 100
9 23550 76,5 19,5 4,0
10 196803 24,7 11,9 43,1 20,3
12 23536 100
13 142890 8,5 7,4 59,2 24,8
14 77448 47,2 47,0 0,1 5,7
15 18840 76,5 19,5 4,0
17 13680 37,0 32,1 0,8 30,1
19 49826 100
21 26891 53,2 23,9 0,6 22,4
22 4710 76,5 19,5 4,0
23 6934 100
24 20000 37,0 32,1 0,8 30,1
25 42 100

Способ получения карбамида из аммиака и диоксида углерода при повышенных температуре и давлении, молярном соотношении NH3:CO2=(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.



 

Похожие патенты:

Изобретение может быть использовано для производства удобрений и смешанных видов топлива из простаивающего природного газа. Способ производства мочевины включает добычу простаивающего сырьевого природного газа, его смешение, удаление влаги и потенциально разрушительных веществ, риформинг, восстановление потока CO2 из природного риформинг-газа, сочетание регенерированного потока CO2 с потоком аммиака и выделение мочевины.

Изобретение относится к способу получения мочевины. Способ включает вступление в реакцию аммиака и диоксида углерода в контуре (1) высокого давления, включающем по меньшей мере реактор (2, 200) синтеза, секцию (3) термической отпарки и секцию (4) конденсации карбамата.

Изобретение относится к способу получения мочевины из биомассы. Способ включает стадии, на которых очищают исходное сырье из биомассы с целью удаления всех неорганических веществ, смешивают очищенное исходное сырье из биомассы с целью получения однородной смеси, гранулируют смешанное исходное сырье из биомассы с целью получения гранул преимущественно однородного размера, измельчают гранулы до размера частиц 1 мм или менее, газифицируют измельченные гранулы в газогенераторе, подвергают сжатию поток CO2 до давления не менее около 6000 фунт/кв.

Изобретение относится к способу получения карбамида. Способ включает взаимодействие 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, дистилляцию 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.

Изобретение относится к способу получения мочевины. При осуществлении способа жидкий аммиак и диоксид углерода подают в секцию (100) синтеза и подвергают в ней реакции для получения мочевины.

Изобретение относится к способу модернизации установки (1) для получения мочевины, использующей процесс самоотпарки. .

Изобретение относится к усовершенствованному способу синтеза мочевины из аммиака и диоксида углерода при высоких давлении и температуре с образованием карбамата аммония в качестве промежуточного продукта.

Изобретение относится к способу модернизации установки (1) для получения мочевины. .

Изобретение относится к способу получения карбамида из аммиака и диоксида углерода. .

Изобретение относится к способу получения мочевины из аммиака и диоксида углерода. .

Изобретение относится к способу экологически чистого получения мочевины (CO(NH2)2) из отходов любого состава. Способ включает следующие стадии: а) получение синтез-газа, содержащего CO, CO2 и H2, посредством высокотемпературной обработки отходов в реакторе в присутствии кислорода O2, который получают посредством процесса криогенного разделения воздуха; б) преобразование CO, содержащегося в синтез-газе, с использованием H2O, в CO2+H2 (реакция сдвига) и отделение CO2 от H2; в) преобразование H2, полученного на стадии (б), с использованием N2, полученного из процесса криогенного разделения воздуха на стадии (а), с получением аммиака (NH3), и г) преобразование NH3 со стадии (в), с использованием CO2 со стадии (б), с получением мочевины (CO(NH2)2). Изобретение позволяет получить мочевину экономичным способом без газообразных выбросов, загрязняющих воздух. 1 ил.

Изобретение относится к реактору для проведения газожидкостных двухфазных химических реакций. Вертикальный реактор для получения мочевины с помощью прямого синтеза, начинающегося с аммиака и диоксида углерода, в газожидкостной двухфазной смеси, включает полую конструкцию, ограниченную внешней стенкой, имеющей цилиндрическую форму, закрытую на концах полукруглыми крышками и содержащую отверстия для впуска и выпуска технологических жидкостей, так чтобы обеспечить возможность попутного протекания газовой и жидкой фаз внутри реактора, множество наложенных друг на друга перфорированных тарелок, проходящих горизонтально внутри конструкции до внутренней поверхности цилиндрической стенки и подходящим образом разнесенных вдоль вертикальной оси таким образом, что между каждой парой соседних тарелок имеется сектор, находящийся в гидравлическом соединении с сектором, расположенным соответственно выше и/или ниже него, при этом по меньшей мере один сектор содержит разделительную перегородку, расположенную между двумя соседними тарелками и перпендикулярно им и закрепленную на поверхности тарелок и на внутренней поверхности футеровки внешней стенки, так чтобы разделить сектор на две секции, объемы которых находятся в отношении друг к другу, составляющем от 1/3 до 3/1, предпочтительно от 0,95 до 1,05, более предпочтительно равном 1. Изобретение обеспечивает эффективность и экономичность газожидкостных реакций, а также увеличение производственной мощности реактора. 3 н. и 12 з.п. ф-лы, 5 ил.

Изобретение относится к способу формирования мочевины посредством объединения процесса получения аммиака и процесса получения мочевины. Способ включает получение аммиака и диоксида углерода и топочного газа для первого потока аммиака, потока диоксида углерода и потока топочного газа, содержащего диоксид углерода; разделение первого потока аммиака на второй поток аммиака и третий поток аммиака, причем второй поток аммиака переносится в абсорбер, и третий поток аммиака переносится в секцию синтеза мочевины процесса получения мочевины для получения мочевины; перенос потока диоксида углерода в секцию синтеза мочевины; перенос потока топочного газа в абсорбер; объединение второго потока аммиака и потока обедненного растворителя, поступающего из процесса получения мочевины для образования смешанного потока; приведение в контакт смешанного потока с потоком топочного газа в абсорбере для поглощения диоксида углерода из потока топочного газа с образованием потока обогащенного растворителя и потока обработанного газа; перенос потока обогащенного растворителя, выпускаемого из абсорбера, в секцию синтеза мочевины; приведение в контакт потока диоксида углерода, третьего потока аммиака и потока обогащенного растворителя в секции синтеза мочевины для образования мочевины и потока обедненного растворителя и перенос потока обедненного растворителя из процесса получения мочевины в абсорбер. Также предложены способ формирования мочевины посредством объединения части процесса аммиака и процесса получения мочевины, системы для осуществления способов. Изобретение позволяет уменьшить потребности в потреблении энергии и требования к капитальным затратам. 4 н. и 25 з.п. ф-лы, 3 ил.

Изобретение относится к способу модернизации установки для производства мочевины с самоотпариванием, включающей секцию синтеза мочевины высокого давления, куда входит по меньшей мере реактор, термическая или аммиачная отпарные секции и конденсатор, секция обработки среднего давления и секция извлечения низкого давления. Способ включает стадии, на которых осуществляют монтаж промежуточной секции (30) извлечения, соединенной между секцией синтеза высокого давления и секцией среднего давления, направление, по меньшей мере частично, потока раствора мочевины (14А, 15А), полученного в секции высокого давления, в промежуточную секцию (30), направление потока концентрированного раствора (15В) из промежуточной секции в секцию среднего давления, разложение карбамата и извлечение раствора карбамата из потока раствора мочевины в промежуточной секции (30) извлечения, работающей при промежуточном давлении, которое ниже рабочего давления в секции синтеза и выше, чем рабочее давление в секции среднего давления, с получением потока концентрированного раствора (15В) при промежуточном давлении. Также предложены способ синтеза мочевины с самоотпариванием и установка для производства мочевины. Изобретение позволяет увеличить производительность установки для производства мочевины с самоотпариванием. 3 н. и 10 з.п. ф-лы, 6 ил.
Наверх