Способ получения мочевины

Способ получения мочевины

Иллюстрации

Показать все

Реферат

 

СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ МОЧЕВИНЫ, включающий ее синтез из аммиака и двуокиси углерода при 180г230 С и давлении 150-220 кгс/см, выделение из плава синтеза непрореагировавших NHj и СО- с последующей их абсорбцией-конденсацией и рециркуляцией в узел синтеза образующегося раствора углеаммонийных солей, причем газы, отделенные из плава синтеза, рециркулируют в процесс после контактированияс потоком веществ, предназ.наченных к введению в узел синтеза, .отличающийся тем, что, с целью снижения энергетических затрат , выделение из плава синтеза непрореагировавших NHj и COj прово (Л дят при давлении 100-220 кгс/см, а выделенные при этом газы направляют на контактирование с потоком раствора углеаммонийных солей, имеющим .давление 170-300 кгс/см.

СОЮЗ СОВЕТСКИХ

СОЦИАЛИСТИЧЕСКИХ

РЕСПУБЛИК (19) (И) З(51) С 07 С 126/02

ГОСУДАРСТВЕННЫЙ КОМИТЕТ СССР по делАм изОБРетений и ОтнРытий

ОПИСАНИЕ ИЗОБРЕТЕНИЯ (,;, H ABTOPCKOMV СВИДЕТЕЛЬСТВУ ! (21) 3330512/23-04 (22) 14.08.81 (46) 15. 10.84. Бюл. № 38 (72) Д.М.Горловский, Б.П.Мельников, В.И.Кучерявый, В.В.Лебедев, К.Н.Синева, Я.С.Теплицкий, Б.И.Пихтовников, А.Г.Померанцев, Ю.А.Сергеев, С.M.Ñèìoíoâ и Л.Г.Лобанов (53) 661.717.5.07(088.8) (56) 1. Кучерявый В.И. и Лебедев В.В.

Синтез и применение карбамида. Л.(."Химия™, 1970, с. 187-208.

2. Патент Англии № 952764, кл. С 2С, опублик. 1964.

3. Патент Англии ¹ 1173195, кл. С 07 С 127/04, опублик. 1969.

4. Авторское свидетельство СССР № 692257, кл. С 07 С 126/02, 1976.

5. Патент Англии № 1181039, кл. С 07 С 127/04, опублик. 1968.

6. Соколов Е.Я. и др. Струйные аппараты. M., "Энергия", 1 970, с. 10. (54)(57) СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ МОЧЕВИНЫ, включающий ее синтез из аммиака и двуокиси углерода при 180-, 230 С и давлении 150-220 кгс/см, выделение из плава синтеза непрореагировавших

NH и СО с последующей их абсорбцией-конденсацией и рециркуляцией в узел синтеза образующегося раствора углеаммонийных солей, причем газы, отделенные из плава синтеза, рециркулируют в процесс после контактирования с потоком веществ, предназ.наченных к введению в узел синтеза, отличающийся тем, что, с целью снижения энергетических затрат, выделение из плава синтеза непрореагировавших NHg и СО прово дят при давлении 100-220 кгс/см, а выделенные при этом газы направляют на контактирование с потоком раствора углеаммонийных солей, имеющим давление 170-300 кгс/см .

1 11186

Изобретение относится. к усовер.шенствованному способу получения. мочевины из аммиака и двуокиси углерода.

Известен способ получения мочевины с полным жидкостным рециклом неконвертированных NH3 и СО . Сущность

его состоит в тем, что сийтез мочевины из,NH и СО осуществляют при высокой температуре (160-230 C) и 10 давлении (160-400 кгс/см ), а также ври значительном избытке аммиака .молярное соотношение ЯН : СО сосгавляет 3,6-6,0); плав сйнтеза мочевины подвергают дистилляции в нес- 15 колько ступеней при последовательно снижающемся давлении; газы дистилля" ции конденсируют в присутствии водного абсорбента с образованием рециркулируемого раствора углеаммонийных солей (УАС) Г1 1

Основным недостатком способа с жидкостным рециклом является высокий расход энергетических средств, необходимых для ступенчатой дистилляции 25 и последующего компремирования рециркулируемых газов.

Известен стриппинг-процесс получения мочевины. Этот способ характеризуется следующими особенностями: дистилляцию первой ступени проводят в токе СО при давлении 130-140 кгс/см2 с утилизацией теплоты конденсации газов дистилляции; давление в зоне синтеза поддерживают на таком же уровне, как и при дистилляции первой ступени (2 ).

Недостаток стриппинг-процесса состоит в том, что в зоне синтеза нельзя поддерживать оптимальныепараметры, что снижает удельную производительность реактора синтеза и обусловливает возрастание его габаритов, металлоемкости и сложности изготовле вия.

В другой известной модификации способа с жидкостным рециклом предусмотреиш осуществление дистилляции

I ступени при давлении 60-120 кгс/см и подача 25-50Х свежей С0> в зону

1 50 конденсации газов дистилляции при том же давлении с утилизацией тепла.

От рассмотренного выше стриппинг-процесса этот способ выгодно отличается возможностями эффективного осуществ55 ления процесса синтеза ГЗ).

Однако этот способ уступает стриппинг-процессу по эффективности дистилляции и имеет определенные ограничения по уровню температуры, при которой утилизируется теплота кон" денсации газов днстилляции, и по количеству этой теплоты.

Известен также способ получения мочевины, включающий ее синтез из аммиака и двуокиси углерода, выделение из плава синтеза непрореагировавших NH> и СО> с последующей их абсорбцией-конденсацией, по крайней мере, на двух ступенях давления (причем давление на первой ступени составляет

60-120 кгс/см ), введение части свежей СО> в узел выделения и абсорбции-конденсации NH5 и СО первой ступени. Согласно этому способу перед дистилляцией из плава синтеза выделяют избыточный аммиак сепарацией плава при давлении,60-120 кгс/см, дистилляцию первой ступени проводят в токе СО, газы дистилляции первой ступени конденсируют в двух зонах при избытке СО2 в газовой фазе в первой из этих зон, отсепарированный избыточный NH подают во вторую зону конденсации, а раствор углеаммонийных солей перед рециркуляцией смешивакыт с жидким аммиаком 4 Д.

В отличие от других перечисленных выше этот способ обеспечивает существенное снижение энергозатрат, Однако ему также свойственен принципиальный недостаток, заключающийся в ограниченности степени отгонки неконвертированных NH 3 и СО на первой ступени дистилляции. Поскольку теплоту конденсации-абсорбции газов дистилляции на ступенях среднего давления (порядка 12 кгс/см ) и низкого давления (близкого к атмосферному) практически невозможно утилизировать, на этих ступенях, наоборот, приходится дополнительно потреблять энергию в виде оборотной охлаждающей воды.

Наиболее близким. по технической сущности и достигаемому эффекту является способ получения мочевины, включающий ее синтез из аммиака и двуокиси углерода при 180"230 С и давлении 150-220 кгс/см2, выделение из плава синтеза непрореагировавших NH3 и СО2 с последующей их абсорбцией-конденсацией и рециркуляцией в зону синтеза образующегося раствора углеаммонийных солей, причем газы, отделенные из плава синтеза, при давлении 135 кгс/см контактируют в эжекторе с рабочим (энерго11186 з несущим) потоком газообразной СО или жидкого NH5, сжатым до давления не ниже давления синтеза $5 ).

Этот способ обеспечивает существенное снижение энергозатрат. Однако при конФактировании потоков почти полностью отсутствуют конденсация и растворение NH и СО из газовой фазы узла выделейия в рабочем потоке (соответственно в газообразной СО или жидком NH>), что ведет к значительным затратам энергии на адиабатическое сжатие неконденсирующейся части газового потока. Это обстоя тельство требует обеспечения. давления 15 энергонесущего (рабочего).потока на сотни атмосфер выше давления синтеза.

Цель изобретения — снижение энергозатрат на всех последующих стадиях способа путем, увеличения отгонки

20 непрореагировавших NH и СО из плава синтеза мочевины на ступени. высокого давления.

Поставленная цель достигается тем, что согласно способу получения мочевины, включающему ее синтез из аммиака и двуокиси углерода при

180-230 С и давлении 150-220 кгс/см, выделение из плава синтеза непрореагировавших NH и СО с последующей их абсорбцией-кондейсацией и рециркуляцией в узел синтеза образующегося раствора углеаммонийных солей, причем газы, отделенные из плава синтеза, рециркулируют в процесс после контактирования с потоком веществ, предназ-. З5 наченных к введению в узел синтеза, выделение из плава синтеза непрореагировавших ИН и СО проводят при давлении 100-220 кгс/см, а выделен40 ные при этом газы направляют на контактирование с потоком раствора углеаммонийных солей, имеющим давление

170-300 кгс/см .

В предлагаемом способе (как и в

45 способе-прототипе) предусмотрена сепарация плава и рециркуляция полученных газов в зону синтеза с помощью эжектора.

Основное отличие предлагаемого способа состоит в том, что в качестве

50 рабочей среды эжектора применяют раствор углеаммонийных солей (УАС), тогда как в способе-прототипе для этой цели используют газообразную

СО либо жидкий ИН .

В используемых на практике способах получения мочевины необходимо под37 4 держивать определенные соотношения между реагентами; Вследствие этого ресурсы упомянутых потоков: раствора

УАС, газообразной СО и жидкого NH

3 довольно строго регламентированы.

В частности, количество рециркулируемого раствора УАС примерно в 3 раза больше, чем количества СО и NH

Ф подаваемых в реактор синтеза мочевины. Из теории струйных аппаратов, известно, что эффективность работы эжекторов пропорциональна массовому расходу рабочей среды f61. В этой связи использование в качестве рабочего потока. раствора УАС дает несомнейное преимущество перед использованием газообразной СО эйли жидкого

NH .Кроме того, при использовании раствора УАС в примененном эжекторе эффективность последнего дополнительно возрастает sa счет высокой абсорбционной способности раствора по отношению к отсепарированным газам.

Значительная часть этих газов при контактировании с раствором УАС конденсируется и растворяется и, в результате, исключаются затраты работы на их адиабатическое сжатие. Газооб- . разная СО и жидкий ЯН такой способностью не обладают.

В способе-прототипе в качестве основного варианта рабочей среды эжектора следует рассматривать NH как наиболее экономичный вариант выполнения известного способа. Это связано с тем, что при одном и том же массовом расходе энергозатраты на сжатие газообразной СО . существенно выше, чем на сжатие жидкого NH з .

В связи с этим, а также учитывая, что настоящий способ предусматривает использование в эжекторе (в качестве рабочего потока) жидкостной среды, вариант применения в эжекторе газо" образной СО далее не рассматривается.

В описании способа-прототипа (в том числе и в примерах) не указано давление рабочего потока перед эжек-, тором. Выполненный по известной методике Pl ) расчет показал, что для осуществления способа-прототипа газообразную С02 пришлось бы сжимать до

800 кгс/см, а жидкий NH3 — примерно до 5000 кгс/см . Из-за таких параметров применение способа-прототипа,,безусловно, нельзя считать целесообразным.

1118637

35 энергозатрат.

На чертеже изображена схема ðåàлизации предлагаемого способа.

Пример 1. Согласно чертежу в колонну f синтеза мочевины, в котоо рой поддерживают температуру 195 С и

55 давление 220 кгс/см, подают (все количества в кг/ч) 35417 жидкого аммиака (поток 2) с температурой . 24 С и давлением 220 кгс/см, поток

При сопоставлении эффективности использования двух сравниваемых способов в конкретных условиях процесса синтеза мочевины установлено, что при давлении рабочей среды (раствора

УАС) в предлагаемом способе 170 кгс/см эжектор рециркулирует из сепаратора в зону синтеза 8923 кг/ч парогазовой смеси. Если же в качестве активного потока использовать как в прототипе 10 жидкий NH, то при идентичных энергозатратах на сжатие рабочей среды количество инжектируемого потока составляет всего 6745 кгс/ч. При этом жидкий NH необходимо сжать до 15 давления 570 кгс/см . Для этого необходимо специальное оборудование.

Если же давление жидкого NH3, подаваемого в качестве рабочей среды в эжектор, принять равным 170 кгс/см,20 то эжектор фактически не будет работать (инжектируемый поток составит всего 22,3 кг/ч) .

Таким образом, преимущества использования раствора УАС в качестве 25 рабочей среды эжектора по сравнению с потоком жидкого NH@ очевидны.

Принятые интервалы давлений в .зоне дополнительной сепарации (100-220 кгс/см ) и для потока УАС 30 (170-300 кгс/см ) обусловлены следу-ющими соображениями. При давлении сепарации ниже 100 кгс/см становится затруднительным введение значи-тельной части выделенного газового потока в узел синтеза беэ дополнительных энергозатрат. Давление вьппе

220 кгс/см в .узле дополнительной сепарации обеспечить невозможно, так как технологический процесс в узле синтеза проводится при давлении не вьппе 220 кгс/см ..

При давлении потока УАС ниже

170 кгс/см становится невозможным введение УАС и газовой фазы из сепаратора в колонну синтеза. Давление того же потока выше 300 кгс/см создавать не рационально, так как это потребует значительных дополнительных

3 — 34000 газообразной СО и 355 инерО 2 тов с температурой 160 С и давлением

220 кгс/см и поток 4 — 128478 рециркулируемого раствора (66683 аммиака, 41700 двуокиси углерода, в том числе

11833 свежей двуокиси углерода, 19900 воды и 195 инертов). Плав 5 синтеза, отводимый из колонны 1 (62500 мочевины, 66683 аммиака, 29867 двуокиси углерода, 38650 воды и 550 инертов), дросселируют до 100 кгс/см и подают в сепаратор 6. Из аппарата 6, где поддерживают температуру 160 С, выводят жидкую фазу 7 (62500 мочевины, 57948 аммиака, 28752 двуокиси углерода, 36720 воды и 300 инертов) и газы. Часть газов (поток 8) в количестве 1920 аммиака, 245 двуокиси углерода, 425 воды и 55 инертов направляют в узел 9 абсорбции-конденсации. Другую часть газов — поток 10 (6815 аммиака, 870 двуокиси углерода, 1505 воды и 195 инертов) — вводят на контактирование с потоком 11

119093 рециркулируемого раствора УАС (59868 аммиака, 40830 двуокиси углерода и 18395, воды) с температурой

130 С и давлением 300 кгс/см в эжекторе .12. Смешанный поток 4 после эжектора 12 подают в колонну 1 синтеза. Жидкую фазу 7 дросселируют и направляют в узел 13 выделения непрореагировавших NH и С02, где процесс ведут последовательно на трех ступенях давления — 70, 12 и 3,5 кгс/см и соответственно при температурах

160, 155 и 125 C.

Из узла 13 выводят раствор 14 (62500 мочевины, 1800 аммиака, 1100 ,двуокиси. углерода и 27300 воды) с соответствующей температурой и давлением, а также газы 15 (56148 аммиака, 27652 двуокиси углерода, 9420 воды и 300 инертов) . Газы 15 направляют в узел 9 абсорбции-конденсации, куда вводят также поток 8 газов (состав указан ранее) из сепаратора

6, поток 16-11833 свежей двуокиси углерода и поток 17 раствора углеаммонийных солей низкого давления (1800 аммиака, 1100 двуокиси углерода и 8550 воды). Из узла 9 абсорбции-конденсации выводят в эжектор 12 поток 11 углеаммонийных солей (состав указан ранее) и поток 18 (355 инертов). Поток 14 направляют в узел

19 концентрирования раствора, где процесс проводят в две ступени со следующими параметрами: первая сту7 1118637 s пень — температура 130 С, давление При этом выделяют пары 21 (25200

0,35 кгс/см и вторая ступень — воды, 1700 аммиака и 1050 двуокиси температура 140 С и давление .углерода) которые направляют на

0,04 кгс/см . В узле 19 получают абсорбцию-конденсацию, а затем возпоток 20 расплава мочевины (62500 > вращают в пРоцесс. мочевины, 100 аммиака, 50 двуокиси углерода и 2100 воды) с температурой

140 С и давлением 0,04 кгс/см, который затем направляют на грануляцию

Параметры, состав потоков по примерам. 2 3, 4 приведены в таблице.

t, C Р ата

Всего

Пример 2

35417

35417 124 220

34355 160 20

34000355

220

126426 130

62798 43033 20400

195

62500 . 62798 31200 39150

196198 160 190

550

190

190003 160

320

62500

190

160

950

190

160

5245

195

240

62500

320

11833—

220

1869 1226 11798

355

355

100 50 2100

0,04

64750

140

62500

21

0,04

31393 140

1769 1176 28448

Пример 3

35417

355

34000—

195

58423 44348 24 1 10

550

62500 58423 32515 42860

54203 31985 41945

330

62500

Количество, кг/ч

Поток, У CO(NH<)> NH> СО Н О Инерты

58358 30640 38185

680 85 150

3760 475 815

59038 42558 19585

1869 1226 30548

56489 29414 7637

121181 136

96143 138

93860 125

11833 160

14893 45

35417 124 220

34355 160 220

127076 130 220

196848 165 220

190963 165 215

1118637

t OC

Р, етв

Ииерты

Всего

480 60 105

670

165

215

5215

195

165

215

121861 130

225

62500

92650 140 3

330

98313 125

11833 160

1183316

220

1750 1100 8550

11400 45

355

355

64750 140

0 04

1650 1050 25200

Пример 4

35417

34355—

355

195

550

300

195

14

300

54464 26822 9937

11478

1746 1067 7731

10544 45

18

355

21

1646 101.7 24381

1(олнчество, кг/ч а Ю соОа,4 ан, со, н,о

3740 470 810

54683 43878 23300 .1750 1100 27300

52453 30885 14645

62500 100 50 2100

64683 40449 19303

62500 64683 28971 38053

62500 56210 27889 36418

1864 238 360

6609 844 1275

58074 39605 18028

62500 . 1746 1067 26481. 62500 100 50 2100. 10

Продолжение таблицы

27900 140 0,04

35417 .1 24 150

34710 160 150

124630 130 150

194757 190 150

183317 160 100

2517 160 100

8923 . 160. 100

115707 130 170. 91794 140 3

91523 125 3.

11478 160 150

64750 140 0,04

27044 140. 0,04

Составитель В. Жестков

Редактор И, Киштулинец Техред Д.Коцюбняк Корректор E Сирохман

Заказ 7366/17

Подписное

Тираж 409

ВНИИПИ Государственного комитета СССР по делам изобретений и открытий

113035, Москва, Ж-35, Раушская наб., д. 4/5

Филиал ППП "Патент", r. Ужгород, ул. Проектная, 4

11 1118637

Таким образом, в предлагаемом способе за счет осуществления дополнительной сепарации плава синтеза (без подогрева либо с подогревом) при давлении 100-220 кгс/см и пере5 дачи выделенных газов в узел синтеза и первую ступень дистилляции в 1,051,15 раза по сравнению с прототипом снижается количество газов дистилляции на последующих:ступенях давле- 1ð ния, соответственно уменьшаются габариты и металлоемкость аппаратуры этих ступеней, а также соответственно уменьшается расход оборотной воды на конденсацию этих газов. За счет дополнительной подачи газов, выделенных сепарацией под давлением

100-220-кгс/см, на контактирование с потоком УАС, подаваемым в колонну синтеза, возрастает количество ути,12 лизируемого в этом узле тепла. Это позволяет снизить расход пара в тех" нологическом процессе в целом.

Вследствие дополнительного -по сравнению с прототипом. снижения количества газов дистилляции на ступенях высокого, среднего и низкого давления уменьшается потребление воды для их абсорбции, что служит предпосылкой уменьшения рецикла воды в зону синтеза, повышения степени конверсии сырья и дополнительной экономии энергетических средств на стадиях выделения и рекуперации непрореагировавших NH> и СО>.

Предлагаемый способ позволяет снизить удельный (в расчете на 1 т .то- . варной мочевины) расход пара примерно на 0,03-0,06 т и расход охлаждающей воды на 2-4 м .