ES2171493T5 - Procedimiento para la sintesis de urea que comprende dos zonas de reaccion independientes. - Google Patents
Procedimiento para la sintesis de urea que comprende dos zonas de reaccion independientes.Info
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Abstract
UN PROCESO PARA LA SINTESIS DE UREA PARTIENDO DE AMONIACO Y DIOXIDO DE CARBONO, COMPRENDE UN PASO DE REACCION LLEVADO A CABO EN AL MENOS DOS ZONAS DE OPERACION DISTINTAS BASICAMENTE A LA MISMA PRESION, PERO TENIENDO UNA TEMPERATURA DE OPERACION DISTINTA, SIENDO LA DIFERENCIA PREFERIBLEMENTE ENTRE 5 Y 60 (GRADOS) C, Y LOS SUBSECUENTES PASOS DE SEPARACION DE REACTIVOS NO TRANSFORMADOS, EN DONDE UNA CORRIENTE GASEOSA ES TRANSFERIDA DE LA PRIMERA ZONA, A UNA MAYOR TEMPERATURA, A LA SEGUNDA ZONA, A UNA TEMPERATURA INFERIOR, Y UNA CORRIENTE LIQUIDA, QUE CONTIENE UREA Y/O CARBAMATO AMONICO, ES TRANSFERIDO DE LA SEGUNDA ZONA A LA PRIMERA, ASI QUE DICHA CORRIENTE GASEOSA TIENE PREFERIBLEMENTE AL MENOS UN 5 % EN PESO RESPECTO A LA CORRIENTE EFLUENTE DE LA PRIMERA ZONA PARA LOS SUBSECUENTES PASOS DE SEPARACION. ESTE PROCESO PROPORCIONA LA OBTENCION DE UNA PROPORCION DE UREA/(UREA + CARBAMATO), EN LA CORRIENTE DE DICHO PASO DE REACCION, DE MAS DEL 70 %.
Description
Procedimiento para la síntesis de urea que
comprende dos zonas de reacción independientes.
La presente invención se refiere a un
procedimiento para la síntesis de urea que comprende dos zonas de
reacción independientes.
En particular, la presente invención se refiere a
un procedimiento con una alta conversión para la síntesis de urea,
que comprende la reacción de amoniaco y dióxido de carbono en por
lo menos dos etapas independientes, fundamentalmente a la misma
alta presión, la posterior separación de la urea de la mezcla que
contiene los productos sin reaccionar y el reciclado de éstos a
por lo menos una de las etapas de la reacción.
La urea es un producto industrial ampliamente
utilizado especialmente adoptado como fertilizante, aunque también
se utiliza en el campo farmacéutico y en el de los polímeros
(resinas de urea-formaldehido).
Todos los procesos industriales para la
preparación de la urea están prácticamente basados en la síntesis
directa según la reacción completa:
(I)2NH_{3} +
CO_{2} \longleftrightarrow CO(NH_{2})_{2} +
H_{2}O
Esto tiene lugar en dos etapas de reacción
distintas con la formación de carbamato de amonio como producto
intermedio:
(1a)NH_{3} +
CO_{2} \longleftrightarrow
(NH_{2})COONH_{4}
(1b)(NH_{2})COONH_{4}
\longleftrightarrow CO(NH_{2})_{2} +
H_{2}O
En la primera etapa (1a) existe una reacción
exotérmica cuyo equilibrio se desplaza hacia la derecha a
temperatura ambiente (formación de carbamato amónico), que necesita
sin embargo altas presiones para alcanzar un equilibrio que es
favorable a las altas temperaturas requeridas para llevar a cabo la
siguiente etapa (1b) con un rendimiento satisfactorio. En la
segunda etapa (1b), existe una reacción endotérmica que únicamente
a altas temperaturas (>150ºC) alcanza una velocidad satisfactoria
para la aplicación industrial del procedimiento, con un estado de
equilibrio que, sin embargo, da como resultado una conversión en
CO_{2} de no más del 53% en una mezcla estequiométrica de los
reactivos a 185ºC. Esta conversión insatisfactoria se puede aumentar
convenientemente incrementando la relación NH_{3}/CO_{2}, pero
se reduce además por adición de agua. Esto último tiene también un
efecto desfavorable sobre la cinética total del procedimiento.
Normalmente, las dos etapas de reacción
anteriores tienen lugar simultáneamente en el mismo reactor, y la
mezcla de reacción comprende por lo tanto urea, agua, amoniaco,
dióxido de carbono y carbamato de amonio, con una concentración
relativa, en los diferentes puntos del reactor, que depende de
varios factores termodinámicos y cinéticos que contribuyen al
procedimiento.
Procedimientos de este tipo para la fabricación
de urea se han indicado y descrito suficientemente en la
bibliografía específica en este campo. Un informe detallado de los
procedimientos más habituales para la fabricación de urea se puede
hallar, por ejemplo, en la publicación "Encyclopedia of
Chemical Technology" Ed. Kirk-Othmer, Wiley
Interscience, tercera ed. (1983), vol. 23, páginas 551 a 561.
La patente US nº 3.867.442 y el documento EP nº 0
193 466 dan a conocer ejemplos adicionales de procedimientos
industriales para la preparación de urea.
En los procedimientos industriales para la
preparación de urea, la síntesis se realiza normalmente en un
reactor con NH_{3}, CO_{2} y soluciones acuosas de carbonato
amónico (precursor inestable del carbamato,
(NH_{4})_{2}CO_{3}) y/o carbamato procedente de
corrientes recicladas de reactivos sin transformar, a temperaturas
entre 170 y 200ºC, a presiones de, por lo menos, 13,1 MPa (130
atm), de modo que se genera normalmente una fase líquida, con una
relación molar NH_{3}/CO_{2} entre 2,5 y 4,5, calculada sobre
la suma de las corrientes de alimentación. La relación molar
H_{2}O/CO_{2} que se alimenta al reactor está generalmente
entre 0,5 y 0,6. En estas condiciones, el producto descargado del
reactor tiene conversiones entre el 50 y el 65% con respecto al
CO_{2} alimentado. Además del agua formada y del exceso de
alimentación de NH_{3}, el efluente del reactor contiene todavía
altas cantidades de CO_{2} no transformado, principalmente en
forma de carbonato amónico sin transformar.
La separación de la urea de estos productos se
realiza en varias secciones operativas a alta temperatura y
presiones en disminución, en las que se llevan a cabo la
descomposición del carbamato amónico en NH_{3} y CO_{2}
(productos disponibles para el reciclado en el reactor) y se
efectúa la evaporación del agua de reacción, para obtener
finalmente urea con una alta pureza para la posterior etapa de
granulado.
La sección para la separación y reciclado del
carbamato tiene costes de inversión que influyen considerablemente
en el coste del producto final. De esta sección, todo el CO_{2} y
parte del NH_{3}, ya que ambos están presentes simultáneamente,
están disponibles como sales de amonio (carbonato y/o bicarbonato y
o carbamato dependiendo de la temperatura), siendo necesario
utilizar agua como disolvente, agitándolas para evitar la
precipitación de las sales y el posterior bloqueo de las líneas en
cuestión. Sin embargo, el reciclado de agua al reactor puede, a su
vez, disminuir la conversión ya que afecta desfavorablemente a la
reacción (1b). Para explicar más claramente lo anterior, debe
señalarse que la cantidad de agua normalmente reciclada al reactor
es aproximadamente igual a la producida durante la reacción,
duplicando de este modo la cantidad de agua dentro del reactor. El
reactor tradicional está por consiguiente particularmente
perjudicado debido a la alta concentración de agua hacia la derecha
desde el principio de la zona de reacción, cuya concentración
aumenta además hasta un máximo en la zona terminal del reactor
donde, viceversa, sería mucho más útil obtener una concentración de
agua tan baja como fuera posible para inducir la conversión del
carbamato residual. Procedimientos conocidos que funcionan según el
esquema general anterior están descritos, por ejemplo, en las
patentes U.S. nº 4.092.358, U.S. nº 4.208.347, U.S. nº 4.801.745 y
U.S. nº 4.354.040.
Para aumentar la conversión del dióxido de
carbono en urea, se han propuesto procedimientos de síntesis de
urea que comprenden por lo menos dos zonas de reacción que son
independientes entre sí y que funcionan en condiciones diferentes de
presión y temperatura. La solicitud de patente europea publicada nº
544.056 describe, por ejemplo, un procedimiento en el que existen
dos zonas de reacción independientes alimentadas con amoniaco y
dióxido de carbono, una de las cuales funciona de forma tradicional
y la otra a temperaturas y presiones aún más altas, más de 200ºC y
30 Mpa (300 bar) respectivamente. Aunque esto permite de hecho un
aumento en la conversión total por paso, la utilización de dichas
altas presiones y temperaturas en la segunda zona de reacción crea
problemas de seguridad y de corrosión del equipo implicado,
requiriendo de este modo mayores costes de inversión y de
mantenimiento.
Por consiguiente, existe todavía una gran demanda
de procedimientos para la preparación de urea con productividad
aumentada en combinación con bajos consumos de energía y de costes
de inversión y de mantenimiento, especialmente si se considera que
para un producto que tiene dicha amplia utilización y el bajo valor
añadido correspondiente, es necesario en la práctica disponer de
plantas de grandes dimensiones capaces de producir hasta 2000
toneladas de urea al día, en las que las mejoras en los
rendimientos y/o en el consumo energético unitario, aún si
aparentemente no son muy significativas, pueden proporcionar
grandes ventajas económicas.
El solicitante ha hallado ahora un procedimiento
que supera las dificultades y limitaciones de los procedimientos
industriales tradicionales citados anteriormente, sin que requiera
además la utilización de presiones extremadamente altas, que
alcanzan conversiones por paso de CO_{2} en urea de más del 65% y
normalmente entre el 70 y el 85%, dependiendo de las condiciones de
funcionamiento y del esquema de la planta utilizado.
La presente invención se refiere, por
consiguiente, a un procedimiento mejorado para la síntesis de urea
a partir de amoniaco y dióxido de carbono con formación de
carbamato amónico como producto intermedio que comprende:
- (a)
- la reacción, en una etapa de reacción, de amoniaco y dióxido de carbono a una presión total entre 9,1 y 25,2 MPa (90 y 250 atm), con una relación molar NH_{3}/CO_{2}, como tal o en forma de carbamato amónico, entre 2,1 y 10, preferentemente entre 2,1 y 6,0, con la formación de una primera mezcla líquida que contiene urea, carbamato amónico, agua y amoniaco;
- (b)
- la transferencia de dicha primera mezcla líquida por lo menos a una etapa de descomposición y extracción;
- (c)
- el calentamiento de dicha primera mezcla líquida en una etapa de descomposición y extracción, que funciona fundamentalmente a la misma presión utilizada en la etapa previa (a), para obtener la descomposición de por lo menos una parte del carbamato amónico contenida en ella, con formación de una primera mezcla gaseosa que contiene amoniaco y dióxido de carbono y una segunda mezcla líquida que contiene urea, agua, amoniaco y la parte no descompuesta del carbamato amónico;
- (d)
- la transferencia de por lo menos una parte de dicha primera mezcla gaseosa a por lo menos una etapa de condensación que funciona fundamentalmente a la misma presión que la etapa (a) y que condensa la mezcla transferida con la formación de una tercera mezcla líquida que contiene carbamato amónico, agua y amoniaco;
- (e)
- la transferencia de dicha tercera mezcla líquida y la parte que queda de la primera mezcla gaseosa a la etapa de reacción (a);
- (f)
- la recuperación de la urea contenida en la segunda mezcla líquida en una o más etapas posteriores de descomposición, condensación y separación para obtener fundamentalmente urea pura y reciclando hacia la síntesis el amoniaco y del dióxido de carbono no transformados (como tales o en forma de carbamato amónico);
caracterizado
porque:
la etapa (a) de la reacción anterior se realiza
por lo menos en dos zonas distintas, que se comunican entre sí y se
mantienen fundamentalmente a la misma presión, de las que la
primera funciona a temperaturas entre 170 y 230ºC con la formación
de dicha primera mezcla líquida y una segunda mezcla
predominantemente gaseosa que contiene fundamentalmente amoniaco,
agua, dióxido de carbono y, eventualmente, gases inertes, y la
segunda zona funciona, a una temperatura entre 5 y 60ºC inferior a
la primera, a fin de que por lo menos el 5% en peso de la segunda
mezcla predominantemente gaseosa, con respecto al peso de la primera
mezcla líquida anterior, preferentemente una cantidad igual o mayor
del 10% en peso, más preferentemente, en una cantidad de entre el
20 y el 40% en peso, se transfiera de la primera a la segunda zona,
con la formación posterior, de una mezcla líquida adicional que
contiene, amoniaco, carbamato amónico y urea, que se transfiere de
nuevo desde la segunda a la primera zona de reacción.
La presente invención se refiere asimismo a un
procedimiento mejorado según la reivindicación 34.
El término "que se comunican", tal como se
utiliza en la presente descripción y en las reivindicaciones
respecto de las dos zonas diferentes o aparatos del procedimiento
de la presente invención, significa que se intercambian entre sí
cantidades de materia, continua o progresivamente, directamente a
través de una o más líneas de conexión, o indirectamente a través
de una vía que comprende las líneas de conexión y otras piezas del
equipo.
Según el procedimiento de la presente invención,
que se realiza por lo general en continuo en una planta apropiada,
se alimentan continuamente amoniaco y dióxido de carbono puros a la
planta para balancear la cantidad correspondiente de reactivos
utilizados en cabeza para la formación de la urea obtenida a la
salida de la separación final y de la sección de siguiente de la
planta. Todo el equipo en contacto con las mezclas corrosivas que
contienen amoniaco, agua, carbamato amónico y dióxido de carbono,
como tales o mezclados entre sí, está construido generalmente de o
revestido
con metales resistentes a la corrosión o aleaciones según las normas constructivas usuales para este tipo de planta.
con metales resistentes a la corrosión o aleaciones según las normas constructivas usuales para este tipo de planta.
El amoniaco y el dióxido de carbono puros se
pueden alimentar directamente a la etapa de reacción, pero se
utilizan preferentemente, por lo menos en parte, como fluido
conductor en uno o más eyectores, para suministrar el empuje
necesario para recircular los fluidos como, p.ej., la primera
corriente gaseosa descargada de la etapa de extracción (c), y/o el
carbamato amónico que procede de la condensación de la etapa (d). Se
prefiere particularmente el amoniaco para ser utilizado con este
objeto.
Como alternativa, o también simultáneamente con
la utilización en los eyectores, pueden utilizarse amoniaco o
dióxido de carbono puros, bien total o parcialmente, como fluido de
extracción en el extractor y/o ser enviados directamente al
condensador.
Como ya se especificó, la etapa (a) de la
reacción se realiza, según la presente invención, en dos zonas
distintas que funcionan a la misma presión fundamentalmente entre
9,1 y 25,2 Mpa (90 a 250 atm), preferentemente entre 13,1 y 18,2 Mpa
(130 y 180 atm). El término "fundamentalmente a la misma
presión", tal como se utiliza en la presente invención y
reivindicaciones, debería interpretarse en el sentido de que se
permiten pequeñas diferencias de presión, pero que sin embargo no
sean muy importantes con relación a la presión total. Esto
comprende, por ejemplo, las pequeñas diferencias de presión que se
pueden formar al disponer el equipo y las zonas en cuestión a
diferentes alturas y/o mediante eyectores.
Durante el procedimiento de la presente
invención, en funcionamiento, en la etapa (a) de la reacción, con
un exceso de amoniaco con respecto a la relación estequiométrica
con el dióxido de carbono necesario para producir carbamato amónico
y, posteriormente, urea (2/1 moles), la corriente que abandona el
primer reactor y, en general, la mayoría de las corrientes líquidas
que se forman en el proceso, contienen por lo general amoniaco en
exceso. En el curso de la presente descripción, se hace referencia a
la composición de estas corrientes y mezclas líquidas (o tambien
bifásicas) considerando, convencionalmente, que todo el dióxido de
carbono está presente en forma de carbamato amónico, y el exceso de
amoniaco que queda está presente como amoniaco libre en solución o,
simplemente, como amoniaco.
Además, para simplificar la presente descripción,
el término "líquida" se utiliza indiferentemente con relación
a las corrientes o mezclas del procedimiento según la presente
invención, que consiste en una única fase líquida o una fase mixta
líquido-vapor en la que predomina el líquido (más
del 50% en peso).
En el presente procedimiento, las corrientes
líquidas que contienen carbamato amónico están preferentemente
todas a una temperatura igual o mayor de 130ºC.
Por último, según la presente invención, el
término "gaseosa" se utiliza para designar aquellas corrientes
o mezclas en las que la fase líquida está esencialmente ausente,
mientras que el término "predominantemente gaseosa" referido a
una mezcla o corriente reactiva se debería interpretar en el
sentido de que el gas y el líquido están todavía presentes en el
equilibrio, pero la fase gaseosa es más del 50% en peso,
preferentemente más del 70% en peso, con relación al peso total (o
caudal másico total, en el caso normal de corrientes en un proceso
continuo) de la mezcla en cuestión.
Según la presente invención, la primera de las
dos zonas de reacción citadas anteriormente funciona a temperaturas
entre 170 y 230ºC, preferentemente entre 190 y 210ºC. Las distintas
corrientes que se obtienen del carbamato reciclado no transformado
en urea y el exceso de amoniaco que procede de las etapas de
separación situadas corriente abajo, las corrientes de alimentación
de los reactivos puros (la última posiblemente mezclada previamente
con las corrientes recicladas), además de la corriente líquida
adicional procedente de la segunda zona de reacción, son alimentadas
preferentemente a dicha primera zona de reacción. Las relaciones
molares amoniaco/dióxido de carbono en la alimentación total están
preferentemente entre 2,1 y 6,0, más preferentemente entre 2,5 y
4,5. Las condiciones en la primera zona reactiva (o reactor
principal) proporcionan la formación de una cantidad bastante
importante de fase vapor mezclada con la fase líquida, estando la
fase vapor concentrada en la parte superior del reactor,
consistiendo predominantemente la cabeza en la fase gaseosa que se
transfiere a la segunda zona de reacción.
Aparte de la temperatura de funcionamiento más
alta, la primera zona de reacción se parece fundamentalmente a un
reactor normal para la síntesis de urea en un procedimiento
tradicional. El reactor está equipado normalmente con varios
platos, de un tipo seleccionado entre varios conocidos en esta
técnica para llevar a cabo las condiciones de flujo óptimas. El
reactor se puede a su vez subdividir en varias zonas de reacción,
conectadas adecuadamente unas con otras, preferentemente en
formación en cascada, teniendo además posiblemente diferentes
corrientes de alimentación a diferentes alturas.
El calor desarrollado y más generalmente el nivel
térmico del reactor en la primera zona de la etapa (a), se puede
controlar actuando sobre el nivel térmico de las corrientes de
dióxido de carbono y/o amoniaco alimentados al reactor y/o a base de
la división de estas corrientes de alimentación entre el extractor,
el condensador y el reactor y/o sobre la cantidad de calor
eliminado en el condensador.
Este primer reactor debe tener un tiempo de
residencia del líquido que sea tal como para permitir un tiempo de
residencia medio de éste comprendido entre varios minutos y decenas
de minutos, preferentemente entre 5 y 40 minutos, para permitir que
el carbamato amónico, formado por reacción del amoniaco con el
dióxido de carbono, se deshidrate a urea.
La segunda zona de reacción, según la presente
invención, funciona a una temperatura más baja que la primera,
generalmente entre 140 y 200ºC, preferentemente entre 150 y 185ºC,
con una diferencia de temperatura entre las dos zonas comprendida
entre 5 y 60ºC. Se alimenta con la segunda corriente
predominantemente gaseosa que sale de la cabeza de la primera zona,
que se compone fundamentalmente de amoniaco, agua, dióxido de
carbono y posiblemente gases inertes tales como nitrógeno, argón y
pequeñas cantidades de oxígeno introducidos para limitar la
corrosión de las plantas, según se conoce en esta técnica. La
posibilidad de alimentar también a la segunda zona una parte de los
reactivos de amoniaco y de dióxido de carbono necesarios para
compensar los productos transformados en urea y/o de alimentación,
total o parcialmente, la primera mezcla gaseosa anterior que sale
del extractor de la etapa (c), no está excluida sin embargo del
alcance de la presente invención. Las relaciones molares
amoniaco/dióxido de carbono en esta segunda zona de reacción
dependen normalmente de las condiciones de funcionamiento del
reactor en la primera zona de reacción, que determina la
composición de la corriente predominantemente gaseosa alimentada a
la segunda zona. Las relaciones molares pueden variar sin embargo
dentro de un intervalo relativamente amplio, que depende de las
condiciones de funcionamiento de la planta, y están preferentemente,
entre 2,1 y 7,0, en la alimentación general al segundo reactor.
La segunda zona de reacción de la etapa (a) del
presente procedimiento comprende normalmente un reactor equipado con
los mismos recursos de anti- corrosión citados anteriormente. Éste
puede consistir, por ejemplo, en un segundo reactor independiente
del primero y precedido por un condensador en la línea de
alimentación que procede del primer reactor, o puede consistir en un
condensador-intercambiador de calor con la
producción de vapor o calentamiento de un líquido o corriente
gaseosa diferentes, cuyo condensador-intercambiador
de calor puede también coincidir con el mismo condensador de la
etapa (d).
En una forma de realización particular de la
presente invención, la segunda zona reactiva se lleva a cabo en un
intercambiador-desflegmador situado en la cabeza
del primer reactor a fin de formar, en la práctica, un único
aparato. Este intercambiador-desflegmador es
independiente del reactor principal, situado debajo, mediante un
elemento, que consiste por ejemplo en un tabique o plato de
acumulación, equipado con dispositivos adecuados para permitir el
paso de la fase vapor de la primera a la segunda zona reactiva, y
recoger el líquido formado en esta segunda zona. Este último se
transfiere al reactor principal subyacente mediante líneas de
reciclo apropiadas, y se alimenta preferentemente a su parte
inferior.
Según el procedimiento de la presente invención,
en esta segunda zona se forma el carbamato amónico según la
reacción (1a), favorecida por la temperatura inferior con relación
a la primera zona, y, posiblemente, también tiene lugar la
formación, en parte, de urea según la reacción (1b), dependiendo
las condiciones de reacción del segundo reactor. Por consiguiente,
tiene lugar la formación de una mezcla líquida que contiene
carbamato amónico y amoniaco residual que procede del exceso
presente en la alimentación, y que contiene también preferentemente
urea y el agua correspondiente formada. Esta mezcla líquida se
transfiere a continuación y se reintroduce en la primera zona de
reacción, siendo alimentada preferentemente en su parte inferior. Se
puede combinar posiblemente con las corrientes líquidas recicladas
que proceden de las secciones corriente abajo de la etapa (a),
antes de ser reintroducidas.
La utilización, en la segunda zona de reacción,
de un reactor precedido por un
intercambiador-condensador alimentado con la
corriente predominantemente gaseosa que procede del primer reactor,
puede aumentar la formación de cantidades importantes de urea
(además del carbamato) en el reactor secundario; la utilización
alternativa como reactor secundario del único condensador situado
corriente arriba del reactor principal, o un reactor con un tiempo
de residencia limitado y en el que existe fundamentalmente una
reacción muy rápida, aumenta la formación de carbamato
predominantemente: en ambos casos la mezcla líquida que sale de la
etapa de reacción (a) y se alimenta al extractor consiste en una
corriente con una concentración inferior de carbamato debido al
nivel térmico más alto del reactor principal.
Según la presente invención, es crítico que una
cantidad adecuada de mezcla predominantemente gaseosa que se forma
en la primera zona de reacción se transfiera a la segunda zona de
reacción. Esta transferencia se puede realizar de varias formas,
dependiendo de las condiciones de funcionamiento del ciclo de
síntesis y del esquema del procedimiento. En particular, por
ejemplo, la mezcla gaseosa se puede separar ya en la primera zona a
partir de la primera mezcla líquida que deja la etapa de reacción,
y se envía a la segunda zona de la cabeza del primer reactor. O
dicha primera mezcla líquida y la anterior mezcla predominantemente
gaseosa se pueden condiderar como una mezcla bifásica única de la
primera zona de reacción, y se pueden separar posteriormente en dos
fases componentes (líquida y gaseosa, por ejemplo en un separador de
fases adecuado), y se pueden transferir respectivamente a la
segunda zona de reacción y a la etapa c) de descomposición y
extracción citada anteriormente. En este último caso, la separación
de las dos fases puede también tener lugar a la entrada de la misma
etapa de descomposición y extracción, utilizando por ejemplo la
cabeza del extractor, a la que se alimenta la mezcla bifásica, como
separador de fases.
En el procedimiento de la presente invención, una
tercera corriente gaseosa rica en productos inertes que se deben
descargar, se puede separar de la cabeza de la segunda zona de
reacción. Esta corriente gaseosa, antes de descargar los productos
inertes, se somete a condensación, con la posible ayuda de un
separador de fases, para recuperar el amoniaco y el dióxido de
carbono contenidos en ella, que se recirculan directamente a una de
las dos zonas de reacción.
En otra forma de realización, esta tercera
corriente gaseosa se somete a lavado en contracorriente con la
corriente acuosa reciclada que procede de la etapa (f), produciendo
de este modo fundamentalmente una fase gaseosa que contiene
productos inertes que se descarga, y una corriente líquida que se
alimenta, como norma, al condensador.
En una forma de realización adicional, la tercera
corriente gaseosa se recircula y se alimenta como un agente de
extracción a uno de los aparatos necesarios para realizar la etapa
(f), tal como, por ejemplo, la sección de concentración y
purificación de urea o una sección de descomposición del carbamato
a media o baja presión.
La etapa de descomposición y extracción (c) se
realiza normalmente en un extractor calentado normalmente mediante
vapor indirecto a alta presión. La temperatura del extractor está
normalmente entre 160 y 220ºC, mientras la presión es igual a o
ligeramente inferior que la del reactor, para permitir la
recirculación a este último de los productos de descomposición
(primera corriente gaseosa) mediante eyectores y/o el diferente
posicionamiento en altura del equipo.
En las condiciones anteriores, el carbamato
amónico tiende a descomponerse rápidamente formando amoniaco y
dióxido de carbono que se eliminan simultáneamente de la fase
líquida mediante extracción, mientras que la urea ya formada en el
reactor permanece fundamentalmente inalterada. La extracción se
puede realizar utilizando amoniaco o dióxido de carbono puros como
gas de transporte. En la bibliografía se describen varios ejemplos
de procedimientos para la síntesis de urea utilizando el principio
anterior. Por ejemplo, las patentes U.S nº 3.356.723 de STAMICARBON,
describe la utilización de dióxido de carbono como gas de
extracción. Por otra parte la patente GB 1.016.220 de SNAMPROGETTI
describe la utilización de amoniaco con el mismo objeto.
En una forma de realización preferida de la
presente invención, la etapa de descomposición y extracción se
realiza utilizando el mismo amoniaco presente en la corriente que
abandona el reactor, como gas de transporte. Detalles adicionales
sobre esta tecnología preferida se pueden hallar, por ejemplo en la
patente U.S. nº 3.876.696 de SNAMPROGETTI, cuyo contenido se
incorpora a la presente memoria como referencia. A esta última
tecnología se alude con el término "autoextracción".
Según la presente invención, la etapa de
descomposición y extracción se puede también realizar en dos partes
del equipo (extractores) en serie, posiblemente de
diferentes tipos y funcionando bajo diferentes condiciones uno
respecto al otro, como se describe, por ejemplo, en la patente GB
1.581.505, cuyo contenido se incorpora a la presente memoria como
referencia.
Según la presente invención, se obtiene una
primera mezcla gaseosa de amoniaco, dióxido de carbono y agua en la
etapa (c) de descomposición y extracción, en la que el contenido de
agua está normalmente entre 0,0 y el 15%, preferentemente entre el
0,5 y el 10,0% en peso, con relación al peso total de la mezcla
gaseosa. Este contenido en agua es aproximadamente el mismo que el
obtenido normalmente en las operaciones de extracción a alta presión
llevadas a cabo según los procedimientos citados anteriormente.
La etapa (c) también se puede realizar
utilizando, como gas de extracción, una cantidad adecuada de mezcla
gaseosa que se forma en la etapa (a), en la primera o en la segunda
zonas de reacción. Por ejemplo, la cantidad de mezcla gaseosa que se
transfiere a la etapa (c) como gas de extracción, puede ser parte
de la mezcla gaseosa disponible para la primera zona de reacción, y
la parte restante es transferida independientemente a la segunda
zona de reacción, o bien dicha mezcla gaseosa puede ser la
corriente gaseosa que contiene gas inerte tomada de la cabeza de la
segunda zona de reacción.
Según una forma de realización particular de la
presente invención, la totalidad de dicha segunda mezcla
predominantemente gaseosa tomada de la primera zona de reacción se
pasa a través de dicha etapa de descomposición y extracción antes de
ser alimentada a la segunda zona de reacción. Preferentemente, en
este caso la segunda zona de reacción coincide con el condensador
de la etapa de condensación (d). La mezcla gaseosa a partir de esta
primera zona de reacción y los gases formados durante la etapa de
descomposición y extracción se mezclan y alimentan juntos al segundo
reactor en el condensador. Sorprendentemente, llevando a cabo el
procedimiento de la presente invención según esta forma de
realización particular, se logra una ventaja adicional, además de
una conversión mejorada de los reactivos, es decir, una eficiencia
aumentada de la etapa de descomposición y extracción, por lo que la
segunda mezcla líquida que abandona el fondo del extractor
contiene una cantidad inferior, preferentemente menos del 5% en
peso, de carbamato amónico sin reaccionar. Por consiguiente, la
etapa de separación (f) es mucho menos onerosa en términos de costes
de funcionamiento e inversión que la correspondiente etapa en los
procedimientos tradicionales, y, además, se necesita menos agua
para reciclar el carbamato a la etapa de reacción.
La etapa (c) de descomposición y extracción se
realiza generalmente en un equipo con haz de tuberías con poca
película líquida. Preferentemente, la mezcla que abandona el
reactor, junto con por lo menos una parte de la cuarta mezcla
líquida procedente de las etapas corriente abajo del extractor, se
alimenta a la cabeza del equipo y forma un poco de película en las
paredes del haz de tuberías. También se pueden utilizar en el
procedimiento de la presente invención otros equipos adecuados
conocidos para este fin.
La etapa de condensación (d) del presente
procedimiento se realiza normalmente en condensadores adecuados,
por ejemplo condensadores de haz de tuberías, en los que el calor
de condensación se utiliza para calentar otros fluidos. El calor de
condensación se utiliza preferentemente para la producción de vapor,
pero también se puede utilizar para suministrar calor directamente
a una de las etapas posteriores de descomposición del carbamato
amónico a media o baja presión. La etapa de condensación se puede
realizar en las condiciones habituales (temperatura, presión y
composición) utilizadas en los procedimientos conocidos, siempre
que se evite la formación de incrustaciones o depósitos de carbamato
amónico en el condensador. La condensación se realiza normalmente a
temperaturas más altas de 140ºC, preferentemente entre 150 y 180ºC,
y a presiones ligeramente inferiores a las del reactor.
Según una forma de realización de la presente
invención, no toda la primera mezcla gaseosa procedente de la
extracción (c) se envía al condensador (d), sino una parte,
preferentemente del 5 al 50% en peso, se envía en cambio como tal a
la etapa de reacción (preferentemente a la primera zona que
funciona a temperatura más alta) para favorecer el control
entálpico del reactor.
La transferencia a la etapa (a) de la tercera
mezcla líquida que abandona el condensador en la etapa (d) y,
cuando sea deseable, de la mezcla gaseosa no condensada que
abandona el extractor, se realiza normalmente, en la etapa (e),
mediante eyectores o cascada (de la mezcla líquida). Las
diferencias de presión a compensar por la circulación de las
corrientes en cuestión son suficientemente pequeñas como para no
necesitar dispositivos mecánicos de impulsión. Los eyectores
utilizan preferentemente amoniaco como fluido conductor. Las
mezclas anteriores se transfieren preferentemente a la primera zona
de reacción de la etapa (a).
La separación de la urea del amoniaco y del
carbamato amónico todavía presente en la segunda corriente líquida
que abandona la etapa de descomposición y extracción se realiza,
según la etapa (f) del presente procedimiento, en la descomposición
posterior (del carbamato amónico) y en las secciones de separación,
que funcionan a media (de 1,52 a 2,53 MPa) y/o baja presión (de
0,30 a 0,81 MPa). Para los fines de la presente invención, esta
etapa de separación (f) se puede realizar mediante cualquiera de
los procedimientos descritos en la bibliografía específica de este
campo, permitiendo que se obtenga una corriente líquida de
reciclado, que contiene una solución acuosa de carbamato amónico y
amoniaco, y posiblemente, también una corriente que consiste
fundamentalmente en amoniaco, que se recomprime normalmente y se une
a la corriente de amoniaco puro de alimentación.
Las secciones de descomposición, separación y
purificación adecuadas para los fines de la presente invención son,
por ejemplo, las representadas esquemáticamente en las Figuras 1 a
5 de la publicación "Encyclopedia of Chemical
Technology" citada anteriormente.
La urea separada en gran parte de todo el
carbamato amónico residual y del amoniaco en las etapas de
descomposición y extracción a media y baja presión, se somete a
continuación a una etapa de deshidratación final bajo vacío (hasta
10,1 KPa) que separa el agua y completa la separación del
carbamato, obteniéndose, por una parte, agua residual y, por otra
parte, urea fundamentalmente pura enviada a los procesos de la
corriente habituales, etc. El agua residual producida de este modo,
después de la separación y reciclado de las últimas impurezas de
NH_{3} y CO_{2}, se descarga de la planta.
Según una forma de realización preferida de la
presente invención, las diferentes corrientes que contienen
carbamato amónico (y/u otros tipos de compuestos de dióxido de
carbono) que provienen de distintas subsecciones de la etapa (f)
(descomposición del carbamato a media y baja presión, recondensación
del carbamato, deshidratación de la urea, purificación de los
productos residuales) se juntan en la corriente de reciclado
anterior, que, después de la recompresión, se alimenta a
continuación, total o parcialmente, a la etapa de condensación (d),
que puede también coincidir con la segunda zona de reacción, como
se citó anteriormente. La coincidencia entre la etapa de
condensación (d) y la segunda zona de la etapa (a) de reacción, se
refiere obviamente a la coincidencia física del equipo destinado a
este fin, al significado y a los efectos de las dos etapas que
quedan, desde un punto de vista técnico, totalmente diferente.
En una forma de realización preferida de la
presente invención, del 50 al 100% en peso de dicha mezcla líquida
reciclada se alimenta a la etapa (c) de descomposición y extracción
junto con la primera mezcla líquida procedente de la primera zona de
reacción. De esta manera existe una reducción sustancial en la
cantidad de agua presente en la mezcla de reacción con un aumento
adicional en la conversión por paso.
Según determinadas formas de realización de la
separación y purificación de la urea, incluidas todavía dentro del
alcance de la presente invención, el amoniaco y el dióxido de
carbono reciclados pueden estar presentes como carbonato,
bicarbonato o carbamato amónicos, o una mezcla de ellos,
dependiendo de la temperatura y presión de la mezcla.
El procedimiento según la presente invención
permite un aumento significativo de la conversión por paso del
dióxido de carbono en urea que puede alcanzar, en condiciones
óptimas, valores entre el 70 y el 85%. Esto se consigue
sorprendentemente sin funcionar a presiones extremadamente altas,
pero con el recurso sencillo de realizar la reacción en dos zonas
distintas e intercomunicadas, que funcionan a diferentes
temperaturas pero fundamentalmente a la misma presión. Una ventaja
adicional del presente procedimiento consiste en un consumo mucho
menor de vapor en la operación de extracción a alta presión (etapa
(c)), debido a la cantidad más pequeña de carbamato con relación a
la urea en la primera mezcla líquida que sale de la etapa de
reacción.
Además, el presente procedimiento tiene la
ventaja de poder realizarse fácil y sorprendentemente con unas
pocas modificaciones sencillas en una planta tradicional,
preexistente.
Un objetivo adicional de la presente invención se
refiere, por lo tanto, a un procedimiento para mejorar un
procedimiento existente para la preparación de urea a partir de
amoniaco y dióxido de carbono con la formación intermedia de
carbamato amónico, que funciona con una sección de síntesis a alta
presión, que comprende:
- -
- un primer reactor de síntesis que funciona con un exceso de amoniaco a presiones entre 9,1 y 25,3 MPa (90 y 250 atm), con la formación de una corriente líquida saliente que contiene urea, agua, amoniaco y carbamato amónico;
- -
- una etapa de descomposición del carbamato amónico en dicha corriente líquida y la etapa de separación (con extracción) de una corriente de gas que contiene dióxido de carbono y amoniaco formado de este modo, situada corriente abajo de dicho reactor; y
- -
- un condensador de la corriente de gas que sale de dicha etapa de descomposición y extracción, con la formación de una corriente líquida que contiene carbamato amónico alimentado, como producto reciclado, a dicho primer reactor,
caracterizado porque comprende las
operaciones
siguientes:
(i) instalar un segundo reactor para la formación
de carbamato amónico y, urea partiendo de dióxido de carbono y
amoniaco en exceso, funcionando fundamentalmente a la misma presión
que el primer reactor anterior, preferentemente a temperaturas entre
140 y 200ºC, más preferentemente entre 140 y 185ºC, y este segundo
reactor puede también coincidir con el anterior condensador de
carbamato existente;
(ii) instalar unos elementos adecuados y líneas
de conexión para la transferencia de material desde la cabeza del
primer reactor anterior al segundo reactor, y la correspondiente
transferencia de material desde el segundo reactor al primero;
(iii) establecer las condiciones de
funcionamiento de dichos primer y segundo reactores de modo que la
temperatura del segundo reactor sea más baja, preferentemente
inferior en 5 a 60ºC, que la temperatura del primero, con la
formación, en este último, de una fase vapor mezclada con la fase
líquida;
(iv) transferir desde la cabeza del primer
reactor al segundo, un gas o una corriente predominantemente
gaseosa que contiene dióxido de carbono y amoniaco, en una cantidad
de por lo menos el 5% en peso, preferentemente en una cantidad igual
a o más alta del 10% en peso, más preferentemente en una cantidad
de entre el 20 y el 40% en peso, con relación al peso de la
corriente líquida anterior que abandona el primer reactor, con la
formación posterior, en el segundo reactor, de una mezcla líquida
que contiene carbamato amónico y urea, que se transfiere al primer
reactor, alimentándolo preferentemente desde abajo.
El procedimiento anterior para mejorar un
procedimiento existente para la fabricación de urea (también
identificado con el término inglés "retrofitting" en el
campo específico de referencia) en la práctica da como resultado un
procedimiento que comprende dos zonas de reacción distintas,
fundamentalmente análogas al procedimiento de la presente
invención. Por consiguiente, todas las diferentes formas de
realización, y las condiciones preferidas especificadas
anteriormente, serían consideradas válidas como descripción del
procedimiento de "retrofitting" anterior.
El procedimiento mejorado según la presente
invención se ilustra con mayor detalle haciendo referencia a las
cuatro figuras adjuntas, en las que:
La Figura 1 representa esquemáticamente una forma
de realización preferida del procedimiento de la presente
invención, en la que la etapa de la reacción se realiza en dos
reactores independientes, interconectados uno con el otro mediante
elementos para el intercambio de materia.
La Figura 2 representa esquemáticamente una forma
de realización preferida del procedimiento de la presente
invención, en la que la etapa de la reacción se realiza en un único
aparato subdividido en dos zonas comunicadas entre sí para el
intercambio de materia.
La Figura 3 representa esquemáticamente una forma
de realización preferida del procedimiento de la presente
invención, en la que la etapa de la reacción se realiza en dos
reactores, uno de los cuales es también condensador de los gases que
salen del extractor a alta presión.
La Figura 4 representa esquemáticamente una forma
de realización preferida del procedimiento de la presente
invención, que es sustancialmente similar al procedimiento según la
Figura 3 anterior, excepto por el hecho de que los gases que salen
del primer (principal) reactor se pasan a través del extractor a
alta presión, antes de entrar al segundo reactor, en lugar de ser
alimentados directamente al mismo.
En las Figuras anteriores, las líneas
discontinuas representan posibilidades alternativas, que no se
excluyen mútuamente, para la forma de realización del procedimiento
de la presente invención. Los detalles funcionales tales como
bombas, válvulas y otros aparatos que no son importantes para la
comprensión total de los procedimientos esbozados, no se muestran
en las Figuras anteriores. La selección del tipo y posición de
dichas piezas del equipo, que se utilizan en la forma de
realización práctica de una planta para la fabricación de urea según
la presente invención, se basa realmente en criterios de diseño
habituales de una planta tradicional y se encuentra en el campo de
conocimientos de un experto ordinario en la materia. El
procedimiento de la presente invención no se debería considerar en
ningún caso como limitado a lo que se muestra y describe en las
Figuras expuestas, que cumplen únicamente una función
ilustrativa.
El diagrama de la Figura 1 muestra el reactor
(R1) que está conectado, por medio de un rebosadero y la línea (4),
al extractor (S1). Este último está conectado por abajo a la
sección de separación y purificación de urea (P), de la que sale la
línea (5), para el reciclo del carbamato. La línea (5) puede a su
vez estar directamente conectada al condensador (C2) mediante la
línea (5c), o indirectamente mediante la línea (5b), o puede unirse
a la línea (4), por medio de la línea (5a). Son también posibles
varias conexiones simultáneas, con división de la corriente de la
línea (5). Las líneas (15), de urea purificada, y la (14) de agua
residual también salen de la misma sección (P). El extractor (S1)
está conectado por arriba al condensador (C2) por medio de la línea
7, junto con el eyector (E1) (actuado por el vapor de amoniaco
procedente de la línea (10b)) y las líneas (7a) y (7b). El extractor
(S1) puede estar también directamente conectado al reactor (R1)
(con división de la corriente gaseosa (7)) por medio de las líneas
(7a), (7c) y (16), entre las que está situado posiblemente el
eyector (E3), actuado por el vapor de amoniaco procedente de la
línea (10c). La salida del condensador está representada por la
línea (8), seguida por la línea (11), entre las que está situado
posiblemente el eyector (E2), que está también unido a la línea (10)
que lleva amoniaco puro (línea (2)) y reciclado (línea (9)), este
último procedente de la sección (P) para la separación y
purificación de la urea. La línea (11) está conectada al separador
de fases (FS2), del que sale la línea de gases (11b) por arriba, y
la línea de líquido (11a) sale por abajo. La línea 1 de dióxido de
carbono puro puede alimentar diréctamente al reactor (línea (1a))
después de recibir la línea (11b) que viene del separador (FS2), o
puede estar conectada al condensador (línea (1b)) o al fondo del
extractor (línea (1c)), o también a más de uno de estos equipos,
con división. La línea (11a) se une a la línea (17) procedente del
segundo reactor (R2), para formar la línea de alimentación líquida
(18a) del reactor (R1). La línea de alimentación gaseosa (18b) del
reactor recoge (posibles) corrientes (1a), (11b) y (16).
La línea (3) que sale por la cabeza del reactor
(R1) está conectada al condensador (C3) y posteriormente (línea
(3a)) al separador de fases (FS1), del que se alimenta el reactor
(R2) por medio de la línea (19) (gas) y (3b) (líquido). La línea
(17) sale del reactor (R2) por un rebosadero, y retorna al primer
reactor (R1) después de unirse a las corrientes líquidas recicladas
para formar la línea (18a). La línea (12) sale de la cabeza del
reactor (R2) y se conecta al condensador (C1), que vierte los
productos inertes a través de la línea (12a) y permite el reciclado
de los condensados a través de la línea (13) que se une a la línea
anterior (3b) que viene del separador (FS1), que forma la línea (20)
que alimenta al reactor (R2).
El diagrama de la Figura 2 muestra
fundamentalmente los mismos elementos, con el mismo significado,
que el diagrama de la Figura 1, por lo que al reactor (R1) se
refiere y a las secciones corriente abajo de éste (extractor,
reciclo del carbamato y purificación de la urea). En este caso sin
embargo, el reactor (R1) se construye para estar directamente
conectado a un desflegmador (C3-R2) en la parte
superior, que forma con éste una pieza única del equipo. El
desflegmador tiene la función simultánea del condensador (C3) y del
segundo reactor (R2), y comunica con el reactor (R1) mediante la
apertura (3) insertada en el plato acumulador (para recoger el
condensado líquido), que a su vez está conectado al (R1) por medio
de la línea de retorno (17), que tiene fundamentalmente el mismo
significado que la línea (17) en la Figura 1 anterior, pero que no
está unida, en este caso, a la línea de líquido reciclado (11a). En
este caso por lo tanto, el reactor (R1) recibe las dos líneas 17 y
(11a) independientemente, aunque en el caso en que estas líneas se
unan para formar una línea única para la alimentación del líquido,
análogas a la línea (18a) en la Figura 1, se incluyen también
obviamente en el alcance de la presente invención.
El desflegmador (C3-R2) puede
recibir también posiblemente, a través de la línea (11c), una parte
de la corriente gaseosa que viene del separador de fases (FS2).
La línea (12) sale de la cabeza del desflegmador
(C3-R2) y se conecta al condensador (C1), que
libera los productos inertes por la línea (12a) y permite reciclar
los condensados por la línea (13) que está directamente conectada a
la parte superior del desflegmador (C3-R2).
El diagrama de la Figura 3 se refiere a una
particular forma de realización práctica de la presente invención,
en la que el segundo reactor consiste en el mismo condensador de
gases que vienen del extractor a alta presión. El diagrama muestra
el reactor (R1) que está conectado, desde la cabeza del
condensador-reactor (R2-C2) mediante
la línea (3), y desde el fondo, a través de un rebosadero y la
línea (4), al extractor (S1). Este último está conectado por abajo
con la sección de separación y purificación de urea P, de la que
sale la línea (5) para el reciclado del carbamato. La línea 5 puede
estar conectada a su vez al condensador-reactor
(R2-C2) a través de la línea (5c), o indirectamente
a través de la línea (5b), o se puede unir a la línea (4), por
medio de la línea (5a). Varias conexiones simultáneas son también
posibles, con división de la corriente de la línea (5). Las líneas
(15), de urea purificada, y (14) de agua residual también salen de
la misma sección (P). Por la línea (7), el eyector E1 (actuado por
el vapor de amoniaco que procede de la línea (10b)) y las líneas
(7a) y (7b), se conectan al extractor S1 desde la cabeza del
condensador-reactor (R2-C2). La
línea (7b) es el resultado de la unión de la línea (7a), de la línea
(3) que viene de la cabeza del reactor (R1), y posiblemente las
líneas (1b) y (5b) respectivamente que llevan dióxido de carbono
puro y carbamato reciclado de las secciones a media o baja presión
(sección (P)). El condensador-reactor
(R2-C2) puede estar también directamente conectado
al reactor (R1) por medio de las líneas (3-3a).
El extractor (S1) puede estar también
directamente conectado al reactor (R1) (con división de la
corriente gaseosa (7)) por medio de las líneas (7c) y (16), entre
las que está posiblemente el eyector (E3), actuado por la corriente
de amoniaco que viene de la línea (10c). La salida del
condensador-reactor (R2-C2) está
representada por la línea (8), seguida por la línea (11), entre las
que posiblemente está el eyector (E2), al que también llega la
línea (10) que lleva amoniaco puro (línea 2) y el amoniaco del
reciclado (línea (9)) que viene de la sección (P) para la
separación y purificación de urea. La línea (11) está conectada al
separador de fases (FS2), del que sale la línea de gases (11b) (que
contiene posibles productos inertes) de la cabeza conectada al
condensador-separador (C1), y la línea de líquido
(11a) desde el fondo, que se une a la línea (13) que viene desde el
separador de productos inertes (C1) para formar la línea (18a) que
lleva la alimentación del líquido al reactor (R1). Se separa una
mezcla gaseosa (corriente) que forma la purga de productos inertes
por medio de la línea (12a). Por otra parte, esta mezcla gaseosa se
envía, por medio de la línea (12b), a una de las etapas de
descomposición del carbamato residual en la sección (P), donde
actúa como gas de extracción (según una conocida tecnología de
SNAMPROGETTI). Los productos inertes se descargan a continuación
directamente desde la propia sección (P).
La línea (1) de dióxido de carbono puro puede
alimentar directamente al reactor (línea (1a)) o puede estar
conectada al condensador (línea (1b)) o al fondo del extractor
(línea (1c)) o también a más de uno de estos equipos, con
división.
El diagrama de la Figura 4 comprende el reactor
(R1) que está conectado, desde la cabeza, mediante la línea (3), a
la parte inferior del extractor (S1), y, desde el fondo, por un
rebosadero y la línea (4), a la parte superior del mismo extractor
(S1). éste está conectado por abajo a la sección de separación y
purificación de urea (P), desde la que sale la línea (5) para el
reciclado del carbamato, que, en esta forma de realización, se
vuelve a alimentar al extractor uniendo la línea (5) a la línea (4).
Las líneas (15), de purificación de urea, y la (14) de agua
residual también salen de la misma sección (P). Mediante las líneas
(7) y (7b), se conecta el extractor (S1) desde la cabeza al
condensador-reactor (R2-C2). La
línea (7b) es el resultado de la unión de la línea (7) y,
finalmente, las líneas (1b) y/o (10c), que llevan respectivamente
dióxido de carbono y amoniaco puros (puros más reciclados). La
línea (3), que conecta (R1) y (S1), puede también incluir (línea
(3a)) un eyector (E3) actuado por una corriente de amoniaco
alimentada por la línea (10a).
La salida del condensador-reactor
(R2-C2) está representada por la línea (8), que
está conectada a un separador de fases (FS2), del que sale la línea
de gases (12a) de la cabeza, que lleva posibles productos inertes.
La línea de líquido 8a sale del fondo del (FS2) hacia el reactor
(R1), pasando finalmente por el eyector (E2) actuado por amoniaco
por la línea (10). El líquido que alimenta la línea (18), del
reactor (R1), es el resultado de las líneas (11), que salen del
eyector (E2), y posibles líneas (1a) y (10b), que llevan
respectivamente dióxido de carbono y amoniaco puros.
Con referencia a las Figuras 1, 2, 3 y 4
anteriores se describen varias formas de realización del
procedimiento de la presente invención, siendo deseable que dicha
descripción no limite de ninguna manera el alcance general de la
propia invención.
Con relación al esquema de la Figura 1, el
amoniaco puro comprimido de 16,2 a 20,3 MPa (160 a 200 atm) y
alimentado por la línea (2), se combina con el amoniaco recuperado
(línea (9)) que viene de la sección (P), y la corriente que resulta
se envía en parte al eyector (E2), por la línea (10), y en parte al
eyector (E1) (línea (10b)) donde actúa como conductor del fluido de
los gases que vienen del extractor (S1) por la línea (7). Por otra
parte, dependiendo de las necesidades, el amoniaco se puede
alimentar, total o parcialmente, al extractor (S1) por la línea
(10a), en cuyo caso la línea (10b) (y por consiguiente el eyector
(E1)) pueden faltar. Este es el caso de la extracción realizada con
amoniaco.
La corriente de gas (7a) que sale del eyector
(E1) (o del extractor si falta el (E1)), al que posiblemente una
parte, o aún todo el dióxido de carbono puro alimentado a la
planta, se añade por medio de la línea 1b, se alimenta al
condensador C2 (línea 7b).
Alternativamente, la corriente (7a) se puede
fraccionar y alimentar del 50 al 70% al condensador (C2) (línea
(7b)), junto con el dióxido de carbono puro, y la parte que queda
(línea (7c)) se puede alimentar al reactor (R1), posiblemente a
través del eyector (E3), que utiliza amoniaco como fluido conductor
(línea (10c)).
De este modo, el balance entálpico se controla en
el reactor (R1), que funciona a temperaturas relativamente altas
(190 a 210ºC) y presiones entre 14,1 y 16,2 MPa (140 a 160 atm), y
requiere, preferentemente, que una parte de la alimentación se
efectúe con corrientes gaseosas recicladas que tienen un contenido
entálpico más alto y/o que contienen una cantidad mayor de CO_{2}
capaz de formar carbamato amónico.
Preferentemente, hasta el 30% del amoniaco que
viene de las líneas (2) y (9) se alimenta al eyector (E1), por vía
de 10b, del 50 al 90% se alimenta al eyector (E2), por vía de (10),
y la parte que queda al eyector (E3) por vía de (10c). En las
condiciones de funcionamiento normales del procedimiento de la
presente invención las corrientes anteriores (10), (10b) y (10c)
contienen amoniaco predominantemente en estado líquido.
El CO_{2} fresco (línea (1)) se puede enviar
análogamente por medio de las líneas (1a) y/o (1b) dependiendo de
las necesidades entálpicas del reactor (R1), pero también por la
vía de la línea (1c) al extractor (S1), en cuyo caso se utiliza
también como gas de extracción. La mayor parte del dióxido de
carbono puro, después de la compresión, se envía preferentemente al
reactor (60 al 80%) (línea (1a)) y parte se alimenta al condensador
(C2) (línea (1b)).
El amoniaco y el dióxido de carbono contenidos en
las corrientes de alimentación (7b) y (posiblemente) (5c)
reaccionan en el condensador (C2) (que consiste fundamentalmente en
un intercambiador de calor del tipo y dimensiones adecuados), a una
presión similar a o ligeramente inferior que la del reactor y a la
temperatura más alta, preferentemente entre 150 y 185ºC, que es
adecuada para obtener una corriente líquida (tercera mezcla
líquida) que contiene predominantemente carbamato amónico y
amoniaco, y en cantidades menores agua y, posiblemente urea. Esta
última puede ya estar formada en pequeñas cantidades durante la
etapa de condensación, ya que las condiciones de funcionamiento son
ya adecuadas para desplazar parcialmente hacia la derecha el
equilibrio químico (1b) citado anteriormente. La condensación, que
es exotérmica, se utiliza para la producción de vapor o para las
corrientes de calentamiento a baja y media presión de la sección
posterior de purificación de urea. La corriente líquida producida
en el condensador se alimenta al reactor por vía de las líneas (8) y
(11), entre las que está situado preferentemente el eyector
(E2).
La corriente (11), generalmente consiste en una
fase gas-líquido mezclada con predominancia de este
último, y está separada preferentemente en dos fases en el separador
(FS2), del que sale la corriente gaseosa (11b) y la corriente
líquida (11a), esta última que se reúne a la corriente (17) antes
de alimentar al reactor (R1).
La alimentación en conjunto del reactor consiste
en la corriente líquido (18a) (que comprende la corriente (17), que
viene del (R2)) y la corriente gaseosa (18b).
El reactor (R1) puede ser del tipo utilizado en
el procedimiento tradicional, pero está modificado preferentemente
para facilitar el flujo y el intercambio entre las fases líquida y
gaseosa que en este caso es considerable. (R1) está generalmente
considerado el reactor principal ya que implica corrientes y
volúmenes que son por lo general dos o tres veces los del (R2). Las
diferentes corrientes del balance entálpico del reactor se
seleccionan preferentemente para permitir que una cantidad
importante de la fase vapor se forme progresivamente hacia su
cabeza. Esto se puede conseguir seleccionando los parámetros en
base a los datos de equilibrio disponibles y, posiblemente,
ajustando éstos empíricamente, según las técnicas habituales
conocidas por los expertos.
La corriente líquida descargada del reactor (R1)
por medio del rebosadero (T) y la línea (4), que contiene urea,
agua, amoniaco y carbamato amónico, se alimenta al extractor (S1)
para la separación de parte del carbamato no convertido en urea
según las tecnologías habituales utilizadas en las plantas
tradicionales.
En una forma de realización preferida, la
corriente de la línea (4) se una a la línea (5a) que contiene
parte, (preferentemente del 60 al 90%) de la corriente acuosa
recuperada, que procede, por vía de la línea (5), de la sección (P)
para la separación y purificación de urea, y se alimenta (línea
(4a)) al extractor. La posible parte que queda de esta corriente
recuperada se envía al condensador (C2), directamente por vía de la
línea (5c), o indirectamente por vía de la línea (5b).
En una particular forma de realización de la
presente invención, la alimentación (4a) al extractor (S1) se
fracciona a diferentes alturas del propio extractor.
Desde la cabeza del reactor (R1) se alimenta una
corriente gaseosa, que corresponde preferentemente del 20 al 40% en
peso con respecto al efluente de la línea (4), que contiene
amoniaco, agua y dióxido de carbono, al condensador (C3) donde
tiene lugar la condensación parcial de una fase líquida que contiene
carbamato amónico y agua. La mezcla semilíquida se separa en
componentes gaseosos y líquidos en el separador de fases (FS1),
alimentadas ambas al reactor secundario (R2), que funciona
adiabáticamente a temperaturas entre 170 y 185ºC, con tiempos de
residencia preferentemente entre 5 y 35 minutos. En estas
condiciones en el reactor (R2) existe formación de carbamato
amónico que reacciona además para dar cantidades importantes de
urea, hasta el 70% de conversión, con relación a la cantidad de
CO_{2} en la corriente gaseosa que viene del (R1).
La corriente gaseosa (7) descargada de la cabeza
del extractor, que contiene NH_{3} y CO_{2} y que tiene un
contenido de agua bajo, preferentemente menos del 10% en peso y,
más preferentemente menos del 5% en peso, se envía al condensador
(C2) (líneas (7a) y (7b)) a través del eyector (E1), que utiliza
NH_{3} como fluido motor. La corriente (6) descargada desde el
fondo del extractor (S1), que contiene toda la urea producida, se
envía a las etapas posteriores de purificación y concentración, que
están esquemáticamente reunidas en la sección (P) en el esquema de
la Figura 1. Las corrientes de amoniaco y carbamato recuperadas, ya
citadas anteriormente, proceden de esta sección y la urea pura se
descarga por la línea (15) junto con el agua por la línea (14).
Una particular forma de realización del
procedimiento de la presente invención se representa mediante el
esquema de la Figura 2, en el que las dos zonas de reacción están
incluidas en un único aparato (C3-R2) dividido en
dos secciones intercomunicadas, en lugar de estar situadas en dos
reactores separados físicamente. El procedimiento de la presente
invención se puede realizar en la planta bosquejada en la Figura 2,
fundamentalmente con las mismas características y condiciones
preferidas descritas en el esquema de la planta de la Figura 1 (al
que se hace referencia), excepto para el condensador- desflegmador
(C3-R2).
La utilización de un "desflegmador" como
intercambiador de calor en la segunda zona de reacción a una
temperatura inferior puede tener varias ventajas interesantes. De
hecho un desflegmador permite la separación física, en continuo de
los productos formados en él a partir de los productos reaccionantes
que vienen de (R1): en este caso específico carbamato y,
posiblemente urea en estado líquido (en una relación que depende
obviamente de las condiciones de funcionamiento en el propio
aparato) a partir de NH_{3} y CO_{2} en estado gaseoso,
haciendo de este modo posible:
- -
- desplazar favorablemente el equilibrio químico de las reacciones que tienen lugar
- -
- aumentar la velocidad de formación de estos productos
El desflegmador preferentemente está insertado
directamente en la cabeza del reactor principal, separado de éste
por un plato acumulador que recoge el líquido condensado por el
desflegmador, siendo enviado a continuación este líquido al reactor
principal, y alimentado preferentemente a la base. El desflegmador
consiste típicamente en un
intercambiador-condensador parcial, que utiliza un
haz de tuberías situado verticalmente para favorecer la descarga de
la fase líquida formada durante la operación. Funciona
preferentemente a temperaturas entre 150 y 170ºC, con tiempos de
contacto relativamente rápidos, normalmente de menos de 10 minutos,
preferentemente entre 0,2 y 5 minu-
tos.
tos.
Por otra parte, aparte del diagrama de la Figura
2, el desflegmador también se puede alimentar con parte del
CO_{2} y/o del NH_{3} puro o reciclado.
Con relación al esquema de la Figura 3, se lleva
a cabo un procedimiento para la síntesis de urea según la presente
invención con el reactor principal (R1) y el extractor (S1)
funcionando fundamentalmente en las mismas condiciones especificadas
anteriormente con relación al esquema de la Figura 1. En este caso,
sin embargo, el diseño del procedimiento está considerable y
convenientemente simplificado, debido a los inferiores costes de
inversión necesarios para su materialización, ya que el mismo
intercambiador-condensador normalmente utilizado
para la condensación de los gases que vienen del extractor, se
pueden alimentar con la mezcla predominantemente gaseosa separada
en el reactor principal. De este modo, se obtiene un
reactor-condensador (R2-C2), que
tiene la función de la segunda zona de reacción del presente
procedimiento, que sin embargo mantiene simultáneamente la función
de la etapa de condensación (d) de los gases que vienen del
extractor. Las condiciones de funcionamiento preferidas del
reactor-condensador (R2-C2) son las
temperaturas entre 150 y 170ºC, a una presión fundamentalmente igual
o ligeramente inferior a la del reactor (R1), con tiempos de
contacto limitados, normalmente de menos de 10 minutos, y
preferentemente entre 0,2 y 5 minutos.
Se hace ahora referencia al esquema de la Figura
4 para ilustrar una forma de realización de la presente invención.
La mezcla líquida rica en urea que sale del reactor (R1) por el
rebosadero de la línea (4) desde el fondo, se envía al extractor
(S1), donde se suministra vapor a alta presión para calentamiento.
La corriente gaseosa (7), que contiene fundamentalmente amoniaco y
dióxido de carbono descargado desde el extractor (S1), se condensa
en un reactor-condensador (R2-C2)
(que funciona a temperaturas entre 150 y 170ºC y a una presión
fundamentalmente igual a la ligeramente inferior del reactor (R1),
que genera vapor de baja presión en el intercambiador de calor) y se
envía al separador de fases (FS2), que se puede también enfriar por
medio de agua por el exterior. La corriente gaseosa (12a), que
contiene los productos inertes, se separa y se descarga o se envía
a una etapa posterior (no mostrada en la Figura) para la
recuperación del amoniaco y del dióxido de carbono contenidos en
ella, saliendo una fase rica en carbamato del fondo del (FS2) por
la línea (8a). La corriente (8a) se puede reciclar al reactor por
gravedad, o posiblemente, por medio de un eyector (E2), conducida
mediante un gas de alimentación, preferentemente amoniaco de la
línea (10). La línea (11), que sale del eyector, recoge el dióxido
de carbono puro de la línea (1a) y, por último, más amoniaco de la
línea (10b), formando de este modo la alimentación de la línea (18)
al reactor (R1).
De la cabeza del reactor (R1), que funciona a
temperaturas relativamente altas (190 a 210ºC) y presiones entre
14,1 y 16,2 MPa (140 a 160 atm), con formación de una mezcla
reactiva bifásica, se descarga la corriente gaseosa 3, que contiene
fundamentalmente amoniaco, dióxido de carbono y cantidades menores
de agua, preferentemente en una cantidad total del 20 al 40% en peso
con relación al peso de la corriente líquida (4). La corriente (3)
por último, se envía, mediante el eyector (E3), a la parte inferior
del extractor (S1), en el que se utiliza como gas de extracción en
contracorriente con la corriente líquida (4). Sorprendentemente,
esto incrementa la eficacia de la etapa de descomposición y
extracción (c) y reduce a casi cero el carbamato en la corriente
líquida (6) que contiene urea descargada del extractor y enviada a
la sección (P) de purificación y concentración de urea. Se puede
suministrar también dióxido de carbono puro, donde sea conveniente,
al extractor mediante la corriente (1c).
La mezcla acuosa (5), recuperada de el/los
tratamiento/s en la sección (P), está normalmente en cantidad
relativamente baja, según esta particular forma de realización de
la presente invención y se recicla convenientemente en su totalidad
al extractor (S1) junto con la corriente (4) que sale del reactor
(R1).
Algunos ejemplos prácticos de la forma de
realización que, sin embargo no se limitan al alcance total de las
reivindicaciones, proporciona una mejor ilustración de los
objetivos y ventajas de la presente invención.
En los ejemplos siguientes, se dan las
composiciones de varias corrientes con respecto a los componentes
fundamentales urea, agua, amoniaco y dióxido de carbono, este
último comprendiendo el dióxido de carbono y el amoniaco presente en
las corrientes líquidas en forma de carbamato amónico, carbonato o
bicarbonato.
Un procedimiento para la síntesis de urea según
la presente invención funciona con autoextracción en la
etapa (c) y comprende dos zonas distintas de reacción que
corresponden a dos reactores independientes. Se hace referencia al
diagrama mostrado en la Figura 1.
735 Kg/h de CO_{2} puro y 605 kg/h de NH_{3}
puro, que contienen un total de 13 kg/h de productos inertes, se
alimentan respectivamente por las líneas (1b) y (10b) al
condensador (C2), que funciona a 15,1 MPa (150 atm) y 155ºC
aproximadamente. La corriente gaseosa que viene del extractor (S1)
alimenta a (C2) por vía de la línea (79. En total, la corriente
(7b) a la entrada del (C2) consiste en:
| NH_{3} | 1066 | kg/h |
| CO_{2} | 902 | '' |
| H_{2}O | 40 | '' |
| Productos inertes | 13 | '' |
| Total | 2021 |
El efluente (8) de (C2) se envía (por vía del
eyector intermedio (E2)) al separador de fases (FS2) donde la
corriente gaseosa (11b) y la corriente líquida (11a) se separan y
alimentan independientemente al reactor principal (primario) (R1)
por medio de las líneas (18a) y (18b).
La corriente líquida (4) descargada desde el
rebosadero del reactor (R1) a una temperatura de 199ºC (temperatura
de funcionamiento del reactor), contiene toda la urea producida y
está caracterizada particularmente porque presenta:
| Urea | 1000 | kg/h |
| H_{2}O | 339 | '' |
| CO_{2} | 167 | '' |
| NH_{3} | 461 | '' |
| Total | 1967 |
En las condiciones anteriores, la mezcla en el
reactor (R1) comprende una fase de vapor considerable que produce
la corriente gaseosa (3) efluente de (R1), que se compone de:
| NH_{3} | 376 | kg/h |
| CO_{2} | 212 | '' |
| H_{2}O | 52 | '' |
| Productos inertes | 13 | '' |
| Total | 653 | '' |
Esta corriente se envía al
intercambiador-condensador (C3) y a continuación,
por vía de (FS1) y de las líneas (19) y (3b-20), al
reactor secundario (R2) que funciona a 15,4 MPa (152 atm)
aproximadamente y 181ºC (diferencia con (R1) = 18ºC), donde se
produce una mezcla que contiene carbamato amónico y urea.
Una corriente líquida (17) se descarga de (R2),
por medio de un rebosadero, que se compone de:
\newpage
| NH_{3} | 219 | kg/h |
| CO_{2} | 60 | '' |
| H_{2}O | 113 | '' |
| Urea | 207 | '' |
| Total | 599 | '' |
Desde la cabeza del reactor (R2) se descarga una
corriente gaseosa, que contiene todos los productos inertes que se
expanden (linea (12a)) después de pasar por el condensador (C1).
Parte del condensado se recircula a (R2) por medio de la línea
(13). Estas corrientes tienen la siguiente composición, en kg/h:
| corriente | 12 | 12a | 13 |
| NH_{3} | 56 | 40 | 16 |
| CO_{2} | 3 | - | 3 |
| H_{2}O | 5 | 1 | 4 |
| Productos inertes | 13 | 13 | - |
| Total | 77 | 54 | 23 |
La corriente (6) rica en urea que sale por el
fondo del extractor (S1) (a una temperatura de 205ºC) se envía a la
sección (P) posterior para la purificación y concentración de la
urea, constando ésta fundamentalmente, en este caso particular, de
secciones de separación típicas a media y baja presión, y la sección
de concentración que caracteriza el tradicional Proceso de Urea
SNAMPROGETTI del que se surte la idea general, por ejemplo, en la
página 561 de la publicación "Encyclopedia of Chemical
Technology", citada anteriormente. La corriente (6) se
compone de:
| NH_{3} | 250 | kg/h |
| CO_{2} | 75 | '' |
| H_{2}O | 449 | '' |
| Urea | 1000 | '' |
| Total | 1774 | '' |
De la sección (P) de purificación y
concentración, se recupera una corriente acuosa (5), rica en
carbamato y que se compone en particular de:
| H_{2}O | 150 | '' |
| CO_{2} | 75 | '' |
| NH_{3} | 100 | kg/h |
| Total | 325 | '' |
que se envía toda otra vez al
extractor (S1) por la línea (5a) que se une a la corriente (4) que
sale del
reactor.
Una corriente de 150 kg/h de NH_{3} como tal se
recupera simultáneamente de la misma sección (P) por la línea (9),
que se envía (línea (10)), como fluido motriz para el eyector (E2),
al condensador (C2).
El procedimiento para la síntesis de urea
descrito anteriormente se caracteriza por una conversión de
CO_{2} a urea, es decir, una relación molar (urea
producida)/(CO_{2} total alimentado), igual a 0,82. La corriente
líquida descargada desde el reactor (R1) y enviada al extractor se
caracteriza por una relación molar Urea/CO_{2} = 4,8; esta
relación es sorprendentemente más alta que la obtenida normalmente
para una corriente análoga en una planta tradicional, que tiene un
valor de 1,6 aproximadamente.
Un procedimiento para la síntesis de urea según
la presente invención funciona de tal modo que la reacción de
formación de urea tiene lugar fundamentalmente en un único aparato
que comprende el reactor principal y un
condensador-desflegmador, que se comunican entre sí,
pero separados por un plato acumulador. Se utiliza amoniaco puro
como gas de extracción en la etapa (c). Se hace referencia al
diagrama mostrado en la Figura 2.
\newpage
Una corriente de 743 kg/h de CO_{2} puro se
alimenta por la línea (1b) al condensador (C2), que funciona a 15,2
MPa (150 atm) y 164ºC aproximadamente.
Una corriente de 631 kg/h de NH_{3} puro se
alimenta por la línea (10a) al extractor (S1), que funciona a 15,2
MPa (150 atm) y 205ºC aproximadamente en el fondo.
Las líneas (1b) y (10a) también llevan un total
de 13 kg/h de productos inertes.
En total, la corriente (7b) a la entrada del (C2)
se compone de:
| NH_{3} | 1088 | kg/h |
| CO_{2} | 904 | '' |
| H_{2}O | 41 | '' |
| Productos inertes | 13 | '' |
| Total | 2046 | '' |
El efluente (8), que tiene la misma velocidad de
flujo total, se envía directamente al reactor principal (primario)
(R1) sin pasar por ninguno de los eyectores adicionales ni por los
separadores de fases.
La corriente líquida (4) descargada desde el
rebosadero del reactor (R1) a una temperatura de 198ºC (temperatura
de funcionamiento del reactor), contiene toda la urea producida y
está caracterizada particularmente porque presenta:
| Urea | 1000 | kg/h |
| H_{2}O | 337 | '' |
| CO_{2} | 168 | '' |
| NH_{3} | 468 | '' |
| Total | 1973 | '' |
En las condiciones anteriores, la mezcla en el
reactor (R1) comprende una fase de vapor considerable que produce
la corriente gaseosa 3 efluente de (R1) por vía del plato
acumulador, que forma la alimentación del
condensador-desflegmador (C3-R2) y
se compone de:
| NH_{3} | 349 | kg/h |
| CO_{2} | 166 | '' |
| H_{2}O | 48 | '' |
| Productos inertes | 13 | '' |
| Total | 576 | '' |
El condensador-desflegmador
(C3-R2) funciona a 155ºC con la producción
simultánea de carbamato y recuperación de vapor. En el fondo del
plato acumulador se recoge una mezcla que tiene la siguiente
composición:
| NH_{3} | 307 | kg/h |
| CO_{2} | 166 | '' |
| H_{2}O | 47 | '' |
| Total | 520 | '' |
Una corriente gaseosa que contiene todos los
productos inertes sale de la cabeza del (C3-R2),
por vía de la línea (12), que sea expandida (línea (12a)) junto con
una pequeña cantidad de NH_{3}, después de pasar por el
condensador (C1). Parte del condensado se recircula al (R2) por
medio de la línea (13).
La corriente (6) rica en urea que sale por el
fondo del extractor (S1) (a una temperatura de 205ºC) se envía a la
sección (P) posterior para la purificación y concentración de la
urea.
La corriente (6) se compone de:
\newpage
| NH_{3} | 10 kg/h | |
| CO_{2} | 8 | '' |
| H_{2}O | 296 | '' |
| Urea | 1000 | '' |
| Total | 1314 | '' |
Las pequeñas cantidades de amoniaco y dióxido de
carbono todavía presentes se recuperan fácilmente y se reciclan a
la etapa de reacción.
El procedimiento para la síntesis de urea
descrito anteriormente se caracteriza por una conversión de
CO_{2} en urea, es decir, una relación molar (urea
producida)/(CO_{2} total alimentado), igual a 0,81. La corriente
líquida descargada desde el reactor (R1) y enviada al extractor se
caracteriza por una relación molar Urea/CO_{2} = 4,4. Aunque más
bajo que el valor obtenido en el anterior ejemplo 1, esta relación
es todavía sorprendentemente más alta que la obtenida normalmente
para una corriente análoga en una planta tradicional, que tiene un
valor de 1,6 aproximadamente. Además, en este caso particular existe
una simplificación considerable de la planta necesaria para llevar
a cabo el presente procedimiento.
Un procedimiento para la síntesis de urea según
la presente invención funciona de tal modo que la reacción de
formación de urea tiene lugar fundamentalmente en dos zonas
distintas, la segunda de las cuales funciona a temperatura inferior
con la formación predominante de carbamato, y fundamentalmente
coincide con el condensador que recoge los gases que vienen del
extractor. La etapa (c) se realiza en condiciones de
autoextracción. Se hace referencia al diagrama mostrado en la
Figura 3.
Una corriente de 743 kg/h de CO_{2} puro y 631
kg/h de NH_{3} puro (este último utilizado como fluido para el
eyector E2), que contiene un total de 13 kg/h de productos inertes,
se alimenta por las líneas (1b) y (10a) respectivamente al reactor-
condensador (R2-C2), que funciona a 15,2 MPa (150
atm) a 155ºC aproximadamente. La corriente gaseosa de la línea que
viene del reactor primario (R1), alimenta al mismo
reactor-condensador (R2-C2) y
contiene:
| NH_{3} | 349 | kg/h |
| CO_{2} | 166 | '' |
| H_{2}O | 48 | '' |
| Productos inertes | 13 | '' |
| Total | 576 | '' |
El efluente (8), del (R2-C2) se
envía (sin el eyector intermedio (E1)) al separador de fases (FS2)
y a continuación al reactor primario R1 por vía de las líneas (13) y
(11a) que se unen a la línea (18), teniendo la siguiente
composición:
| NH_{3} | 1054 | kg/h |
| CO_{2} | 860 | '' |
| H_{2}O | 59 | '' |
| Urea | 60 | '' |
| Total | 2033 | '' |
Una corriente gaseosa que contiene todos los
productos inertes que salen de la cabeza del (FS2), por la línea
(12), y éstos se expansionan (línea (12a), a 130ºC), junto con una
pequeña cantidad de NH_{3}, después de pasar por el condensador
(C1). Parte del condensado se recircula al (R1) por medio de la
línea (13) citada anteriormente.
La corriente líquida descargada desde el
rebosadero del reactor (R1) a una temperatura de 198ºC (temperatura
de funcionamiento del reactor), se envía al extractor (S1) por
medio de la línea (4). Contiene toda la urea producida y está
caracterizada particularmente porque presenta:
| Urea | 1000 | kg/h |
| H_{2}O | 337 | '' |
| CO_{2} | 168 | '' |
| NH_{3} | 468 | '' |
| Total | 1973 | '' |
En las condiciones anteriores, la mezcla en el
reactor (R1) comprende una fase de vapor considerable que produce
la corriente gaseosa (3), que tiene la composición especificada
anteriormente, que se envía al reactor-condensador
(R2-C2).
La corriente (6) rica en urea que sale por el
fondo del extractor (S1) (a una temperatura de 205ºC) se envía a la
sección P posterior para la purificación y concentración de la urea,
constando ésta fundamentalmente, en este caso particular, de las
secciones de separación típicas a media y baja presión, y de la
sección de concentración que caracteriza el tradicional Proceso de
Urea SNAMPROGETTI del que se surte la idea general, por ejemplo, en
la página 561 de la publicación "Encyclopedia of Chemical
Technology", citada anteriormente. La corriente 6 se compone
de:
| NH_{3} | 450 | kg/h |
| CO_{2} | 75 | '' |
| H_{2}O | 445 | '' |
| Urea | 1000 | '' |
| Total | 1970 | '' |
De la sección (P) de purificación y
concentración, se recupera una corriente acuosa (5), rica en
carbamato y que se compone en particular de:
| H_{2}O | 150 | kg/h |
| CO_{2} | 75 | '' |
| NH_{3} | 250 | '' |
| Total | 475 | '' |
que se envía toda otra vez al
extractor (S1) por la línea (5a) que se une a la corriente (4) que
sale del
reactor.
Una corriente de NH_{3} como tal de 200 kg/h se
recupera simultáneamente de la misma sección (P) por la línea (9),
que se une al amoniaco puro que viene de la línea 2 y se envía por
el eyector (E1), al condensador C2.
El procedimiento para la síntesis de urea
descrito anteriormente se caracteriza por una conversión de
CO_{2} en urea, es decir, una relación molar (urea
producida)/(CO_{2} total alimentado), igual a 0,81. La corriente
líquida descargada desde el reactor (R1) y enviada al extractor se
caracteriza por una relación molar Urea/CO_{2} = 4,4. También en
este caso, se puede simplificar mucho la planta necesaria para
llevar a cabo el presente procedimiento, así como aumentar
considerablemente la conversión.
Con referencia al esquema de la Figura 4 adjunta,
580 y 452 kg/h de dióxido de carbono y amoniaco respectivamente
(que tiene un contenido total de 13 kg/h de productos inertes) se
envían al reactor desde las líneas (1a) y (10) (esta última implica
al eyector E2).
El extractor (S1) funciona a 15,1 MPa (149 atm) y
con una temperatura en el fondo de 205ºC (con un suministro de
vapor de alta presión de 83.000 Kcal/h aproximadamente); la
corriente gaseosa (7) (863 kg/h) descargada desde la cabeza del
extractor (S1) se envía al reactor-condensador
(R2-C2), que funciona a la presión anterior (o a
una un poco más baja, debido a las pérdidas de presión en el equipo
y líneas en uso) y a 145ºC aproximadamente (con la producción de
vapor de baja presión equivalente a 278.000 Kcal/h). En la salida
superior del separador (FS2), enfriado a 100ºC, se obtiene una
corriente (12a) de productos inertes, compuesta por:
| NH_{3} | 6 | kg/h |
| Productos inertes (N_{2}+O_{2}) | 13 | '' |
| total | 19 | '' |
que se envía a la etapa de
recuperación posterior (no considerada en el
balance).
La corriente líquida (8a) que contiene carbamato,
en el fondo del separador FS2, se compone de:
| CO_{2} | 220,0 | kg/h |
| NH_{3} | 630,0 | '' |
| H_{2}O | 32,0 | '' |
| productos inertes | 0,3 | '' |
| total | 882,3 | '' |
y se envía por el eyector (E2) al
reactor (R1) para ser convertida en
urea.
El reactor funciona para este fin a 203ºC y a una
presión igual a 150 atm. En dichas condiciones se forma en el
reactor una cantidad estimable de vapor.
La fase líquida (4) descargada desde el
rebosadero por el fondo del reactor se compone de:
| Urea | 774 | kg/h |
| CO_{2} | 71 | '' |
| NH_{3} | 293 | '' |
| H_{2}O | 224 | '' |
| Total | 1362 | '' |
y se envía al extractor S1 en
contracorriente con una fase gaseosa descargada de la cabeza del
mismo reactor por la línea 3, que se compone
de:
| CO_{2} | 149 | kg/h |
| NH_{3} | 343 | '' |
| H_{2}O | 42 | '' |
| productos inertes | 13 | '' |
| total | 547 | '' |
Una corriente (6), que prácticamente no contiene
carbamato, se descarga desde el fondo del extractor, que se compone
de:
| Urea | 779 | kg/h |
| CO_{2} | 5 | '' |
Son posibles numerosas variaciones y
modificaciones en el procedimiento descrito anteriormente, y aunque
no se citan explícitamente ni se describen en esta memoria, sin
embargo están disponibles para el experto medio en esta materia y
debería considerarse que forman parte de la presente invención.
Claims (40)
1. Procedimiento para la síntesis de urea a
partir de amoniaco y dióxido de carbono con la formación de
carbamato amónico como producto intermedio, que comprende:
- (a)
- la reacción, en una etapa de reacción, de amoniaco y dióxido de carbono a una presión total comprendida entre 9,1 y 25,2 MPa (90 y 250 atm), con una relación molar NH_{3}/CO_{2}, como tal o en forma de carbamato amónico, entre 2,1 y 10, preferentemente entre 2,1 y 6,0, con la formación de una primera mezcla líquida que contiene urea, carbamato amónico, agua y amoniaco;
- (b)
- la transferencia de dicha primera mezcla líquida a por lo menos una etapa de descomposición y extrac-ción;
- (c)
- el calentamiento de dicha primera mezcla líquida en dicha etapa de descomposición y extracción, que funciona fundamentalmente a la misma presión utilizada en la etapa previa (a), para obtener la descomposición de por lo menos una parte del carbamato amónico en amoniaco y dióxido de carbono, y someter simultáneamente dicha mezcla líquida a una extracción con la formación de una primera mezcla gaseosa que contiene amoniaco y dióxido de carbono y una segunda mezcla líquida que contiene urea, agua, amoniaco y la parte no descompuesta de carbamato amónico;
- (d)
- la transferencia de por lo menos una parte de dicha primera mezcla gaseosa a por lo menos una etapa de condensación que funciona fundamentalmente a la misma presión que la etapa (a) y que condensa la mezcla transferida con la formación de una tercera mezcla líquida que contiene carbamato amónico, agua y amoniaco;
- (e)
- la transferencia de dicha tercera mezcla líquida y la parte restante de la primera mezcla gaseosa a la etapa de reacción (a);
- (f)
- la recuperación de la urea contenida en la segunda mezcla líquida en una o más etapas posteriores de descomposición, condensación y separación para obtener fundamentalmente urea pura, y el reciclado a la síntesis del amoniaco y del dióxido de carbono no transformados (como tales o en forma de carbamato amónico);
caracterizado porque:
la etapa (a) de la reacción anterior se lleva a
cabo en por lo menos dos zonas distintas, que se comunican entre sí
y se mantienen fundamentalmente a la misma presión, de las cuales,
la primera funciona a temperaturas de entre 170 y 230ºC con la
formación de dicha primera mezcla líquida y una segunda mezcla
predominantemente gaseosa que contiene fundamentalmente amoniaco,
agua, dióxido de carbono y posibles gases inertes, y la segunda
zona funciona a una temperatura de entre 5 y 60ºC, inferior a la
primera, a fin de que por lo menos el 5% en peso de la segunda
mezcla predominantemente gaseosa, con respecto al peso de la primera
mezcla líquida anterior, preferentemente una cantidad igual o mayor
del 10% en peso, se transfiera desde la primera a la segunda zona,
con la formación posterior, en esta última, de una mezcla líquida
adicional que contiene amoniaco, carbamato amónico y, posiblemente,
también urea, que se transfiere de nuevo desde la segunda a la
primera zona de reacción.
2. Procedimiento según la reivindicación 1, en el
que la etapa de condensación (d) tiene lugar en un condensador que
funciona a una temperatura comprendida entre 140 y 180ºC.
3. Procedimiento según la reivindicación 1 ó 2,
en el que en la etapa (a), la segunda mezcla predominantemente
gaseosa transferida desde la primera a la segunda zona de reacción,
representa del 20 al 40% en peso con relación al peso de la primera
mezcla líquida.
4. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores, en el que en la etapa (a), la presión
está en el intervalo de 13,1 a 18,2 MPa (130 a 180 atm).
5. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores, en el que la temperatura de cualquiera
de las mezclas líquidas que contienen carbamato amónico se mantiene
en un valor superior a 130ºC.
6. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores, en el que dicha primera zona de
reacción funciona a temperaturas comprendidas entre 190 y 210ºC, con
relaciones molares amoniaco/dióxido de carbono en la alimentación
total comprendidas entre 2,5 y 4,5.
7. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores, en el que dicha segunda zona de
reacción funciona a temperaturas comprendidas entre 140 y 200ºC,
preferentemente entre 150 y 185ºC.
8. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores, en el que la primera mezcla líquida y
la segunda mezcla predominantemente gaseosa se toman como una mezcla
bifásica única de la primera zona de reacción, y se separan
posteriomente y se transfieren a la segunda zona de reacción y a la
etapa de descomposición y extracción (c), respectivamente.
9. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores, en el que la primera zona de reacción
comprende un primer reactor y la segunda zona de reacción comprende
un segundo reactor precedido por un condensador en la línea de
alimentación de la mezcla predominantemente gaseosa procedente del
primer reactor.
10. Procedimiento según la reivindicación 9, en
el que los tiempos de residencia medios en el segundo reactor están
comprendidos entre 5 y 35 minutos y la temperatura está comprendida
entre 160 y 185ºC.
11. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores 1 a 7, en el que la primera zona de
reacción comprende un primer reactor y la segunda zona de reacción
comprende un intercambiador-desflegmador,
preferentemente situado en la cabeza del primer reactor.
12. Procedimiento según la reivindicación 11, en
el que dicho intercambiador-desflegmador está
equipado, en el fondo, con un plato acumulador que comunica con el
primer reactor inferior.
13. Procedimiento según las reivindicaciones
anteriores 11 ó 12, en el que los tiempos de contacto en el
desflegmador están comprendidos entre 0,2 y 5 minutos y la
temperatura está comprendida entre 150 y 170ºC.
14. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores 1 a 8, en el que la primera zona de
reacción comprende un primer reactor y la segunda zona de reacción
comprende un segundo reactor que consiste en un intercambiador-
condensador.
15. Procedimiento según la reivindicación 14, en
el que dicho intercambiador-condensador coincide
con el condensador de la etapa de condensación (d), y funciona a
unas temperaturas comprendidas entre 150 y 170ºC y con unos tiempos
de contacto entre 0,2 y 5 minutos.
16. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores, en el que la etapa (c) de
descomposición y extracción se lleva a cabo en un extractor que
funciona a una temperatura comprendida entre 160 y 220ºC y se
calienta por medio de vapor indirecto a alta presión.
17. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores, en el que la etapa (c) de
descomposición y extracción se lleva a cabo en dos piezas de equipo
en serie, posiblemente de diferentes tipos y funcionando en
diferentes condiciones entre sí.
18. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores, en el que la alimentación a la etapa
de descomposición y extracción se fracciona a diferentes alturas
del extractor.
19. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores, en el que la etapa (c) de
descomposición y extracción se lleva a cabo en condiciones de
"autoextracción".
20. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores 1 a 18, en el que la etapa (c) de
descomposición y extracción comprende un extractor al que se
alimenta como agente de extracción la mezcla gaseosa procedente de
la etapa de reacción (a), preferentemente de la segunda zona, y
preferentemente desde abajo.
21. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores 1 a 18, en el que la etapa (c) de
descomposición y extracción comprende un extractor al que dicha
segunda mezcla predominantemente gaseosa de la primera etapa de
reacción (a) se alimenta por abajo como gas de extracción, antes de
entrar a la segunda zona de reacción.
22. Procedimiento según la reivindicación 21, en
el que dicha segunda zona de reacción coincide con el condensador
de la etapa de condensación (d), y funciona a unas temperaturas
comprendidas entre 150 y 170ºC y con unos tiempos de contacto de
entre 0,2 y 5 minutos.
23. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores 21 ó 22, en el que dicha segunda mezcla
líquida que sale del extractor contiene menos del 5% de
carbamato.
24. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores, en el que la primera mezcla gaseosa
producida en la etapa (c) presenta un contenido de agua de entre
0,5 y 10% del peso total de la mezcla.
25. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores, en el que del 5 al 50% de la primera
mezcla gaseosa producida en la etapa (c) se transfiere como tal
directamente a la etapa de reacción (a), preferentemente desde la
primera zona de reacción.
26. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores, en el que, en la etapa (f) para la
recuperación y purificación de urea, se produce una corriente
líquida de reciclado que contiene carbamato amónico, agua y
amoniaco.
27. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones anteriores, en el que por lo menos una parte,
preferentemente del 50 al 100%, de la mezcla líquida reciclada
procedente de la etapa (f) se alimenta a la etapa (c) de
descomposición y extracción.
28. Procedimiento para mejorar un procedimiento
existente para la preparación de urea a partir de amoniaco y
dióxido de carbono con la formación intermedia de carbamato
amónico, que funciona con una sección de síntesis a alta presión,
que comprende:
- -
- un primer reactor de síntesis que funciona con un exceso de amoniaco a presiones de 9,1 a 25,2 MPa (90 a 250 atm), con la formación de una corriente líquida de salida que contiene urea, agua, amoniaco y carbamato amónico;
- -
- una etapa de descomposición del carbamato amónico en dicha corriente líquida y la etapa de separación (con extracción) de una corriente de gas que contiene dióxido de carbono y amoniaco formado de este modo, situada corriente abajo de dicho reactor; y
- -
- un condensador de la corriente de gas que sale de dicha extracción, con la formación de una corriente líquida que contiene carbamato amónico alimentado, como producto reciclado, a dicho primer reactor,
caracterizado porque comprende las
operaciones siguientes:
- (i)
- instalación de un segundo reactor para la formación de carbamato amónico y, posiblemente, urea partiendo de dióxido de carbono y amoniaco en exceso, funcionando fundamentalmente a la misma presión que el primer reactor anterior, preferentemente a temperaturas entre 140 y 200ºC, más preferentemente entre 140 y 185ºC, y este segundo reactor puede también coincidir con el condensador de carbamato existente anterior;
- (ii)
- instalación de unos elementos adecuados y líneas de conexión para la transferencia de material desde la cabeza del primer reactor anterior al segundo reactor, y la correspondiente transferencia de material desde el segundo reactor al primero;
- (iii)
- establecimiento de las condiciones de funcionamiento de dichos primer y segundo reactores con objeto de que la temperatura del segundo reactor sea de 5 a 60ºC inferior a la temperatura del primero; con la formación, en este último, de una fase vapor mezclada con la fase líquida;
- (iv)
- transferencia, desde la cabeza del primer reactor al segundo, de un gas o una corriente predominantemente gaseosa que contiene dióxido de carbono y amoniaco, en una cantidad de por lo menos el 5% en peso, preferentemente en una cantidad igual a o superior al 10% en peso, más preferentemente en una cantidad comprendida entre el 20 y el 40% en peso, con relación al peso de la corriente líquida anterior que sale del primer reactor, con la formación posterior, en el segundo reactor, de una mezcla líquida que contiene carbamato amónico y, preferentemente también urea, que se transfiere al primer reactor, alimentándolo preferentemente por abajo.
29. Procedimiento según la reivindicación 28, en
el que el segundo reactor está precedido por un condensador en la
línea de alimentación de la mezcla predominantemente gaseosa
procedente del primer reactor.
30. Procedimiento según la reivindicación 29, en
el que los tiempos de residencia en el segundo reactor están
comprendidos entre 5 y 35 minutos y la temperatura está comprendida
entre 160 y 185ºC.
31. Procedimiento según la reivindicación 28, en
el que el segundo reactor es un
intercambiador-desflegmador, preferentemente situado
en la cabeza del primer reactor y equipado, en el fondo, con un
plato acumulador que comunica con el primer reactor inferior.
32. Procedimiento según la reivindicación 31, en
el que los tiempos de contacto en el
intercambiador-desflegmador están comprendidos entre
0,2 y 5 minutos y la temperatura está comprendida entre 150 y
170ºC.
33. Procedimiento según la reivindicación 28, en
el que el segundo reactor es un
intercambiador-condensador, que coincide
preferentemente con el condensador de la corriente gaseosa que sale
de la etapa de extracción, que funciona con unas temperaturas
comprendidas entre 150 y 170ºC y tiempos de contacto de entre 0,2 y
5 minutos.
34. Procedimiento para la síntesis de urea a
partir de amoniaco y dióxido de carbono con la formación de
carbamato amónico como producto intermedio, que comprende:
- (a)
- la reacción, en una etapa de reacción, de amoniaco y dióxido de carbono a una presión total comprendida entre 9,1 y 25,2 MPa (90 y 250 atm), con una relación molar NH_{3}/CO_{2}, como tal o en forma de carbamato amónico, comprendida entre 2,1 y 10, preferentemente entre 2,1 y 6,0, con la formación de una primera mezcla líquida que contiene urea, carbamato amónico, agua y amoniaco;
- (b)
- la transferencia de dicha primera mezcla líquida a por lo menos una etapa de descomposición y extracción;
- (c)
- el calentamiento de dicha primera mezcla líquida en dicha etapa de descomposición y extracción, que funciona fundamentalmente a la misma presión utilizada en la etapa previa (a), para obtener la descomposición de por lo menos una parte del carbamato amónico en amoniaco y dióxido de carbono, y someter simultáneamente dicha mezcla líquida a una extracción con la formación de una primera mezcla gaseosa que contiene amoniaco y dióxido de carbono y una segunda mezcla líquida que contiene urea, agua, amoniaco y la parte no descompuesta del carbamato amónico;
- (d)
- la transferencia de por lo menos una parte de dicha primera mezcla gaseosa a por lo menos una etapa de condensación que funciona fundamentalmente a la misma presión que la etapa (a) y que condensa la mezcla transferida con la formación de una tercera mezcla líquida que contiene carbamato amónico, agua y amoniaco;
- (e)
- la transferencia de dicha tercera mezcla líquida y la parte restante de la primera mezcla gaseosa a la etapa de reacción (a);
- (f)
- la recuperación de la urea contenida en la segunda mezcla líquida en una o más etapas posteriores de descomposición, condensación y separación para obtener fundamentalmente urea pura y el reciclado a la síntesis del amoniaco y del dióxido de carbono no transformados (como tales o en forma de carbamato amónico);
caracterizado
porque:
la etapa (a) de la reacción anterior se realiza
en por lo menos dos zonas distintas, que se comunican entre sí y se
mantienen fundamentalmente a la misma presión, de las que la
primera funciona a temperaturas comprendidas entre 170 y 230ºC con
la formación de la primera mezcla líquida y una segunda mezcla
predominantemente gaseosa que contiene fundamentalmente amoniaco,
agua, dióxido de carbono y, eventualmente, gases inertes, y la
segunda zona funciona a una temperatura de entre 5 y 60ºC inferior
a la primera, de manera que entre 20 y 40% en peso de la segunda
mezcla predominantemente gaseosa con respecto al peso de la primera
mezcla líquida anterior, se transfiera desde la primera a la
segunda zona, con la formación posterior, en esta última, de una
mezcla líquida adicional que contiene amoniaco, carbamato amónico
y, eventualmente también urea, que se transfiere de nuevo desde la
segunda a la primera zona de reacción.
35. Procedimiento según la reivindicación 34, en
el que dicha primera zona de reacción funciona a temperaturas
comprendidas entre 190 y 210ºC, con relaciones molares
amoniaco/dióxido de carbono en la alimentación total comprendidas
entre 2,5 y 4,5.
36. Procedimiento según las reivindicaciones 34 ó
35, en el que, en la segunda zona de reacción, tiene lugar la
formación de urea.
37. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 34 a 36, en el que la primera zona de reacción
comprende un primer reactor y la segunda zona de reacción comprende
un intercambiador-desflegmador, preferentemente
dispuesto en la cabeza del primer reactor.
38. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 34 a 37, en el que la etapa (c) de descomposición
y extracción se lleva a cabo en condiciones de
"autoextracción".
39. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 34 a 38, en el que la etapa (c) de descomposición
y extracción comprende un extractor al que se envía dicha segunda
mezcla predominantemente gaseosa desde la primera zona de la etapa
(a) de reacción desde abajo como agente de extracción, antes de
entrar en la segunda zona de reacción.
40. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 34 a 39, en el que por lo menos una parte,
preferentemente entre 50 y 100%, de la mezcla líquida reciclada
procedente de la etapa (f) se envía a la etapa (c) de descomposición
y extracción.
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