ITMI951402A1 - Procedimento per la sintesi dell'urea comprendente due separate zone di reazione - Google Patents
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Abstract
Un procedimento per la sintesi dell'urea a partire da ammoniaca e anidride carbonica, comprendente uno stadio di reazione condotto in almeno due distinte zone operanti sostanzialmente alla stessa pressione, ma aventi una differente temperatura di esercizio, preferibilmente compresa tra 5 e 60°C, e successivi stadi di separazione dei reagenti non convertiti, in cui una corrente gassosa è trasferita dalla prima zona, a più alta temperatura, alla seconda zona, a più bassa temperatura, e una corrente liquida, contenente urea e/o carbammato di ammonio, è trasferita dalla seconda zona alla prima, in modo tale che detta corrente gassosa sia almeno il 5% in peso rispetto alla corrente effluente da detta prima zona ai successivi stadi di separazione. Detto procedimento consente di ottenere un rapporto urea/(urea+carbammato) superiore al 70%, nella corrente uscente da detto stadio di reazione.
Description
DESCRIZIONE
La presente invenzione riguarda un procedimento per la sintesi dell'urea comprendente due zone separate di reazione.
In particolare, la presente invenzione riguarda un procedimento ad elevata conversione per la sintesi dell'urea, comprendente la reazione di ammoniaca e anidride carbonica in iilmeno due stadi separati operanti sostanzialmente alla stessa elevata pressione, la successiva, separazione dell'urea dalla miscela contenente i prodotti non reagiti e il riciclo di questi ad almeno uno degli stadi di reazione.
L'urea è un prodotto industriale di largo consumo utilizzato specialmente come fertilizzante, benché non manchino usi nel campo farmaceutico e dei materiali polimerici (resine urea-formaldeide).
Tutti i processi industriali di preparazione dell'urea sono praticamente basati sulla sintesi diretta secondo la reazione complessiva:
Questa avviene in due distinti stadi di reazione con formazione di carbammato di ammonio come intermedio:
Nel primo stadio (la) ha luogo una reazione esotermica il cui equilibrio è spostato verso destra a temperatura ambiente (formazione di carbammato di ammonio), la quale necessita tuttavia di elevate pressioni per raggiungere un equilibrio favorevole alle elevate temperature richieste per condurre con resa soddisfacente il successivo stadio (lb). Nel secondo stadio (lb), ha luogo una reazione endotermica che solo ad elevate temperature (> 150°C) raggiunge una velocità soddisfacente per l'applicazione industriale del processo, con uno stato di equilibrio che a 185°C porta comunque ad una conversione della COz non superiore al 53%, in una miscela stechiometrica dei reagenti. Tale insoddisfacente conversione può essere convenientemente elevata aumentando il rapporto NH3/COz, ma viene ulteriormente ridotta dalla addizione di acqua. Quest'ultima ha inoltre un effetto sfavorevole anche sulla cinètica complessiva del processo.
Normalmente, i due suddetti stadi di reazione avvengono contemporàneamente nello stesso reattore, é la miscela di reazione comprende pertanto urea, acqua, ammoniaca, anidride carbonica e carbammato di ammonio, con una concentrazione relativa, nei diversi punti del reattore, dipendente dai diversi fattori termodinamici e cinetici che j contribuiscono al processo.
Processi di questo genere per l'ottenimento dell' urea sono stati ampiamente riportati e descritti nella letteratura specifica del settore. Una ampia rassegna dei più comuni processi per la produzione di urea si trova, ad esempio, nella pubblicazione "Encyclopedia of Chemical Technology" Ed. Kirk-Othmer, Wiley Interscience, terza ed. (1983), voi. 23, pagg. 551-561.
Normalmente, i processi industriali per la produzione di urea conducono la sintesi in un reattore alimentato da NH3, da C02 e dalle soluzioni acquose di ammonio carbonato (un precursore instabile del carbammato, (NH4)2C03) e/o carbammato provenienti dalle correnti di riciclo dei reagenti non convertiti, a temperature comprese fra 170 e 200°C, a pressioni almeno di 130 atm, con un rapporto molare NH3/C02 compreso fra 2,5 e 4,5,' calcolato sulla somma delle correnti di alimentazione. Il rapporto molare H20/C02 in alimentazione al reattore è generalmente compreso tra 0,5 e 0,6. In tali condizioni, il prodotto scaricato dal reattore presenta conversioni comprese tra 50 e 65 % rispetto alla C02 alimentata. Oltre all'acqua formatasi e all'eccesso di NH3 alimentata, l'effluente dal reattore contiene ancora
rilevanti quantità di C02 non convertita, prevalentemente sotto forma di carbammato di ammonio non convertito.
La separazione dell'urea da questi prodotti viene condotta in più sezioni operanti ad elevata temperatura ed a pressioni decrescenti, nelle quali si effettua sia la decomposizione del carbammato di ammonio ad NH, e C02 (prodotti resi disponibili per il riciclo al reattore), sia l'evaporazione dell'acqua di reazione, ottenendo infine l'urea ad alta purezza per il successivo stadio di prìlling. La sezione di separazione e riciclo del carbammato presenta costi di investimento che incidono in modo pesante sul costo del prodotto finale.
Da questa sezione, tutta la C02 e parte dell'NHj , a causa della loro contemporanea presenza, vengono rese disponibili per il riciclo come sali di ammonio (carbonato e/o bicarbonato do carbammato a seconda della temperatura) imponendo l'Utilizzazione di acqua come mezzo solvente per la loro movimentazione al fine di evitare la precipitazione dei sali e la conseguente ostruzione delle linee interessate. Processi noti che operano secondo il suddetto schema generale sono, ad esempio, descritti nei brevetti US 4.092.358, US 4.208.347, US 4.801.745 e US 4.354.040.
Al fine di aumentare la conversione di anidride carbonica in urea sono stati proposti processi di sintesi dell’urea comprendenti almeno due zone di reazione separate tra loro e operanti in diverse condizioni di temperatura e pressione.
La domanda di brevetto europeo pubblicata n. 544.056 descrive, ad esempio, un processo in cui esistono due zone indipendenti di reazione entrambe alimentate con ammoniaca e anidride carbonica, delle quali una opera in maniera tradizionale e l'altra opera a temperature e pressioni ancora più elevate, rispettivamente maggiori di 200 °C e 300 bar. Benché ciò consenta effettivamente di aumentare la conversione complessiva per passaggio, tuttavia l'uso di pressioni e temperature cosi elevate nella seconda zona di reazione aumenta i problemi connessi a sicurezza e corrosione delle apparecchiature coinvolte, richiedendo un maggiore investimento e maggiori costi di manutenzione.
Rimane dunque ancora elevata l'esigenza di processi per la produzione di urea con aumentata produttività e migliorato rapporto tra quantità di prodotto, consumo energetico e costi di investimento e manutenzione, specialmente se si considera che per un prodotto avente un così elevato consumo a cui corrisponde un basso valore aggiunto; necessitano in pratica impianti di grandi dimensioni capaci di produrre fino a 2000 tonnellate di urea al giorno, nei quali miglioramenti delle rese e/o del consumo di energia, apparentemente anche poco significativi, possono comportare rilevanti vantaggi economici.
E' stato adesso trovato dalla Richiedente un procedimento che permétte di superare le difficoltà e le limitazioni dei processi industriali tradizionali prima menzionati, pur senza richiedere l'impiego di pressioni estremamente elevate, con raggiungimento) di conversioni per passaggio della C02 in urea superiori a 65%, e normalmente, comprese tra 70 e 85 % a seconda delle condizioni di esercizio e dello schema di impianto utilizzato.
Costituisce pertanto un ' oggetto della presente invenzione un migliorato procedimento per la sintesi di urea da ammoniaca e anidride carbonica con formazione di carbammato di ammonio come intermedio, comprendente:
(a) far reagire, in uno stadio di reazione, ammoniaca e anidride carbonica ad una pressione complessiva compresa tra 90 e 250 atm, con un rapporto molare ΝΗ,/CO2, come tali o sotto forma di carbammato di ammonio, compreso tra 2,1 e 10, preferibilmente tra 2,1 e 6,0; con formazione di una prima miscela liquida contenente urea, carbammato di ammonio, acqua e ammoniaca;
(b) trasferire detta prima ' miscela liquida ad almeno uno stadio di decomposizione-stripping; '
(c) riscaldare detta prima miscela liquida in detto stadio di decomposizione-stripping, operando sostanzialmente alla stessa pressione utilizzata nel precedènte stadio (a), per effettuare la decomposizione di almeno una parte del carbammato di ammonio in essa contenuto, con formazione di una prima miscela gassosa contenente ammoniaca e anidride carbonica, e di una seconda miscela liquida contenente urea, acqua, ammoniaca e la parte non decomposta del carbammato di ammonio;
(d) trasferire almeno una parte di detta prima miscela gassosa ad almeno uno stadio di condensazione operante sostanzialmente alla stessa pressione dello stadio (a) e condensare la miscela trasferita con formazione di una terza miscela liquida contenente carbammato di ammonio, acqua e ammoniaca;
(e) trasfeiire detta terza miscela liquida e la restante parte di detta prima miscela gassosa allo stadio di reazione (a);
(f) recuperare l'urea contenuta in detta seconda miscela liquida in uno o piu stadi successivi di decomposizione, condensazione e separazione con ottenimento di urea sostanzialmente pura e riciclo alla sintesi deirammoniaca e della anidride carbonica non convertite (come tali o sotto forma di carbammato di ammonio); caratterizzato dal fatto che,
detto stadio di reazione (a) viene condotto in almeno due zone distinte, comunicanti tra loro e mantenute sostanzialmente alla stessa pressione, delle quali la prima opera a temperature comprese tra 170 e 230 °C con formazione di detta prima miscela liquida e di una seconda miscela prevalentemente gassosa contenente essenzialmente ammoniaca, acqua, anidride carbonica ed eventuali gas inerti, e la seconda zona opera ad una temperatura inferiore alla prima, in modo tale che almeno il 5% in peso di detta seconda miscela prevalentemente gassosa, rispetto al peso della suddetta prima miscela liquida, preferibilmente una quantità uguale o superiore al 10 % in peso, più preferìbilmente, in quantità da 20 al 40% in peso, venga trasferita da detta prima a detta seconda zona, con successiva foimazione, in quest'ultima, di una ulteriore miscela liquida contenente, ammoniaca, carbammato di ammonio ed, eventualmente, anche urea, la quale viene ancora M trasferita dalla seconda alla prima zona di reazione.
Secondo il procedimento della presente invenzione, che viene usualmente condotto in continuo in un impianto adeguato, ammoniaca e anidride carbonica fresche vengono continuamente alimentate all'impianto per bilanciare la corrispondente quantità di reagenti consumati per la formazione dell'urea ottenuta in uscita dalla sezione finale di separazione e "prilling" dell'impianto. Tutte le apparecchiature in contatto con le miscele corrosive contenenti ammoniaca, acqua, carbammato di ammonio e anidride carbonica, come tali o in miscela tra loro, sono generalmente costituite o rivestite con metalli o leghe resistenti alla corrosione secondo i normali standard costruttivi di questo genere di impianti.
L'ammoniaca e l'anidride carbonica fresche possono essere alimentate direttamente allo stadio di reazione, ma sono preferibilmente utilizzate, almeno in parte, come fluido motore in uno o più eiettori, per fornire la spinta necessaria a ricircolare detta prima corrente gassosa scaricata dallo stadio (c) di stripping, e/o il carbammato di ammonio proveniente dallo stadio di condensazione (d). L'ammoniaca è particolarmente preferita per essere utilizzata a questo scopo.
In alternativa, o anche contemporaneamente all'uso negli eiettori, l'ammoniaca o l'anidride carbonica fresche possono essere utilizzate, in tutto o in parte, come fluido strippante nello stripper e/o inviate direttamente al condensatore.
Come precedentemente specificato, lo stadio (a) di reazione viene condotto secondo la presente invenzione, in due zone distinte operanti sostanzialmente alla stessa pressione compresa tra 90 e 250 atm, preferìbilmente tra 130 e 180 atm. Il termine sostanzialmente alla stessa pressione, come utilizzato nella presente descrizione e nelle rivendicazioni, deve essere inteso nel senso che piccole differenze di pressione sono ammesse, le quali siano però poco significative rispetto all'ordine di grandezza della pressione stessa. Ciò comprende, ad esempio le piccole differenze di pressione compensabili mediante disposizione a differenti altezze delle apparecchiature e zone considerate, e/o mediante eiettori.
Nel procedimento secondo la presente invenzione, in cui si opera, nello stadio di reazione (a), con un eccesso di ammoniaca rispetto al rapporto stechiometrico con l'anidride carbonica necessario a produrre carbammato di ammonio e, successivamente, urea (2/1 in moli), la corrente uscente dal primo reattore, e, in generale, la gran parte delle correnti liquide che si formano nel procedimento, contengono usualmente ammoniaca in eccesso. Nel corso della presente descrizione, si fa riferimento alla composizione di tali correnti e miscele liquide (o anche bifasiche) considerando, convenzionalmente, che. tutta l'anidride carbonica sia presente sotto forma di carbammato di ammonio, ed il restante eccesso di ammoniaca sia presente come ammoniaca libera, o, più semplicemente, ammoniaca.
Inoltre, al fine di semplificare la presente descrizione, il termine "liquido" viene indifferentemente utilizzato con riferimento a correnti o miscele del procedimento secondo la presente invenzione, le quali siano costituite o da una singola fase liquida o da una fase mista liquido- vapore in cui il liquido sia prevalente (maggiore del 50% in pesò).
Preferibilmente, nel presente procedimento, le correnti liquide contenenti carbammato di ammonio sono tutte ad una temperatura uguale o superiore a 130 °C.
Infine, secondo la presente invenzione, il termine "gassoso" viene utilizzato per quelle correnti o miscele in cui la fase liquida sia sostanzialmente assente, mentre il termine "prevalentemente gassosa" riferito ad una miscela o una corrente reattiva deve essere inteso nel senso che sono ancora presenti gas e liquido in equilibrio, ma la fase gas è maggiore del 50% in peso, preferibilmente maggiore del 70% in peso, rispetto al peso totale (o alla portata massiva totale, nel caso usuale di processo continuo) della miscela considerata.
Secondo il presente processo, la prima delle due zone di reazione precedentemente dette opera a temperature comprese fra 170 e 230°C, preferibilmente comprese fra 190 e 210°C. A questa prima zona di reazione vengono preferibilmente alimentate le diverse correnti derivanti dal riciclo del carbammato non trasformato in urea e deH'ammoniaca in eccesso provenienti dagli stadi di separazione posti a valle della stessa, le correnti di alimentatone dei reagenti freschi (queste ultime eventualmente premescolate con le correnti di riciclo), nonché detta ulteriore corrente liquida proveniente dalla seconda zona di reazione. I rapporti molari ammoniaca/anidride carbonica neU'alimentazione complessiva sono preferìbilmente compresi fra 2,1 e 6,0, piu preferibilmente fra 2,5 e 4,5: Le condizioni nella prima zona reattiva (o reattore principale) comportano la formazione di una non trascurabile quantità di fase vapore in miscela con la fase liquida, la quale fase vapore si concentra nella parte superiore del reattore e costituisce, alla sommità, la fase prevalentemente gassosa che viene trasferita alla seconda zona di reazione.
Ad eccezione della maggiore temperatura di esercizio, la prima zona di reazione è sostanzialmente assimilabile ad un normale reattore per la sintesi dell'urea in un processo tradizionale. Normalmente, il reattore è fornito di più piatti, di una tipologia scelta tra le diverse note nell'arte in modo da realizzare le condizioni ottimali di flusso. Il reattore può essere a sua volta suddiviso in più zone di reazione, opportunamente interconnesse tra loro, preferibilmente in cascata, aventi eventualmente anche differenti correnti di alimentazione a diverse altezze.
Il calore sviluppato e più in generale il livello termico del reattore nella prima zona dello stadio (a), è controllato agendo sul livello termico delle correnti di anidride carbonica do ammoniaca alimentate al reattore e/o in base alla ripartitone delle stesse correnti di alimentatone fra strìpper, condensatore e reattore do sulla quantità di calore asportato nel condensatore.
Tale primo reattore deve avere un hold-up di liquido tale da permettere un tempo medio di permanenza dello stesso compreso fra qualche minuto e qualche decina di minuti, preferibilmente tra 5 e 40 minuti, per consentire al carbammato di ammonio formatosi per reazione dell'ammoniaca con l'anidride carbonica di disidratare ad urea.
La seconda zona di reazione, secondo la presente invenzione, opera ad una temperatura inferiore rispetto alla prima, usualmente compresa tra 140 e 200 °C, preferibilmente tra 150 e 185 °C, con una differenza di temperatura tra le due zone preferibilmente da 5 a 60 °C. Essa viene alimentata con detta seconda corrente prevalentemente gassosa uscente dalla sommità della prima zona, la quale comprende essenzialmente ammoniaca, acqua, anidride carbonica ed eventuali gas inerti quali azoto, argon e piccole quantità di ossigeno introdotte al fine di limitare la corrosione degli impianti secondo quanto noto nell'arte. Non è comunque esclusa dalla portata della presente invenzione la possibilità di alimentare alla seconda zona anche parte dei reagenti ammoniaca e anidride carbonica necessari per compensare quelli trasfor- mati in urea, e/o di alimentare, in tutto o in parte, la suddetta prima miscela gassosa uscente dallo stripper dello stadio (c). I rapporti molari ammoniaca/anidride carbonica in questa se- conda zona di reazione dipendono normalmente dalle condizioni di esercizio del reattore nella prima zona di reazione, che determinano la composizione di detta corrente prevalente- mente gassosa alimentata alla seconda zona. Tali rapporti molari possono comunque variare entro un intervallo relativamente ampio, a seconda della conduzione dell'impianto in pratica, e sono preferibilmente compresi, in alimentazione zd secondo reattore, tra 2, 1 e 7,0.
La seconda zona di reazione dello stadio (a) del presente processo comprende normalmente un reattore dotato degli stessi accorgimenti anticorrosione precedentemente menzionati. Questo può consistere, ad esempio, di un secondo reattore separato dal primo e preceduto da un condensatore sulla linea di alimentazione proveniente dal primo reattore, oppure può consistere di un condensatore-scambiatore di calore con produzione di vapore o riscaldamento di una diversa corrente liquida o gassosa, il quale può anche coincidere con lo stesso condensatore dello stadio (d).
In una particolare forma di attuazione della presente invenzione, la: seconda zona reattiva viene realizzata in uno scambiatore-deflemmatore posto sulla sommità del primo reattore in modo da costituire, nella pratica, un'unica apparecchiatura. Detto scambiatore-deflemmatore è separato dal reattore principale, posto inferiormente, da un elemento, costituito ad esempio da un setto o un piatto camino, provvisto di dispositivi atti a permettere il passaggio della fase vapore dalla prima alla seconda zona reattiva, e a raccogliere il liquido formatosi in detta seconda zona. Quest'ultimo viene trasferito al sottostante reattore principale mediante adatte linee di riciclo, preferibilmente alimentandolo nella parte inferiore dello stesso.
Secondo il processo della presente invenzione, in detta seconda zona si forma carbammato di ammonio secondo la reazione (la), favorita dalla minore temperatura rispetto alla prima zona, ed, eventualmente, anche la formazione, in parte, di urea secondo la reazione (lb), sempre in dipendenza dalle condizioni operative del secondo reattore. Si ha pertanto forrmizione di una miscela liquida contenente carbammato di ammonio e ammoniaca residua derivante dall'eccesso presente in alimentazione, e preferibilmente contenente anche urea e l'acqua formatasi corrispondentemente. Detta miscela liquida viene poi trasferita e reintrodotta alla prima zona di reazione, preferibilmente alimentandola nella parte inferiore della stessa. Eventualmente, essa può essere combinata con le correnti liquide di riciclo provenienti dalle sezioni a valle dello stadio (a), prima di essere reintrodotta.
L'utilizzazione, nella seconda zona di reazione, di un reattore preceduto da uno scambiatore/condensatore alimentato con la corrente prevalentemente gassosa proveniente dal primo reattore, può portare alla formazione di significative quantità di urea (oltre al carbammato) nel reattore secondario; l'uso alternativo come reattore secondario del solo condensatore posto a monte del reattore principale, ovvero di un reattore con un tempo di permanenza limitato e in cui è possibile essenzialmente una reazione molto veloce, porta prevalentemente alla formazione di carbammato: in entrambi i casi la miscela' liquida uscente dallo stadio di reazione (a) e alimentata allo stripper è costituita da una corrente a più bassa concentrazione in carbammato per il più elevato livello termico proprio del reattore principale.
Secondo la presente invenzione, è critico che una opportuna quantità della miscela prevalentemente gassosa che si forma nella prima zona di reazione venga trasferita alla seconda zona, di reazione. Tale trasferimento può essere effettuato in vari modi in funzione delle condizioni operative del ciclo di sintesi e dello schema di processo. In particolare, ad esempio, la miscela gassosa può essere separata già nella prima zona dalla prima miscela liquida uscente dallo stadio di reazione, e inviata alla seconda zona dalla testa del primo reattore. Oppure la detta prima miscela liquida e la suddetta miscela prevalentemente gassosa possono essere prelevate come unica miscela bifasica da detta prima zona di reazione, e seno successivamente separate nelle due fasi componenti (la liquida e la gassosa, ad esempio in un adatto separatore di fasi), le quali sono trasferite rispettivamente alla seconda zona di reazione e al suddetto stadio (c) di decomposizione-stripping. In quest'ultimo caso, la separazione tra le due fasi può anche avvenire all'ingresso dello stesso stadio di decomposizione e stripping, utilizzando ad esempio la testa dello stripper, a cui viene alimentata la miscela bifasica, come separatore di fase.
Nel procedimento secondo la presente invenzione, dalla sommità della seconda zona di reazione può essere separata una terza corrente gassosa ricca di inerti che devono essere scaricati. Tale corrente gassosa, prima dello scarico degli inerti, viene sottoposta a condensazione, con l'eventuale ausilio di un separatore di fasi, per recuperare l'ammoniaca e l'anidride carbonica ivi contenute, le quali sono ricircolate direttamente a una delle due zone di reazione.
In un'altra forma di realizzazione, tale terza corrente gassosa viene sottoposta a lavaggio in controcorrente con la corrente acquosa di riciclo proveniente dallo stadio (f), cosi producendo una fase gassosa contenente essenzialmente inerti che viene scaricata, e una corrente liquida che viene alimentata, di norma, al condensatore.
In una ulteriore forma di realizzazione, tale terza corrente gassosa viene ricircolata ed alimentata come agente di stripping ad una delle apparecchiature necessarie per la realizzazione deilo stadio (f), quali, ad esempio, la sezione di concentrazione e purificazione dell'urea o una sezione di decomposizione del carbammato a media o bassa pressione.
Lo stadio (c) di decomposizione-stripping, è normalmente effettuato in uno stripper riscaldato usualmente mediante vapore indiretto ad alta pressione. La temperatura dello stripper è normalmente compresa tra 160 e 220°C, mentre la pressione è uguale o di poco inferiore a quella del reattore, cosi da rendere possibile il ricircolo a quest'ultimo dei prodotti di decomposizione (prima corrente gassosa) mediante eiettori e/o mediante il diverso posizionamento in altezza delle apparecchiature.
Nelle suddette condizioni, il carbammato di ammonio tende a decomporsi rapidamente formando ammoniaca e anidride carbonica che sono simultaneamente allontanate dalla fase liquida mediante stripping, mentre l'urea già formata nel reattore rimane sostanzialmente inalterata. Lo stripping può essere condotto utilizzando come gas di trasporto l'ammoniaca o l'anidride carbonica fresche. Sono descritti in letteratura diversi esempi di processi per la sintesi dell'urea che utilizzano il suddetto principio. Ad esempio, i brevetti US 3.356.723 della società STAMICARBON, descrivono l'uso di anidride carbonica come gas di stripping. D'altra parte, il brevetto GB 1.016.220 della società SNAMPROGETTI descrìve l'uso di ammoniaca per raggiungere lo stesso scopo.
In una forma di attuazione preferita della presente invenzione, lo stadio di decomposizione-stripping viene condotto utilizzando come gas di trasporto la stessa ammoniaca presente in eccesso nella corrente uscente dal reattore. Ulteriori dettagli su tale tecnologia preferita possono essere trovati, ad esempio nel brevetto US 3.876.696 della società SNAMPROGETTI, il cui contenuto è qui incluso come riferimento. Si denota quest'ultima tecnologia con il termine di "autostripping".
Secondo la presente invenzione, lo stadio di decomposizione-stripping può anche essere condotto in due apparecchiature (stripper) in serie, eventualmente di tipo diverso tra loro e operanti in condizioni differenti l'uno dall'altro, come descritto, ad esempio, nel brevetto GB 1.581.505, il cui contenuto è qui incluso come riferimento.
Lo stadio (c) può inoltre essere condotto utilizzando, come gas di stripping, una opportuna quantità della miscela gassosa che si forma nello stadio (a), o nella prima o nella seconda zona di reazione. Naturalmente, l'invio allo stripper di una parte di miscela gassosa, specialmente dalla prima zona (ad alta temperatura), deve essere effettuato a prescindere dalla quantità di miscela gassosa trasferita dalla prima alla seconda zona, secondo quanto precedentemente descritto. Per un esempio di un tale uso del gas formatosi nello stadio di reazione, si fa riferimento alla domanda italiana depositata n. MI94A 001738. La miscela gassosa viene in tal caso preferibilmente alimentata al fondo dello stripper.
Secondo la presente invenzione, dallo stadio di decomposizione e stripping (c) si ottiene una prima miscela gassosa di ammoniaca, anidride carbonica e acqua, in cui il contenuto di acqua è normalmente compreso tra 0,0 e 15 %, preferibilmente tra 0,5 e 10.0 %, in peso, rispetto al peso complessivo della miscela gassosa. Tale contenuto di acqua è quello normalmente ottenuto nelle operazioni di stripping ad alta pressione effettuate secondo i processi precedentemente citati.
Generalmente, lo stadio (c) di decomposizione-stripping viene condotto in apparecchiature a fascio tubiera con caduta di film liquido. La miscela uscente dal reattore, unitamente alla quarta miscela liquida proveniente dagli stadi a valle dello stripper, viene preferìbilmente alimentata in testa all'apparecchiatura e forma un film in caduta sulle pareti del fascio tubiere. Sono comunque utilizzabili nel procedimento della presente invenzione anche altre note apparecchiature adatte allo scopo.
Lo stadio (d) di condensazione del presente procedimento è normalmente condotto in adatti condensatori, ad esempio a fascio tubiera, nei quali il calore di condensazione viene utilizzato per il riscaldamento di altri fluidi. Preferìbilmente il calore di condensazione viene utilizzato per la produzione di vapore, ma può essere anche utilizzato per fornire calore direttamente ad uno dei successivi stadi di decomposizione del carbammato di ammonio a media o bassa pressione. Lo stadio di condensazione può essere condotto nelle usuali condizioni (temperatura, pressione e composizione) utilizzate nei procedimenti noti, purché queste siano tali da impedire la formazione di carbammato di ammònio solido nel condensatore e/o nelle linee da esso uscenti. Generalmente, la condensazione avviene a temperature superiori a 140°C, preferibilmente comprese tra 150 e 180°G, a pressioni di poco inferiori a quelle del reattore.
Secondo ima forma di realizzazione della presente invenzione, non tutta la prima miscela gassosa proveniente dallo strìpping (c) viene inviata al condensatore (d), ma una parte, più preferibilmente dal 5 al 50 % in peso, viene invece inviata come tale allo stadio di reazione (preferìbilmente alla prima zona operante a maggiore temperatura) in modo da favorire il controllo entalpico del reattore.
Il trasferimento allo stadio (a) di reazione della terza miscela liquida uscente dal condensatore nello stadio (d) e della parte di miscela gassosa non condensata, viene normalmente effettuato, nello stadio (e), mediante eiettori o per caduta (della miscela liquida). Le differenze di pressione da compensare per la circolazione delle correnti interessate sono sufficientemente piccole da non necessitare mezzi meccanici di spinta. Gli eiettori utilizzano preferìbilmente ammoniaca come fluido di spinta. Preferìbilmente le suddette miscele vengono trasferite alla prima zona di reazione dello stadio (à).
La separazione dell'urea dall'ammoniaca e dal carbammato di ammonio ancora presenti nella seconda corrente liquida uscente dallo stadio di decomposizione-stripping, viene effettuata, secondo lo stadio (f) del presente procedimento, in succèssi ve sezioni di decomposizione (del carbammato di ammonio) e separazione, operanti a media (da 15 a 25 ata) e/o bassa (da 3 a 8 ata) pressione. Per gli scopi della presente invenzione, tale stadio (f) di separazione può essere effettuato mediante uno qualsiasi dei metodi descritti nella letteratura specifica di settore, i quali consentono l'ottenimento di una corrente liquida di riciclo contenente una soluzione acquosa di carbammato di ammonio e ammoniaca, ed, eventualmente, anche di una corrente essenzialmente costituita da ammoniaca, la quale viene normalmente ricompressa ed unita alla corrente di ammoniaca fresca di alimentazione.
Sezioni di decomposizione, separazione e purificazione adatte per gli scopi della presente invenzione sono, ad esempio, quelle schematicamente rappresentate nelle figure da 1 a 5 della pubblicazione "Encyclopedia of Chemical Technology" precedentemente citata.
L'urea separata dalla gran parte del carbammato di ammonio e dell'ammoniaca residui negli stadi di decomposizione e stripping a media e bassa pressione, è successivamente sottoposta ad uno stadio finale di disidratazione sotto vuoto (fino a 0, 1 ata) che allontana l'acqua e completa la separazione del carbammato, con ottenimento, da un lato, di acque reflue e, dall'altro, di urea sostanzialmente pura inviata ai normali processi di "prilling", ecc.. Le acque reflue così prodotte, dopo separazione e riciclo delle ultime impurezze di NH3 e C02, sono scaricate dall'impianto.
Secondo una forma di realizzazione preferita della presente invenzione, le diverse correnti contenenti carbammato di ammonio (e/o altre forme composte dell'anidride carbonici;) provenienti dalle diverse sottosezioni dello stadio (f) (decomposizione del carbammato a media e bassa pressione, ricondensazione del carbammato, disidratazione dell'urea, purificazione dei reflui) vengono riunite nella suddetta corrente di riciclo, la quale, dopo ricompressione, viene poi alimentata, in tutto o in parte, allo stadio (d) di condensazione, che può anche essere coincidente con la seconda zona di reazione, come precedentemente menzionato. Ovviamente, la coincidenza tra lo stadio di condensazione (d) e la seconda zona dello stadio (a) di reazione, si intende nel senso di coincidenza fisica delle apparecchiature destinate allo scopo, restando ben diverso, tecnicamente, il significato e gli effetti dei due stadi.
In una forma di realizzazione preferita della presente invenzione, dal 50 al 100 % in peso di detta miscela liquida di riciclo viene alimentata allo stadio (c) di decomposizione-stripping, insieme con detta prima miscela liquida proveniènte dalla prima zona di reazione. In tal modo si realizza una sostanziale riduzione della quantità di acqua presente nella miscela di reazione con ulteriore aumento della conversione per passaggio.
Secondo certi modi di realizzazione della separazione e purificazione dell'urea, comunque compresi nella portata della presente invenzione, l'ammoniaca e l'anidride carbonica di riciclo possono essere presenti come carbonato, bicarbonato o carbammato di ammonio, o una loro miscela, a seconda della temperatura e pressione della miscela.
Il procedimento secondo la presente invenzione permette di aumentare significativamente la conversione per passaggio di anidride carbonica in urea, che può raggiungere in condizioni ottimali valori compresi tra 70 e 85%. Ciò viene sorprendentemente realizzato senza operare a pressioni estremamente elevate, ma con il semplice accorgimento di effettuare la reazione in due zone distinte e intercomunicanti, operanti a diverse temperature ma sostanzialmente alla stessa pressione. Un ulteriore vantaggio del presente processo consiste in un minore consumo di vapore nell'operazione di stripping ad alta pressione (stadio (c)), in conseguenza della minore quantità di carbammato rispetto all'urea nella prima miscela liquida uscente dallo stadio di reazione.
Il presente procedimento ha inoltre il vantaggio di poter essere facilmente e sorprendentemente realizzato anche a partire da un impianto tradizionale preesistente, effettuando poche semplici modifiche.
Costituisce pertanto un ulteriore oggetto della presente invenzione un metodo per migliorare un esistente procedimento per la produzione dell'urea a partire da ammoniaca e anidride carbonica con formazione intermedia di carbammato di ammonio, il quale operi con una sezione di sintesi ad alta pressione comprendente:
un primo reattore di sintesi dell'urea operante con eccesso di ammoniaca a pressioni comprese tra 90 e 250 atm, con formazione di una corrente liquida uscente contenente urea, acqua, ammoniaca e carbammato di ammonio;
uno stadio di decomposizione del carbammato di ammonio in detta corrente liquida e sepa razione (con stripping) di una corrente gassosa contenente l'anidride carbonica e l'ammoniaca così formate, posto a valle di detto reattore; e
un condensatore della corrente gassosa uscente da detto stripping, con formazione di una corrente liquida contenente carbammato di ammonio alimentata, come riciclo, a dett o primo reattore,
caratterizzato dal fatto di comprendere le seguenti operazioni:
(i) predisporre un secondo reattore per la formazione di carbammato di ammonio ed, eventualmente, di urea a partire da anidride carbonica e ammoniaca in eccesso, operante sostanzialmente alla stessa pressione del suddetto primo reattore, preferibilmente a temperature comprese tra 140 e 200 °C, più preferibilmente tra 140 è 185 °C, il quale secondo reattore può anche coincidere con il suddetto esistente condensatore del carbammato;
(ii) predisporre adatti elementi e linee di connessione per il trasferimento di materia dall'alto del suddetto primo reattore a detto secondo reattore, ed il corrispondente trasferimento di materia dal secondo reattore al primo;
(iii) fissare la condizioni operative di detti primo e secondo reattore in modo tale che la temperatura del secondo reattore sia inferiore, preferibilmente da 5 a 60 °C inferiore, rispetto alla temperatura del primo, con formazione, in quest'ultimo, di una fase vapore in miscela con la fase liquida,
(iv) trasferire, dall'alto del primo reattore al secondo, una corrente gassosa o prevalentemente gassosa contenente anidride carbonica e ammoniaca, in quantità di almeno il 5% in peso, preferibilmente in quantità uguale o superiore al 10 % in peso, più preferibilmente, in quantità da 20 al 40% in peso, rispetto al peso della suddetta corrente liquida uscente dal primo reattore, con successiva formazione, nel secondo reattore, di una miscela liquida contenente carbammato di ammonio e, preferibilmente, anche urea, la quale viene trasferita al primo reattore, alimentandola preferibilmente dal basso.
Il suddetto metodo per migliorare un esistente processo di produzione dell'urea (identificato anche con il termine inglese "retrofìtting", di uso comune nei settore specifico di riferimento), comporta, nella pratica, la realizzazione di un processo comprendente due distinte zone di reazione, sostanzialmente analogo al processo della presente invenzione. Pertanto, tutte le diverse forme di realizzazione, e condizioni preferite precedentemente esposte, sono da intendersi valide come descrizione di detto metodo di "retrofìtting".
Il migliorato procedimento secondo la presente invenzione è ulteriormente illustrato mediante le tre figure allegate, nelle quali:
la Figura 1 rappresenta schematicamente una forma di realizzazione preferita del processo facondo la presente invenzione, in cui io stadio di reazione viene condotto in due reattori separati, tra loro interconnessi da mezzi per Io scambio di materia.
la Figura 2 rappresenta schematicamente una forma di realizzazione preferita del processo secondo la presente invenzione, in cui lo stadio di reazione viene condotto in un unica apparecchiature suddivisa in due zone tra loro comunicanti per lo scambio di materia. la Figura 3 rappresenta schematicamente una forma di realizzazione preferita del processo secondo la presente invenzione, in cui lo stadio di reazione viene condotto in due reattori, uno dei quali è anche il condensatore dei gas uscenti dallo stripper ad alta pressione.
Nelle figure anzidetto le linee tratteggiate rappresentano possibilità alternative, non mutualmente esclusive, per la realizzazione del procedimento della presente invenzione. Non sono mostrati, nelle suddette figure, i particolari funzionali quali pompe, valvole, e altre apparecchiature non significative per la piena comprensione dei procedimenti schematizzati. La scelta del tipo e della posizione di tali apparecchiature da utilizzare nella realizzazione pratica di un impianto per la produzione di urea secondo la presente invenzione è comunque basata sugli usuali criteri di progettazione di un impianto tradizionale ed è pertanto alla portata di un tecnico medio del ramo. In nessun caso, il procedimento secondo la presente invenzione dovrà intendersi limitato a quanto riportato e descritto nelle figure allegate, le quali rivestono solo funzione esemplificativa.
Nello schema riportato in Figura 1 si distingue il reattore RI il quale è connesso, attraverso un troppopieno e la linea 4» con lo stripper SI. Quest'ultimo è connesso dal basso con la sezione di separazione e purificazione dell'urea P , dalla quale si diparte la linea 5 di riciclo del carbammato. La linea 5 può a sua volta essere connessa al condensatore C2 direttamente attraverso la linea 5c, o indirettamente attraverso la linea 5b, oppure riunirsi alla linea 4, mediante la linea 5a. Anche più connessioni contemporaneamente sono possibili, con parzializzazione della corrente della linea S. Dalla stessa sezione P fuoriescono le linee 15, dell'urea purificata, e 14 dell'acqua di spurgo. Al condensatore C2 è connesso dall'alto lo stripper SI attraverso la linea 7, l'eiettore E1 (spinto dalla corrente di ammoniaca proveniente dalla linea 10b) e le linee 7a e 7b. Lo stripper SI può inoltre essere connesso direttamente con il reattore RI (con parzializzazione della corrente gassosa 7) mediante le linee 7a, 7c e 16, tra le quali è eventualmente interposto l'eiettore E3 spinto dalla corrente di ammoniaca proveniente dalla linea 10c. L'uscita del condensatore è rappresentata dalla linea 8, seguita dalla linea 11, tra le quali è eventualmente interposto l'eiettore E2 'al quale giunge anche la linea 10 che porta l'ammoniaca fresca (linea 2) e di riciclo (linea 9) proveniente dalla sezione P di separazione e purificazione dell'urea. La linea 11 è connessa ad un separatore di fase FS2, dal quale fuoriescono rispettivamente la linea gassosa llb dall'alto, e la linea liquida Ila dal basso. La linea 1 del l'anidride carbonica fresca può alimentare direttamente il reattore (linea la) dopo aver ricevuto la linea llb proveniente dal separatore FS2, oppure può essere connessa al condensatore (linea lb) o al fondo dello stripper (linea le), o anche a più di una di tali apparecchiature, con parzializzazione. La linea Ila si riunisce con la linea 17 proveniente dal secondo reattore R2, per formare la linea 18a di alimentazione liquida del reattore RI. La linea 18b di alimentazione gassosa al reattore raccoglie invece le correnti (eventuali) la, llb e 16.
La linea 3 uscente dalla sommità del reattore RI, è connessa con il condensatore C3 e, successivamente (linea 3a) con il separatore di fase FS1, dal quale si alimenta il reattore R2 attraverso le linee 19 (gassosa) e 3b (liquida). Dal secondo reattore R2 fuoriesce, attraverso un troppopieno, la linea 17 che ritorna al primo reattore RI dopo essersi riunita con le correnti di riciclo liquido a formare la linea 18a. Dall'alto del reattore R2 esce la linea 12 che si connette al condensatore Cl, il quale libera gli inerti attraverso la linea 12a e permette il riciclo dei condensati attraverso la linea 13 che si unisce alla suddetta linea 3b proveniente dal separatore FS1, per formare la linea 20 di alimentazione liquida al reattore R2.
Lo schema riportato in Figura 2 riproduce sostanzialmente gli stessi elementi, con lo stesso significato, dello schema di Figura 1, per quanto concerne il reattore RI e le sezioni a valle di questo (stripper, riciclo del carbammato e purificazione dell'urea). In tal caso, tuttavia, il reattore RI è strutturato in modo da essere direttamente connesso ad un deflemmatore C3-R2 nella parte superiore, in modo da formare con esso una unica apparecchiatura. Detto deflemmatore esercita contemporaneamente la funzione di condensatore C3 e secondo reattore R2, e comunica con RI attraverso l'apertura 3 inserita in un piatto-camino (per la raccolta del liquido condensato), a sua volta connesso a RI mediante la linea di ritorno 17, che assume sostanzialmente lo stesso significato della linea 17 nella precedente figura 1, ma non si unisce, nello specifico, con la linea liquida di riciclo Ila. In tal caso quindi, il reattore RI riceve separatamente le due linee 17 e Ila, ma è ovviamente compresa nella portata dell'invenzione anche il caso in cui queste si riuniscano a formare un'unica laimentazione liquida , analogamente alla linea 18a di figura 1.
II deflemmatore C3-R2 può eventualmente ricevere, attraverso la linea Ile, anche una parte della corrente gassosa proveniente dal separatore di fase FS2.
Dall'alto del deflemmatore C3-R2 esce la linea 12 che si connette al condensatore Cl, il quale libera gli inerti attraverso la linea 12a e permette il riciclo dei condensati attraverso la linea 13 che si connette direttamente alla parte superiore del deflemmatore C3-R2.
Lo schema riportato in figura 3 si riferisce alla particolare realizzazione pratica della presente invenzione, in cui il secondo reattore è costituito dallo stesso condensatore dei gas provenienti dallo stripper ad alta pressione. In detto schema, si distingue il reattore RI il quale è connesso, dall'alto con il condensatore-reattore R2-C2 attraverso la linea 3, e dal basso, attraverso un troppopieno e la linea 4, con lo stripper SI. Quest'ultimo è connesso dal basso cori la sezione di separazione e purificazione dell'urea P , dalla quale si diparte la linea 5 di riciclo del carbammato. La linea 5 può a sua volta essere connessa al condensatore -reattore R2-C2 direttamente attraverso la linea Se, o indirettam ente attraverso la linea Sb, oppure riunirsi alla linea 4, mediante la linea 5a. Anche più connessioni contemporaneamente sono possibili, con parzializzazione della corrente della linea S. Dalla stessa sezione P fuoriescono le linee 15, dell'urea purificata, e 14 dell'acqua di spurgo. Al condensatore-reattore R2-C2 è connesso, dall'alto, lo stripper SI attraverso la linea 7, l'eiettore E1 (spinto dalla corrente di ammoniaca proveniente dalla linea 10b) e le linee 7a e 7b. La linea 7b risulta dalla unione della linea 7a, della linea 3 proveniente dalla sommità del reattore RI, e eventualmente, delle linee lb e 5b portanti rispettivamente anidride carbonica fresca e il carbammato di riciclo dalle sezioni a media o bassa pressione (sezione P). Il condensatore-reattore R2-C2 può anche essere connesso direttamente con il reattore RI mediante le linee 3-3a.
Lo stripper SI può inoltre essere connesso direttamente con il reattore RI (con parzializzazione della corrente gassosa 7) mediante le linee 7c e 16, tra le quali è eventualmente interposto l'eiettore E3 spinto dalla corrente di ammoniaca proveniente dalla linea 10c. L'uscita del condensatore-reattore R2-C2 è rappresentata dalla linea 8, seguita dalla linea 11, tra le quali è eventualmente interposto l’eiettore E2 al quale giunge anche la linea 10 che porta l'ammoniaca fresca (linea 2) e di riciclo (linea 9) proveniente dalla sezione P di separazione e purificazione dell'urea. La linea 11 è connessa ad un separatore di fase FS2, dal quale fuoriescono, rispettivamente, dall'alto la linea gassosa 1 lb (contenente gli eventuali inerti) connessa al separatore Cl, e dal basso la linea liquida Ila, la quale si riunisce con la linea 13 proveniente dal separatore degli inerti Cl, per formare la linea 18a di alimentazione liquida del reattore RI. Mediante la linea 12a viene allontanata una miscela (corrente) gassosa che costituisce lo spurgo dgli inerti. Alternativamente, tale miscela gassosa viene inviata, mediante la linea 12b, a uno degli stadi di decomposizione del carbammato residuo nella sezione P, ove agisce come agente di stripping (secondo una nota tecnologia della Società SNAMPROGETTI). Gli inerti sono poi scaricati direttamente dalla stessa sezione P.
La linea 1 dell'anidride carbonica fresca può alimentare direttamente il reattore (linea la), oppure può essere connessa al condensatore (linea lb) o al fondo dello stripper (linea le), o anche a più di una di tali apparecchiature, con parzializzazione.
Con riferimento alle suddette Figure 1, 2 e 3, vengono ora descritte alcune possibilità di attuazione del procedimento della presente invenzione, pur non essendo tale descrizione limitativa della portata conplessiva dell'invenzione stessa.
Con riferimento allo schema di figura 1, l'ammoniaca fresca, compressa a 160-200 atm e alimentata attraverso la linea 2, viene unita a quella di recupero (linea 9) proveniente dalla sezione P, e la corrente risultante inviata in parte all'eiettore E2, attraverso la linea 10, ed in parte all'eiettore E1 (linea 10b) ove ha la funzione di fluido di spinta dei gas provenienti dallo stripper SI attraverso la linea 7. In alternativa, a seconda delle necessità, l'ammoniaca può essere alimentata, in tutto o in parte, allo stripper SI attraverso la linea 10a, nel qual caso la linea 10b (e conseguentemente l'eiettore El) possono essere assenti. E1 questo il caso dello stripping effettuato con ammoniaca.
La corrente gassosa 7a uscente dall'eiettore El (o dallo stripper se El è assente), eventualmente addizionata mediante la linea lb di una parte, o anche di tutta, l'anidride carbonica fresca alimentata all'impianto, viene alimentata al condensatore C2 (linea 7b).
Alternativamente, la corrente 7a può essere parzializzata e alimentata per il 50-70% al condensatore C2 (linea 7b ), insieme all'eventuale anidride carbonica fresca, e per la parte restante (linea 7c) alimentata al reattore RI, eventualmente attraverso l'eiettore E3, ancora utilizzante ammoniaca come fluido di spinta (linea 10c).
In tal modo, si realizza convenientemente il controllo del bilancio entalpico nel reattore RI, che opera a temperatura relativamente alta (190-210°C) e pressioni comprese tra 140-160 atm, e richiede che una parte dell’alimentazione sia effettuata con correnti di riciclo gassose aventi un contenuto entalpico più elevato, e/o contenenti una maggiore quantità di C02 libera in grado di formare carbammato di ammonio.
Preferibilmente, fino al 30 % dell’ammoniaca proveniente dalle linee 2 e 9 viene alimentata all'eiettore E1, via 10b, dal 50 al 90 % viene alimentata all'eiettore £2, via 10, e la parte restante all'eiettore E3 via 10c. Nelle usuali condizioni operative del procedimento secondo la presente invenzione, le suddette correnti 10, 10b e 10c contengono ammoniaca prevalentemente allo stato liquido.
La C02 fresca (linea 1) può essere inviata analogamente tramite le linee la e/o lb a seconda delle necessità entalpiche del reattore RI, ma può essere inviata anche tramite la linea le allo stripper SI, nel qual caso essa viene utilizzata anche come mezzo di stripping. Preferibilmente l'anidride carbonica fresca, dopo compressione, viene in gran parte direttamente inviata al reattore (60-80%) (linea la) e in parte alimentata al condensatore C2 (linea lb).
Nel condensatore C2 (essenzialmente costituito da uno scambiatore di calore di adatta forma e dimensioni) reagiscono l'ammoniaca e l'anidride carbonica contenute nelle correnti di alimentazione 7b e 5c (eventuale), ad una pressione simile o di poco inferiore a quella del reattore e alla più elevata temperatura consentita, preferibilmente compresa tra 150 e 185 °C, per ottenere una corrente liquida (terza miscela liquida) contenente prevalentemente carbammato di ammonio e ammoniaca, e minori quantità di acqua ed, eventualmente, di urea. Quest'ultima può formarsi in piccole quantità già durante questo stadio di condensazione, essendo le condizioni operative già favorevoli a spostare parzialmente a destra l'equilibrio chimico (lb) precedentemente riportato. La condensazione, esotermica, viene utilizzata per la produzione di vapore o per riscaldare correnti a bassa o media pressione della successiva sezione di purificazione dell'urea. La corrente liquida prodotta nel condensatore viene alimentata al reattore attraverso le linea 8 e 11, tra le quali è preferibilmente interposto l'eiettore E2.
La corrente 11, è generalmente costituita da una fase mista gas-liquido con prevalenza di quest'ultimo, e viene preferibilmente separata nelle due fasi nel separatore FS2, dal quale fuoriesce la corrente gassosa llb e la corrente liquida Ila, la quale, riunita alla corrente 17 va ad alimentare il reattore RI.
L'alimentazione complessiva del reattore è costituita dalla corrente liquida 18a (comprendente la corrente 17, proveniente da R2) e dalla corrente gassosa 18b.
Il reattore RI può essere del tipo utilizzato nei procedimenti tradizionali, ma è preferibilmente modificato in modo da permettere agevolmente il flusso e l'mterscambio tra la fase liquida e quella gassosa che nel caso in oggetto è rilevante. Generalmente RI è considerato il reattore principale in quanto interessato da flussi e volumi di solito compresi tra 2 e 3 volte quelli relativi a R2. I diversi flussi ed il bilancio entalpico del reattore sono preferibilmente scelti in modo che si formi progressivamente verso la testa dello stesso una quantità rilevante di fase vapore. Ciò può essere ottenuto scegliendo i parametri sulla base dei dati di equilibrio disponibili ed, eventualmente, aggiustando gli stessi empiricamente, secondo le tecniche usuali note al tecnico medio.
La corrente liquida scaricata dal reattore RI mediante il troppopieno T e la linea 4, contenente urea, acqua, ammoniaca e carbammato di ammonio, viene alimentata allo stripper SI per la separazione di parte del carbammato non convertito in urea secondo le normali tecnologie in uso negli impianti tradizionali..
In una forma di attuazione preferita, la corrente della linea 4 viene unita alla linea Sa contenente una parte, più preferibilmente dal 60 al 90 %) della corrente acquosa di recupero proveniente, Iramite la linea 5, dalla sezione P di separazione e purificazione dell'urea, e viene alimentata (linea 4a) allo stripper. La parte eventualmente restante di détta corrente di recupero viene inviata al condensatore C2, direttamente tramite la linea 5c, o indirettamente tramite la 5b.
In una particolare forma di attuazione della presente invenzione, l'alimentazione 4a allo stripper SI viene parzializzata a diverse altezze dello stripper stesso.
DaU'aJto del reattore RI una corrente gassosa, corrispondente preferibilmente al 20-40 % in peso rispetto a quella effluente dalla linea 4, contenente ammoniaca, acqua e anidride carbonica, viene alimentata al condensatore C3 in cui avviene la condensazione parziale di una fase liquida contenente carbammato di ammonio e acqua. La miscela semiliquida viene separata nelle componenti gassosa e liquida nel separatore di fase FS1, entrambe alimentate al reattore secondario R2, il quale opera a temperature da 170 a 185°C, in modo adiabatico, con tempi di permanenza compresi preferibilmente tra 5 · e 35 minuti. In tali condizioni, nel reattore R2 si ha formazione di carbammato di ammonio che reagisce ulteriormente a dare rilevanti quantità di urea, fino al 70% di conversione, rispetto alla quantità di C02 nella corrente gassosa proveniente da RI.
La corrente gassosa 7 scaricata dalla testa dello stripper, contenente NH3 e C02 e avente un basso contenuto di acqua, preferibilmente inferiore al 10% in peso e, più preferibilmente inferiore al 5 % in peso, viene inviata al condensatore C2 (linee 7a e 7b) attraverso l'eiettore E1, utilizzante NH, come fluido motore. La corrente 6 scaricata dal fondo dello stripper SI, contenente tutta l'urea prodotta, viene inviata ai successivi stadi di purificazione e concentrazione, i quali sono riuniti schematicamente nella sezione P nello schema di Figura 1. Da qui provengono le correnti di NH3 e di carbammato di recupero, già sopra citate, e fuoriescono urea pura attraverso la linea 15 e acqua attraverso Ila linea 14.
Una particolare forma di attuazione del processo della presente invenzione è rappresentata dallo schema di figura 2, in cui le due zone di reazione sono incluse in una unica apparecchiatura C3-R2 divisa in due comparti intercomunicanti, anziché essere disposte in due reattori fisicamente separati. Il processo secondo la presente invenzione può essere realizzato nell'impianto schematizzato in figura 2, sostanzialmente con le stesse caratteristiche e modalità preferite già descritte nel caso dell'impianto schematizzato in fig. 1 (a cui si rimanda), ad eccezione del condensatore-deflemmatore C3-R2.
L'utilizzazione di un "deflemmatore" come scambiatore di calore nella seconda zona reattiva a minore temperatura può risultare alcuni interessanti vantaggi. Un deflemmatore permette infatti di allontanare fisicamente ed in continuo i prodotti formatisi nello stesso dai prodotti reagenti provenienti da RI: nel caso specifico carbammato ed, eventualmente, urea allo stato liquido (in un rapporto che dipenderà ovviamente dalle condizioni operative dello stessa apparecchiatura) da NH3 e C02 allo stato gassoso, permettendo conseguentemente di:
- spostare favorevolmente l'equilibrio chimico delle reazioni in gioco
- incrementare la velocità di formazione degli stessi prodotti
Il deflemmatore è preferibilmente inserito direttamente sulla testa del reattore principale, separato da questo da un piatto-camino che raccoglie il liquido condensato dal deflemmatori; stesso, tale liquido essendo poi inviato al reattore principale, alimentandolo preferenzialmente alla base. Tipicamente, tale deflemmatore è costituito da uno scambiatore-condensatore parziale, che impegna un fascio tubiera disposto verticalmente per favorire il deflusso della fase liquida formata nel corso dell'operazione. Esso opera preferibilmente a temperature da 150 a 170°C, con tempi di contatto relativamente rapidi, normalmente inferiori a 10 minuti, preferibilmente compresi tra 0,2 e 5 minuti. In tali condizioni si ha normalmente formazione del solo carbammato di ammonio.
In alternativa, al di fuori dello schema di figura 2, il deflemmatore può essere alimentato anche con parte della C02 e/o l<'>NH3, fresca e/o di riciclo (analogamente a quanto avviene per il tradizionale "condensatore" posto a monte del reattore principale).
Con riferimento allo schema di figura 3, un procedimento di sintesi dell'urea secondo la presente invenzione viene condotto operando il reattore principale RI e lo stripper SI sostanzialmente nelle stesse condizioni precedentemente considerate con riferimento allo schema di figura 1. In tal caso tuttavia, Io schema di processo risulta notevolmente semplificato e vantaggioso per i minori costi di investimento necessari alla sua realizzazione, in quanto lo stesso scambiatore-condensatore normalmente utilizzato per la condensazione dei gas provenienti dallo stripper, viene alimentato con la miscela prevalentemente gassosa separata dal reattore principale. In tal modo, si realizza il reattore-condensatore R2-C2 il quale assume la funzione di seconda zona di reazione del presente procedimento, pur mantenendo contemporaneamente la funzione di stadio (d) di condensazione dei gas provenienti dallo stripper. Le condizioni operative preferite del reattore-condensatore R2-C2 sono temperature compresa tra ISO e 170 °C, ad una pressione sostanzialmente uguale o di poco inferiore a quella del reattore RI, con tempi di contatto limitati, normalmente inferiori a 10 minuti, e preferibilmente compresi tra 0,2 e 5 minuti.
Al fine di meglio illustrare lo scopo e i vantaggi della presente l'invenzione, vengono riportati nel seguito alcuni esempi pratici di realizzazione, i quali, tuttavia, non costituiscono in alcun modo una limitazione della portata delle rivendicazioni.
Negli esempi che seguono, le composizioni delle diverse correnti vengono date facendo riferimento ai componenti base urea, acqua, ammoniaca e anidride carbonica, queste ultime comprendenti anche l' anidride carbonica e l'ammoniaca presente nelle<1 >correnti liquide sotto forma di carbammato, carbonato o bicarbonato di ammonio.
Esempio 1
Un processo per la sintesi dell'urea secondo la presente invenzione opera con autostripping nello stadio (c) e comprende due zone distinte di reazione corrispondenti a due reattori separati. Viene fatto riferimento allo schema riportato nella figura 1.
Dalle linee lb e 10b vengono alimentati al condensatore C2, operante a ISO atm e circa 155°C, rispettivamente 735 kg/h di C02 fresca e 605 kg/h di NH, fresca, contenenti complessivamente 13 kg/h di inerti. Attraverso la linea 7, si alimenta a C2 la corrente gassosa proveniente dallo stripper SI. Complessivamente, la corrente 7b di ingresso a C2 è costituita da:
L'effluente 8 dallo stesso viene inviato (attraverso l'eiettore intermedio E2) al separatore di fasi FS2 in cui si separano la corrente gassosa llb e la corrente liquida Ila alimentate separatamente al reattore principale (primario) RI mediante le linee 18a e 18b.
La corrente liquida 4 scaricata dal troppopieno del reattore RI ad una temperatura di 199°C (temperatura operativa del reattore), contiene tutta l'urea prodotta ed è caratterizzata in particolare da:
vapo
Tot. 653
Questa corrente viene inviata allo scambiatore-condensatore C3 e quindi, via FS1, e le linee 19 e 3b-20, al reattore secondano R2 in esercizio a circa 152 atm. e a 181 °C (differenza con RI = 18°C), ove si produce una miscela contenente carbammato di ammonio e urea.
Dal reattore R2 si scarica, mediante un troppopieno, una corrente liquida 17 costituita da:
Dall'alto del reattore R2 si scarica una corrente gassosa 12 contenente tutti gli inerti che vengono spurgati (linea 12a) dopo il passaggio nel condensatore Cl. La parte condensata viene ricircolata a R2 mediante la linea 13. Dette correnti hanno la seguente composizione:, in kg/h:
La corrente 6 ricca in urea uscente dal fondo dello stripper SI (a una temperatura di 205°C) è inviata alla successiva sezione P di purificazione e concentrazione dell'urea, la quale è sostanzialmente costituita, nel caso particolare, dalle tipiche sezioni di separazione a media e bassa pressione, e dalla sezione di concentrazione caratterizzanti il tradizionale Processo Urea SNAMPROGETTI il cui schema generale è riportato, ad esempio, a pag.
561 della pubblicazione "Encyclopedia of Chemical Technology", precedentemente menzionata. La corrente 6 è costituita da:
la quale viene tutta inviata nuovamente allo stripper SI attraverso la linea 5a che si riunisce alla corrente 4 uscente dal reattore.
Dalla stessa sezione P viene contemporaneamente recuperata, attraverso la linea 9, una corrente di NH, tal quale di 150 kg/h che viene inviata (linea 10) come fluido motore all'eiettore E2. al condensatore C2
Il procedimento di sintesi dell'urea sopra esemplificato è caratterizzato da una conversione della C02 ad urea, Ovvero da un rapporto molare (urea prodotta)/(C02 compless. alimentata) pari a 0,82. La corrente liquida scaricata dal reattore RI ed inviata allo stripper è caratterizzata da un rapporto molare Urea/C02 = 4,8; questo rapporto è sorprendentemente superiore a quello normalmente ottenuto per una analoga corrente in un impianto tradizionale, avente un valore di circa 1,6.
Esempio 2
Un processo per la sintesi dell'urea secondo la presente invenzione opera in modo che la reazione di formazione dell'urea avvenga sostanzialmente in una unica apparecchiatura comprendente il reattore principale e un condensatore-deflemmatore, comunicanti tra loro, ma separati da un piatto a camino. Si utilizza ammoniaca fresca come gas diistripping nello stadio (c). Viene fatto riferimento allo schema riportato nella figura 2.
Dalla linea lb viene alimentata una corrente di 743 kg/h di C02 fresca al condensatore C2, operante a 150 atm e circa 164°C.
L'effluente 8, avente la stessa portata complessiva, viene inviato direttamente al reattore principale (primario) RI senza attraversare ulteriori eiettori o separatori di fase.
La corrente liquida 4 scaricata dal troppopieno del reattore RI ad una temperatura di 198°C (temperatura operativa del reattore), contiene tutta l'urea prodotta ed è caratterizzata in particolare da:
Nelle suddette condizioni, la miscela nel reattore RI comprende una rilevante fase vapore che produce la corrente gassosa 3 effluente da RI attraverso il piatto a camino, la quale costituisce l'alimentazione del condensatore-deflemmatore C3-R2 ed è costituita da:
Il condensatore-deflemmatore C3-R2 opera a 155 °C con produzione di carbammato e recupero contemporaneo di vapore. Sul fondo del piatto-camino si raccoglie una miscela avente la seguente composizione:
Dall'alto di C3-R2 fuoriesce, mediante la linea 12, una corrente gassosa contenente tutti gli inerti che vengono spurgati (linea 12a), insieme ad una piccola quantità di NH3, dopo il passaggio nel condensatore Cl. La parte condensata viene ricircolata a R2 mediante la linea 13.
La corrente 6 ricca in urea uscente dal fondo dello stripper SI (a una temperatura di 205°C) è inviata alla successiva sezione P di purificazione e concentrazione dell'urea.
Questa corrente 6 è costituita da:
Le piccole quantità di ammoniaca e anidride carbonica ancora presenti vengono facilmente recuperate e riciclate allo stadio di reazione.
Il procedimento di sintesi dell'urea sopra esemplificato è caratterizzato da una conversione della C02 ad urea, ovvero da un rapporto molare (urea prodotta)/(C02 compless. alimentata) pari a 0,81. La corrente liquida scaricata dal reattore RI ed inviata allo stripper è caratterizzata da un rapporto molare Urea/C02 = 4,4. Benché inferiore al valore ottenuto nel precedente esempio 1, questo rapporto è comunque sorprendentemente superiore a quello normalmente ottenuto per una analoga corrente in un impianto tradizionale, avente un valore di circa 1,6. In più, nel caso particolare si rende possibile una notevole semplificazione dell'impianto necessario a condurre il presente procedimento.
Esempio 3
Un processo per la sintesi dell'urea secondo la presente invenzione opera in modo che la reazione di formazione dell'urea avvenga in due zone distinte, la seconda delle quali opera a più bassa temperatura con prevalente formazione di carbammato, ed è sostanzialmente coincidente con il condensatore che raccoglie i gas provenienti dallo stripper. Lo stadio (c) é condotto in condizioni di autostripping. Viene fatto riferimento allo schema riportato nella figura 3.
Dalle linee 1b e 10b vengono alimentati al reattore-condensatore R2-C2, operante a 150 atm e circa 155°C, rispettivamente 743 kg/h di C02 fresca e 631 kg/h di NH3 fresca (quest'ultima utilizzata come fluido dell'eiettore E2), contenenti complessivamente 13 kg/h di inerti. Allo stesso reattore-condensatore R2-C2 viene alimentata la corrente gassosa della linea 3 proveniente dal reattore primario RI, la quale contiene:
L'effluente 8 dallo stesso R2-C2 viene inviato (senza l'eiettore intermedio El) al separatore di fasi FS2 e quindi al reattore primario RI mediante le linee 13 e Ila che confluiscono nella linea 18 avente la seguente composizione:
Dal separatore FS2, mediante la linea 12, fuoriesce una corrente gassósa contenente tutti gli inerti che vengono spurgati (linea 12a, a 130 °C), insieme ad una piccola quantità di NH3, dopo il passaggio nel condensatore Cl. La parte condensata viene ricircolata a RI mediante la linea 13 precedentemente considerata.
La coiTente liquida scaricata dal troppopieno del reattore RI, ad una temperatura di 198°C (temperatura operativa del reattore), viene inviata allo stripper SI mediante la linea 4. Essa contiene tutta l'urea prodotta ed è caratterizzata dalla seguente composizione:
//
Nelle suddette condizioni, la miscela nel reattore RI comprende una rilevante fase vapore che produce la corrente gassosa 3, avente la composizione sopra riportata, che viene inviata al reattore-condensatore R2-C2.
La corrente 6 ricca in urea uscente dal fondo dello stripper SI (a una temperatura di 205°C) è inviata alla successiva sezione P di purificazione e concentrazione dell'urea, la quale è sostanzialmente costituita, nel caso particolare, dalle tipiche sezioni di separazione a media e bassa pressione, e dalla sezione di concentrazione caratterizzanti il tradizionale Processo Urea SNAMPROGETTI il cui schema generale è riportato, ad esempio, a pag.
561 della pubblicazione "Encyclopedia of Chemical Technology", precedentemente menzionata. ΙΛ corrente 6 è costituita da:
la quale viene tutta inviata nuovamente allo stripper SI attraverso la linea 5aiche si riunisce
alla corrente 4 uscente dal reattore.
Dalla stessa sezione P viene contemporaneamente recuperata, attraverso la linea 9, una corrente di NH3 tal quale di 200 kg/h che viene unita all'ammoniaca fresca proveniente dalla linea 2 e inviata attraverso l'eiettore El, al condensatore C2
Il procedimento di sintesi dell’urea sopra esemplificato è caratterizzato da una conversione della C02 ad urea, ovvero da un rapporto molare (urea prodotta)/(C02 compless. alimentata) pari a 0,81. La corrente liquida scaricata dal reattore! RI ed inviata allo stripper è caratterizzata da un rapporto molare Urea/C02 = 4,4. Anche in tal caso, oltre ad un notevo le incremento della conversione, si rende possibile una notevole semplificazione dell’impianto necessario a condurre il presente procedimento.
Sono possibili numerose ovvie variazioni e modifiche del procedimento sopra descritto, le quali, benché non specificatamente qui descritte o menzionate, sono comunque alla portata del tecnico medio dell'arte e devono essere considerate pienamente comprese entro la portata delia presente invenzione.
Claims (31)
- RIVENDICAZIONI 1. Un procedimento per la sintesi di urea da ammoniaca e anidride carbonica con formazione di carbammato di ammonio come intermedio, comprendente: (a) far reagire, in uno stadio di reazione, ammoniaca e anidride carbonica ad una pressione complessiva compresa tra 90 e 250 atm, con un rapporto molare N HJ/CO2, come tali o sotto forma di carbammato di ammonio, compreso tra 2,1 e 10, preferìbilmente tra 2,1 e 6,0, con formazione di una prima miscela liquida contenente urea, carbammato di ammonio, acqua e ammoniaca; (b) trasferire detta prima miscela liquida ad almeno uno stadio di decomposizione-stripping; (c) riscaldare detta prima miscela liquida in detto stadio di decomposizione-stripping, operando sostanzialmente alla stèssa pressione utilizzata nel precedente stadio (a), per effettuare la decomposizione di parte del carbammato di ammonio in ammoniaca e anidride carbonica, e sottoporre simultaneamente detta miscela liquida ad uno stripping con formazione di una prima miscela gassosa contenente ammoniaca e anidride carbonica, e di una seconda miscela liquida contenente urea, acqua, ammoniaca e la parte non decomposta del carbammato di ammonio; (d) trasferire almeno una parte di detta prima miscela gassosa ad almeno uno stadio di condensazione operante sostanzialmente alla stessa pressione dello stadio (a) e condensare la miscela trasferita con formazione di una terza miscela liquida contenente carbammato di ammonio, acqua e ammoniaca; (e) trasferire detta terza miscela liquida e la restante parte di detta prima miscela gassosa allo stadio di reazione (a); (f) recuperare l'urea contenuta in detta seconda miscela liquida in uno o piu stadi successivi di decomposizione, condensazione e separazione con ottenimento di urea sostanzialmente pura e riciclo alla sintesi dell'ammoniaca e della anidride carbonica non convertite (come tali o sotto forma di carbammató di ammonio); caratterizzato dal fatto che, detto stadio di reazione (a) viene condotto in almeno due zone distinte, comunicanti tra loro e mantenute sostanzialmente alla stessa pressione, delle quali là prima opera a temperature comprese tra 170 e 230 °C con formazione di detta prima' miscela liquida e di una seconda miscela prevalentemente gassosa contenente essenzialmente ammoniaca, acqua, anidride carbonica ed eventuali gas inerti, e la seconda zona opera ad una temperatura inferiore alla prima, in modo tale che una quantità di almeno il 5% in peso di detta seconda miscela prevalentemente gassosa, rispetto al peso della suddetta prima miscela liquida, preferibilmente una quantità uguale o superiore al 10 % in peso, venga trasferita da detta prima a detta seconda zona, con successiva formazione, in quest'ultima, di una ulteriore miscela liquida contenente, ammoniaca, carbammató di ammonio ed, eventualmente, anche urea, la quale viene ancora trasferita dalla seconda alla prima zona di reazione.
- 2. Procedimento secondo la rivendicazione 1, in cui nello stadio (a), detta seconda miscela prevalentemente gassosa trasferita dalla prima alla seconda zòna di reazione, rappresenta da 20 al 40% in peso rispetto al peso della suddetta; prima miscela liquida.
- 3. Procedimento secondo una delle rivendicazioni 1 o 2, in cui nello stadio (a), la pressione è compresa nell'intervallo da 130 a 180 atm.
- 4. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazióni, in cui la temperatura di qualsiasi miscela liquida contenente carbammató di ammonio è mantenuta ad un valore superiore a 130°C.
- 5. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni, in cui detta prima zona di reazione opera a temperature da 190 a 210°C, con rapporti molari ammoniaca/anidride carbonica nell'alimentazione complessiva da 2,5 a:4,5.
- 6. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni, in cui detta seconda zona di reazione opera ad una temperatura da 140 a 200 °C, | preferibilmente da 150 a 185 °C, con una differenza di temperatura, rispetto alla prima zona, da 5 a 60 °C.
- 7. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni, iin cui, in detta seconda zona di reazione, si ha formazione di urea.
- 8. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni, in cui detta prima miscela liquida e detta seconda miscela prevalentemente gassosa vengono prelevate come unica miscela bifasica da detta prima zona di reazione, e sono successivamente separate e trasferite rispettivamente a detta seconda zona di reazione e a detto stadio (c) di decomposizione-stripping.
- 9. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni, in cui detta prima zona di reazione comprende un primo reattore e detta seconda zòna di reazione comprende un secondo reattore preceduto da un condensatore i sulla linea di alimentazione della miscela prevalentemente gassosa proveniente dal primo reattore.
- 10. Procedimento secondo la rivendicazione 9, in cui i tempi medi di permanenza in detto secondo reattore sono compresi tra 5 e 35 minuti e la temperatura tra 160 e 185°C.
- 1 1. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni da 1 a 7, in cui detta prima zona di reazione comprende un primo reattore e detta seconda zona di reazione comprende uno scambiatore-deflemmatore, preferibilmente posizionato sulla sommità del primo reattore.
- 12. Procedimento secondo la rivendicazione 10, in cui detto scambiatore-deflemmatore è provvisto, sul fondo, di un piatto camino comunicante con il sottostante primo reattore.
- 13. Procedimento secondo una delle precedenti rivendicazioni 11 o 12, in cui i tempi di contatto in detto deflemmatore sono compresi tra 0,2 e 5 minuti e la temperatura tra 150 e 170°C.
- 14. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni da 1 a 8, in cui detta prima zona di reazione comprende un primo reattore e detta seconda zona di reazione comprende un secondo reattore costituito da uno scambiatore-condensatore.
- 15. Procedimento secondo la rivendicazione 14, in cui detto scambiatore-condensatore coincide con il condensatore di detto stadio (d) di condensazione, ed opera con temperature da 150 a 170°C e tempi di contatto da 0.2 a 5 minuti.
- 16. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni, in cui detto stadio (c) di decomposizione-stripping, è effettuato in uno stripper che opera ad una temper atura compresa tra 160 e 220°C ed è riscaldato mediante vapore indiretto ad alta pressione.
- 17. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni, in cui detto stadio (c) di decomposizione-stripping è condotto in due apparecchiature in serie, eventualmente di tipo diverso tra loro e operanti in condizioni differenti l’una dall'altra.
- 18. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni, in cui l'alimentazione a detto stadio di decomposizione-stripping viene parzializzata a diverse altezze dello stripper.
- 19. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni, in cui detto stadio (c) di decomposizione-stripping è condotto in condizioni di "autostripping".
- 20. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni da 1 a 18, in cui detto stadio (c) di decomposizione/stripping comprende uno stripper al quale viene alimentata come agente di stripping, preferìbilmente dal basso, una miscela gassosa proveniente dallo stadio (a) di reazione, preferibilmente da detta seconda zona.
- 21. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni, in cui detta prima miscela gassosa prodotta nello stadio (c) ha un contenuto di acqua compreso tra 0,5 e 10 % del peso totale delia miscela.
- 22. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni, in cui dal 5 al 50% di detta prima miscela gassosa prodotta nello stadio (c) viene trasferita come tale direttamente allo stadio di reazione (a), preferibilmente alla prima zona reattiva.
- 23. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni, in cui detto stadio (d) di condensazione opera ad una temperatura compresa tra 140 e 180 °C.
- 24. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni, in cui, in detto stadio (f) di recupero e purificazione dell'urea, viene prodotta una corrente liquida di riciclo, contenente carbammato di ammonio, acqua e ammoniaca.
- 25. Procedimento secondo una qualsiasi delle precedenti rivendicazioni, in cui almeno una parte, preferìbilmente dal 50 al 100% di detta miscela liquida di riciclo proveniente dallo stadio (f) viene alimentata a detto stadio (c) di decompo sizione- strippi ng .
- 26. Metodo per migliorare un esistente procedimento per la produzione dell'urea a partire da ammoniaca e anidride carbonica con formazione intermedia di carbammato di ammonio, il quale operi con una sezione di sintesi ad alta pressione comprendente: un primo reattore di sintesi dell'urea operante con eccesso di ammoniaca a pressioni comprese tra 90 e 250 atm, con formazione di una corrente liquida uscente contenente urea, acqua, ammoniaca e carbammato di ammonio; uno stadio di decomposizione del carbammato di ammonio in detta corrente liquida e separazione (con stripping) di una corrente gassosa contenente l'anidride carbonica e l'ammoniaca così formate, posto a valle di dettò reattore; e un condensatore della corrente gassosa uscente da detto stripping, con formazione di una corrente liquida contenente carbammato di ammonio alimentata, come riciclo, a detto primo reattore, caratterizzato dal fatto di comprendere le seguenti operazioni: (i) predisporre un secondo reattore per la formazione di carbammato di ammonio ed, eventualmente, di urea a partire da anidride carbonica ei ammoniaca in eccesso, operante sostanzialmente alla stessa pressione del suddetto primo reattore, preferibilmente a temperature comprese tra 140 e 200 °C, più preferibilmente tra 150 e 185 °C, il quale secondo reattore può anche coincidere con il suddetto esistente condensatore del carbammato; (ii) predisporre adatti elementi e linee di connessione per il trasferimento di materia dall'alto del suddetto primo reattore a detto secondo reattore, ed il corrispondente trasferimento di materia dal secondo reattore al primo; (iii) fissare la condizioni operative di detti primo e secondo reattore in modo tale che la temperatura del secondo reattore sia inferiore, preferibilmente da 5 a 60°C inferiore, rispetto alla temperatura del primo, con formazione, in quest'ultimo, di una fase vapore in miscela con la fase liquida, (iv) trasferire, dall'alto del primo reattore al secondo, una corrente gassosa o prevalentemente gassosa contenente anidride carbonica e ammoniaca, in quantità di almeno il 5% in peso, preferibilmente in quantità uguale o superiore al 10 % in peso, più preferibilmente, in quantità da 20 al 40% impeso, rispetto al peso della suddetta corrente liquida uscente dal primo reattore, con successiva formazione, nel secondo reattore, di una miscela liquida contenente carbammato di ammonio e, preferibilmente, anche urea, la quale viene trasferita al primo reattore, alimentandola preferibilmente dal basso.
- 27. Metodo secondo la rivendicazione 26, in cui detto secondo reattore è preceduto da un condensatore sulla linea di alimentazione della miscela prevalentemente gassosa proveniente dal primo reattore.
- 28. Procedimento secondo la rivendicazione 27, in cui i tempi medi di permanenza in detto secondo reattore sono compresi tra 5 e 35 minuti e la temperatura tra 160 e 185°C.
- 29. Procedimento secondo la rivendicazione 26, in cui detto secondo reattore è uno scambiatore-deflemmatore, preferibilmente posizionato sulla sommità del primo reattore e provvisto, sul fondo, di un piatto camino comunicante con il sottostante primo reattore.
- 30. Procedimento secondo la rivendicazione 29, in cui i tempi di contatto in detto scambiatore-deflemmatore sono compresi tra 0,2 e 5 minuti e la temperatura tra 150 e 170°C.
- 31. Procedimento secondo la rivendicazione 26, in cui detto secondo reattore è uno scambiatore-condensatore, preferibilmente coincidente con il condensatore della corrente gassosa uscente dallo stadio di stripping, il quale opera con temperature da 150 a 170°C e tempi di contatto da 0.2 a 5 minuti.
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