JPS63112552A - 未転化物の分離方法 - Google Patents
未転化物の分離方法Info
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- JPS63112552A JPS63112552A JP25940486A JP25940486A JPS63112552A JP S63112552 A JPS63112552 A JP S63112552A JP 25940486 A JP25940486 A JP 25940486A JP 25940486 A JP25940486 A JP 25940486A JP S63112552 A JPS63112552 A JP S63112552A
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- gaseous mixture
- carbon dioxide
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-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C273/00—Preparation of urea or its derivatives, i.e. compounds containing any of the groups, the nitrogen atoms not being part of nitro or nitroso groups
- C07C273/02—Preparation of urea or its derivatives, i.e. compounds containing any of the groups, the nitrogen atoms not being part of nitro or nitroso groups of urea, its salts, complexes or addition compounds
- C07C273/04—Preparation of urea or its derivatives, i.e. compounds containing any of the groups, the nitrogen atoms not being part of nitro or nitroso groups of urea, its salts, complexes or addition compounds from carbon dioxide and ammonia
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- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるた
め要約のデータは記録されません。
め要約のデータは記録されません。
Description
【発明の詳細な説明】
［発明の所属分野１
この発明は、尿素合成法の部分的改良に関する。
更に詳細には、尿素合成法の重要部分の熱経済的改良に
関する。
関する。
尿素原料でおる二酸化炭素の一部が、尿素への未転化物
の分離に使用されるＣＯ２ストリッピング尿素合成法に
おいて未転化物分離器から流出するオフガス（ｏｆｆ
ｇａｓ ）が再び凝縮させられるときの発生熱が効率的
に回収利用される尿素合成加圧系の綜合的改良である。
の分離に使用されるＣＯ２ストリッピング尿素合成法に
おいて未転化物分離器から流出するオフガス（ｏｆｆ
ｇａｓ ）が再び凝縮させられるときの発生熱が効率的
に回収利用される尿素合成加圧系の綜合的改良である。
′
［従来技術］
旧来ＣＯ２ストリッピング尿素合成法による尿素製造の
主要部においては工程の最高圧の合成圧力下、約１０気
圧以上の高圧スチームによる加熱と原料二駿化炭素ガス
使用のストリッピング処理により尿素への未転化物がガ
ス状混合物へ分解させられ、ガス状混合物は液相から離
脱させられ、離脱するガス状混合物は、合成圧力に実質
的同等圧力下、アンモニウム・カーバメートに再び転化
；疑縮させられ、転化時の発生熱が、通常、数気圧以下
の低圧スチームとして回収され、尿素製造工程の低圧系
の工程、例えば、未転化物の低圧分解工程、未転化物か
分離された尿素水溶液の濃縮工程などに利用されている
。
主要部においては工程の最高圧の合成圧力下、約１０気
圧以上の高圧スチームによる加熱と原料二駿化炭素ガス
使用のストリッピング処理により尿素への未転化物がガ
ス状混合物へ分解させられ、ガス状混合物は液相から離
脱させられ、離脱するガス状混合物は、合成圧力に実質
的同等圧力下、アンモニウム・カーバメートに再び転化
；疑縮させられ、転化時の発生熱が、通常、数気圧以下
の低圧スチームとして回収され、尿素製造工程の低圧系
の工程、例えば、未転化物の低圧分解工程、未転化物か
分離された尿素水溶液の濃縮工程などに利用されている
。
尿素製造全体工程に使用された後の余剰の低圧スチーム
は、全体工程外の適宜用途、例えば、暖房用などに流用
されるのが実状である。
は、全体工程外の適宜用途、例えば、暖房用などに流用
されるのが実状である。
所要高圧スチーム量が大きくてもアンモニウムカーバメ
ート再生により回収される低圧スチーム量が大きければ
、所要の高圧スチームと回収低圧スチームとの相殺値は
小さく、−児、全体工程の所要スチーム量が小ざく見え
、従って、熱経済性が高い工程であるかの如く誤認させ
られていた。
ート再生により回収される低圧スチーム量が大きければ
、所要の高圧スチームと回収低圧スチームとの相殺値は
小さく、−児、全体工程の所要スチーム量が小ざく見え
、従って、熱経済性が高い工程であるかの如く誤認させ
られていた。
例えば、「化学便覧 応用編」 丸首 改訂第３版２０
頁に、低圧スチームの回収が行われない溶液循環尿素製
造法では高圧スチーム所要量は、製品尿素１トン当り０
．９〜１．２トンと示され、旧来ＣＯ２ストリッピング
法は、実際に使う高圧スチーム早は１．Ｏ〜１．１トン
と示される。
頁に、低圧スチームの回収が行われない溶液循環尿素製
造法では高圧スチーム所要量は、製品尿素１トン当り０
．９〜１．２トンと示され、旧来ＣＯ２ストリッピング
法は、実際に使う高圧スチーム早は１．Ｏ〜１．１トン
と示される。
この場合に工程から流出する余剰低圧スチーム量は、０
．２５ トンであり、これがｉ、ｏ〜１．１トンから控
除され、０．７５〜０．８５ トンが旧来のＣＯ２スト
リッピング法所要スチーム量でおるかの如く誤認させる
のである。
．２５ トンであり、これがｉ、ｏ〜１．１トンから控
除され、０．７５〜０．８５ トンが旧来のＣＯ２スト
リッピング法所要スチーム量でおるかの如く誤認させる
のである。
［解決されるべき課題］
これらの高圧と低圧のスチームの使用状態と全体工程を
詳細に研究検問した結果、既知の方法は経済的でないこ
とが明らかとなった。
詳細に研究検問した結果、既知の方法は経済的でないこ
とが明らかとなった。
高圧スチームのコストは、当然、低圧スチームのそれよ
り高い。更に実際上、余剰低圧スチームには有効適切な
用途が確保され難いのである。
り高い。更に実際上、余剰低圧スチームには有効適切な
用途が確保され難いのである。
また、工程内スチーム発生量が大きいことは、工程内の
物質移動量が不必要に大きいことでおり、この結果とし
て、全工程中の各装置容量も増大させられる。
物質移動量が不必要に大きいことでおり、この結果とし
て、全工程中の各装置容量も増大させられる。
余剰低圧スチーム回収量が減少させられても、高コス１
〜の高圧スチーム量を減少させることが、現在、ＣＯ２
ストリッピング尿素合成法の工程改良の主要課題となっ
ている。
〜の高圧スチーム量を減少させることが、現在、ＣＯ２
ストリッピング尿素合成法の工程改良の主要課題となっ
ている。
高圧スチーム所要量を決定する主要因は、尿素の合成率
であり、尿素合成反応器内の二酸化炭素に対するアンモ
ニアの過剰率が一定ならば、合成率が大ぎい程、高圧ス
チーム所要量は大きくなり、未転化物の分解分離用の高
圧スチーム所要量は、小さくなる。
であり、尿素合成反応器内の二酸化炭素に対するアンモ
ニアの過剰率が一定ならば、合成率が大ぎい程、高圧ス
チーム所要量は大きくなり、未転化物の分解分離用の高
圧スチーム所要量は、小さくなる。
しかし、実際上、合成率上限は７０〜７５％でおる。
従って、アンモニアの過剰率の増大以外の高圧スチーム
の節減方法が求められなければならない。
の節減方法が求められなければならない。
合成域内の全アンモニア／全二酸化炭素のモル比が約３
．５以下とされる尿素合成では、合成圧力が低いために
、未転化物のストリッピング処理は高効率でおり、スト
リッピング処理後の合成液中の残菌アンモニアと二酸化
炭素の含有率が低い。
．５以下とされる尿素合成では、合成圧力が低いために
、未転化物のストリッピング処理は高効率でおり、スト
リッピング処理後の合成液中の残菌アンモニアと二酸化
炭素の含有率が低い。
合成域内の全アンモニア／全二駿化炭素のモル比が２．
８に近付けられる程、合成圧力は低くされ得るため、ス
トリッピング処理は有利になるが、ストリッピング処理
により生成するガス状混合物がｉ疑縮させられ、アンモ
ニウム・カーバメートが再生させられる温度は低下し、
高レベル熱回収は困難となる。
８に近付けられる程、合成圧力は低くされ得るため、ス
トリッピング処理は有利になるが、ストリッピング処理
により生成するガス状混合物がｉ疑縮させられ、アンモ
ニウム・カーバメートが再生させられる温度は低下し、
高レベル熱回収は困難となる。
従って、旧来のＣＯ２ストリッピング法においては、過
剰アンモニアが液化させられて回収される必要性はなく
、合成液が中間的圧力へ減圧される未転化物分離工程の
設置の必要性も小さく、また高圧スチーム所要量は大き
くても、低圧スチーム回収量が大きくなればよしとする
技術水準に停））■させられたので必り、合成液が中間
的圧力へ減圧され未転化物分離工程が設置されて、この
工程の所要熱が回収熱を以て充足され所要高圧スチーム
量が低減させられることに、想到する必然性も、可能性
も存在し得なかった。
剰アンモニアが液化させられて回収される必要性はなく
、合成液が中間的圧力へ減圧される未転化物分離工程の
設置の必要性も小さく、また高圧スチーム所要量は大き
くても、低圧スチーム回収量が大きくなればよしとする
技術水準に停））■させられたので必り、合成液が中間
的圧力へ減圧され未転化物分離工程が設置されて、この
工程の所要熱が回収熱を以て充足され所要高圧スチーム
量が低減させられることに、想到する必然性も、可能性
も存在し得なかった。
合成域内の全アンモニア／全二酸化炭素のモル比が約３
，５以上では、モル比が大きくされる程、合成圧力が高
くなり、ストリッピング処理により生成するガス状混合
物の凝縮によるアンモニウムカーバメート再生温度は高
くなり高レベル熱回収が容易となり、ストリッピング処
理は困難となる。
，５以上では、モル比が大きくされる程、合成圧力が高
くなり、ストリッピング処理により生成するガス状混合
物の凝縮によるアンモニウムカーバメート再生温度は高
くなり高レベル熱回収が容易となり、ストリッピング処
理は困難となる。
この発明の方法は、合成域を含め、未転化物の分解分離
、アンモニウム・カーバメート再生からなる尿素製造工
程の重要部の所要高圧スチームの節約と熱回収の改善を
、総合的に詳細に追求した結果でおる。
、アンモニウム・カーバメート再生からなる尿素製造工
程の重要部の所要高圧スチームの節約と熱回収の改善を
、総合的に詳細に追求した結果でおる。
即ち、尿素合成圧力と同圧力のストリッピング工程と低
圧分解・分離工程との間に中間圧力下の未転化物の分解
・分離工程と吸収工程が設けられ、合成圧力下のアンモ
ニウム・カーバメート再生工程の発生熱が、スチームな
ど熱媒体を介在させることなく、伝熱隔壁を通じて直接
的に伝達されることにより、中間圧力下の分解・分離工
程の所要熱として利用される場合に、尿素製造全体工程
の性能を左右する中間圧力以上の一連の工程か、この発
明の方法により、最適に特定される。
圧分解・分離工程との間に中間圧力下の未転化物の分解
・分離工程と吸収工程が設けられ、合成圧力下のアンモ
ニウム・カーバメート再生工程の発生熱が、スチームな
ど熱媒体を介在させることなく、伝熱隔壁を通じて直接
的に伝達されることにより、中間圧力下の分解・分離工
程の所要熱として利用される場合に、尿素製造全体工程
の性能を左右する中間圧力以上の一連の工程か、この発
明の方法により、最適に特定される。
多数基の尿素製造装置の設計と実地稼動を通じ発明者ら
に与えられた多種多数のデータと経験の蓄積が、この一
連の工程の最適化を可能にした。
に与えられた多種多数のデータと経験の蓄積が、この一
連の工程の最適化を可能にした。
［発明の構成］
この発明の方法において、原料のアンモニアと二酸化炭
素が、高耐圧性反応器が構成する合成域中において尿素
合成に適した圧力・温度下に、反応させられて尿素合成
液が生成させられる。
素が、高耐圧性反応器が構成する合成域中において尿素
合成に適した圧力・温度下に、反応させられて尿素合成
液が生成させられる。
アンモニウム・カーバメート、アンモニア、水、および
尿素を含む尿素合成液が、合成域から排出され、この尿
素合成液から尿素未転化物の一部が、尿素合成圧力に実
質的に同等の圧力下に、原料の二酸炭素の一部が使用さ
れるストリッピングと、加熱によりオフガスと通称され
るガス状混合物に転化させられて、尿素合成液から分離
される。
尿素を含む尿素合成液が、合成域から排出され、この尿
素合成液から尿素未転化物の一部が、尿素合成圧力に実
質的に同等の圧力下に、原料の二酸炭素の一部が使用さ
れるストリッピングと、加熱によりオフガスと通称され
るガス状混合物に転化させられて、尿素合成液から分離
される。
このオフガスが分離された尿素合成液が、１２〜２４ｋ
ｇ／ ０１？Ｇの範囲内の中間的圧力まで減圧され、更
に、未転化物の一部がガス状混合物に転化させられ中間
的圧力の第二のガス状混合物として尿素合成液から分離
される。
ｇ／ ０１？Ｇの範囲内の中間的圧力まで減圧され、更
に、未転化物の一部がガス状混合物に転化させられ中間
的圧力の第二のガス状混合物として尿素合成液から分離
される。
第二のガス状混合物が分離された尿素合成液は、再び減
圧を受けた後、加熱され未転化物の残部が、第三のガス
状混合物として分離され、第三のガス状混合物が分離さ
れた尿素合成液は最終的減圧を受けて残沼未転化物の実
質的全量が分離され、尿素水溶液精製濃縮の工程へ送ら
れる。
圧を受けた後、加熱され未転化物の残部が、第三のガス
状混合物として分離され、第三のガス状混合物が分離さ
れた尿素合成液は最終的減圧を受けて残沼未転化物の実
質的全量が分離され、尿素水溶液精製濃縮の工程へ送ら
れる。
未転化物を合成域へ返送するために第三のカス状混合物
を吸収し昇圧された溶液に、第二のカス状混合物の生成
圧力に実質的に同等の圧力下に、第二のガス状混合物が
接触させられ、溶液中に吸収させられる。
を吸収し昇圧された溶液に、第二のカス状混合物の生成
圧力に実質的に同等の圧力下に、第二のガス状混合物が
接触させられ、溶液中に吸収させられる。
第二のガス状混合物を吸収して生成した第二の溶液は、
尿素合成圧力に実質的に等しい圧力以上に昇圧され、尿
素合成圧力部から排出される気体状混合物に接触させら
れた後、上記オフガス、即ち第一のガス状混合物に接触
させられ、第一のガス状混合物の相当量を吸収させられ
る。
尿素合成圧力に実質的に等しい圧力以上に昇圧され、尿
素合成圧力部から排出される気体状混合物に接触させら
れた後、上記オフガス、即ち第一のガス状混合物に接触
させられ、第一のガス状混合物の相当量を吸収させられ
る。
第一のガス状混合物の相当量を吸収し生成した第三の溶
液と、吸収されない残余の第一のガス状混合物は合成域
へ送入される。
液と、吸収されない残余の第一のガス状混合物は合成域
へ送入される。
第三のガス状混合物を吸収し昇圧された溶液に、第二の
ガス状混合物の生成圧力に実質的に同等の圧力下に第二
のガス状混合物が接触させられ溶液中に吸収させられる
ことによる発生熱が回収利用される。
ガス状混合物の生成圧力に実質的に同等の圧力下に第二
のガス状混合物が接触させられ溶液中に吸収させられる
ことによる発生熱が回収利用される。
尿素合成圧力に実質的に同等の圧力下に第一のガス状混
合物か第二の溶液に接触させられてアンモニウム・カー
バメートが溶液中に再生して放出する熱の一部が、伝熱
隔をを通じ直接的に第二のガス状混合物を分離する中間
的圧力下の尿素合成液に伝達され、残部か水蒸気の発生
のために使用される。
合物か第二の溶液に接触させられてアンモニウム・カー
バメートが溶液中に再生して放出する熱の一部が、伝熱
隔をを通じ直接的に第二のガス状混合物を分離する中間
的圧力下の尿素合成液に伝達され、残部か水蒸気の発生
のために使用される。
合成域内の反応物質の全アンモニア／全二酸化炭素のモ
ル比が２．８以上３．４以下の間に設定され尿素合成反
応が継続させられる場合には、合成域の圧力は１４０〜
１７０ｋ（］／ ｃｍＧの圧力範囲内に、第一のガス状
混合物か分離される未転化物の分解分離の温度・圧力は
、第一のガス状混合物が分離された尿素合成液に残留す
るアンモニアと二酸化炭素の合計含有率が１３〜２４ｗ
ｔ．％の範囲内に維持される温度と圧力に、第二のガス
状混合物の分離は１２〜１８ｋｇ／ ｃｍ’Ｇの圧力範
囲内に、第二のガス状混合物が分離される未転化物の分
解・分離の温度は、第二のカス状混合物が分離された尿
素合成液中の残留するアンモニアと二酸化炭素の合計含
有率が、５〜１１ｗｔ、％の範囲内に維持される温度に
、それぞれ、設定される。
ル比が２．８以上３．４以下の間に設定され尿素合成反
応が継続させられる場合には、合成域の圧力は１４０〜
１７０ｋ（］／ ｃｍＧの圧力範囲内に、第一のガス状
混合物か分離される未転化物の分解分離の温度・圧力は
、第一のガス状混合物が分離された尿素合成液に残留す
るアンモニアと二酸化炭素の合計含有率が１３〜２４ｗ
ｔ．％の範囲内に維持される温度と圧力に、第二のガス
状混合物の分離は１２〜１８ｋｇ／ ｃｍ’Ｇの圧力範
囲内に、第二のガス状混合物が分離される未転化物の分
解・分離の温度は、第二のカス状混合物が分離された尿
素合成液中の残留するアンモニアと二酸化炭素の合計含
有率が、５〜１１ｗｔ、％の範囲内に維持される温度に
、それぞれ、設定される。
合成域内の反応物質の全アンモニア／全二酸化炭素のモ
ル比が、３．４を超え４．２以下の間に設定されて尿素
合成反応が継続させられる場合には、合成域の圧力は１
６０〜１９０ｋｇ／ ｃ−ｎｆＧの圧力範囲内に、第一
のカス状混合物が分離される未転化物の分解・分離の温
度・圧力は第一のガス状混合物が分離された尿素合成液
に残留するアンモニアと二酸化炭素の合計含有率が２０
〜３０ｗｔ、％の範囲内に維持される温度・圧力に、第
二のカス状混合物の分離は１４〜２０ｋｇ／ ｃｍＧの
圧力範囲内に、第二のガス状混合物が分離される未転化
物の分解・分離の温度は、第二のガス状混合物が分離さ
れた尿素合成液中に残留するアンモニアと二酸化炭素の
合計含有率が６〜１２ｗｔ．％の範囲内に維持される温
度に、それぞれ、設定される。
ル比が、３．４を超え４．２以下の間に設定されて尿素
合成反応が継続させられる場合には、合成域の圧力は１
６０〜１９０ｋｇ／ ｃ−ｎｆＧの圧力範囲内に、第一
のカス状混合物が分離される未転化物の分解・分離の温
度・圧力は第一のガス状混合物が分離された尿素合成液
に残留するアンモニアと二酸化炭素の合計含有率が２０
〜３０ｗｔ、％の範囲内に維持される温度・圧力に、第
二のカス状混合物の分離は１４〜２０ｋｇ／ ｃｍＧの
圧力範囲内に、第二のガス状混合物が分離される未転化
物の分解・分離の温度は、第二のガス状混合物が分離さ
れた尿素合成液中に残留するアンモニアと二酸化炭素の
合計含有率が６〜１２ｗｔ．％の範囲内に維持される温
度に、それぞれ、設定される。
合成域内の反応物質の全アンモニア／全二酸化炭素のモ
ル比が、４．２を超え５．０以下の間に設定されて尿素
合成反応が継続させられる場合には、合成域の圧力は１
８０〜２１０ｋ（］／ ｃ−ｎＧの圧力範囲内に、第一
のカス状混合物が分離される未転化物の分解・分離の温
度・圧力は、第一のガス状混合物が分離された尿素合成
液に残留するアンモニアと二酸化炭素の合計含有率が２
５〜３５〜ｗｔ．％の範囲内に維持される温度・圧力に
、第二のガス状混合物の分離は、１６〜２４ｋ（］／
ｃｎｆ’Ｇの圧力範囲内に、第二のガス状混合物が分離
される未転化物の分解・分離の温度は、第二のガス状混
合物が分離された尿素合成液に残留するアンモニアと二
酸化炭素の合計含有率が７〜１３ｗｔ．％の範囲内に維
持される温度に、それぞれ、設定される。
ル比が、４．２を超え５．０以下の間に設定されて尿素
合成反応が継続させられる場合には、合成域の圧力は１
８０〜２１０ｋ（］／ ｃ−ｎＧの圧力範囲内に、第一
のカス状混合物が分離される未転化物の分解・分離の温
度・圧力は、第一のガス状混合物が分離された尿素合成
液に残留するアンモニアと二酸化炭素の合計含有率が２
５〜３５〜ｗｔ．％の範囲内に維持される温度・圧力に
、第二のガス状混合物の分離は、１６〜２４ｋ（］／
ｃｎｆ’Ｇの圧力範囲内に、第二のガス状混合物が分離
される未転化物の分解・分離の温度は、第二のガス状混
合物が分離された尿素合成液に残留するアンモニアと二
酸化炭素の合計含有率が７〜１３ｗｔ．％の範囲内に維
持される温度に、それぞれ、設定される。
これらの各種の設定値に工程を制御するために、通常の
フィード・バック方式の自動制御系が使用される。勿論
、ダイレクト・ディジタル・コントロール方式の自動制
御系の利用も可能ではめる。
フィード・バック方式の自動制御系が使用される。勿論
、ダイレクト・ディジタル・コントロール方式の自動制
御系の利用も可能ではめる。
［発明の効果］
この発明方法によれば、合成域の全アンモニア／全二酸
化炭素のモル比が２．８〜５．０の範囲内において、任
意のモル比に設定されて最適の熱経済性が与えられるの
であり、合成域と実質的同等圧下のストリッピング処理
により生成したオフガスがアンモニウム・カーバメート
に■生させられるときの放出熱と、ストリッピング処理
後に合成液が中間的圧力１２〜２４に！ｌ］／ ｃ−ｎ
ｆＧへ減圧され生成したオフガスが凝縮させられるとき
の放出熱、の回収利用か総合的に改善される。
化炭素のモル比が２．８〜５．０の範囲内において、任
意のモル比に設定されて最適の熱経済性が与えられるの
であり、合成域と実質的同等圧下のストリッピング処理
により生成したオフガスがアンモニウム・カーバメート
に■生させられるときの放出熱と、ストリッピング処理
後に合成液が中間的圧力１２〜２４に！ｌ］／ ｃ−ｎ
ｆＧへ減圧され生成したオフガスが凝縮させられるとき
の放出熱、の回収利用か総合的に改善される。
この発明の方法によれば、各工程の温度・圧力か調節さ
れることにより、所要高圧スチーム但は小さく、用途が
限定される低圧スチーム生成量も小さい。
れることにより、所要高圧スチーム但は小さく、用途が
限定される低圧スチーム生成量も小さい。
この発明の方法では、合成域に同等の圧力下のストリッ
ピングによる未転化物の分解・分離とアンモニウム・カ
ーバメート再生が、部分的に、中間的圧力下の分解・分
離と吸収へ移されることにより、アンモニウム・カーバ
メートが再生する凝縮器の一部分が、中間的圧力下の分
解分離器の加熱器として利用されることとなり、中間的
圧力下の分離器の加熱器は容量か減少させられることと
なり、熱交換を行う三浦体間の温度差は大きくなり、加
熱器の伝熱面積が小さくなり、設備費が軽減される。
ピングによる未転化物の分解・分離とアンモニウム・カ
ーバメート再生が、部分的に、中間的圧力下の分解・分
離と吸収へ移されることにより、アンモニウム・カーバ
メートが再生する凝縮器の一部分が、中間的圧力下の分
解分離器の加熱器として利用されることとなり、中間的
圧力下の分離器の加熱器は容量か減少させられることと
なり、熱交換を行う三浦体間の温度差は大きくなり、加
熱器の伝熱面積が小さくなり、設備費が軽減される。
実施例 １
以下のｈｇ値は、毎時当りの数値である。
第１図の管１によって、液体アンモニア２３．５８３ｋ
（１、管１２より１７８°Ｃの尿素未転化物の水溶液が
、管１３より１７８°Ｃのガス状の尿素未転化物が、そ
れぞれ尿素合成用の反応器３へ供給される。
（１、管１２より１７８°Ｃの尿素未転化物の水溶液が
、管１３より１７８°Ｃのガス状の尿素未転化物が、そ
れぞれ尿素合成用の反応器３へ供給される。
管１２と１３によって、供給される尿素未転化物は９６
、０８３ｋｌｊ、水は１１，２５０ｋｇでおる。反応器
３内の全アンモニア／全二酸化炭素モル比は３．２でお
る。
、０８３ｋｌｊ、水は１１，２５０ｋｇでおる。反応器
３内の全アンモニア／全二酸化炭素モル比は３．２でお
る。
管１２により供給されるアンモニウム・カーバメート水
溶液量が大きくされ、管１３により供給されるガス状混
合物間が小さくされることにより反応器３内部のアンモ
ニウム・カーバメート生成量が小さくされ生成熱量が小
さくされて反応器３内部温度が低下さＶられ、逆に管１
２により供給されるアンモニウム・カーバメート水溶液
量が、小さくされ、管１３により供給されるガス状混合
物量が、大きくされることにより反応器３内部において
生成するアンモニウム・カーバメート量が大きくされて
反応器３内部温度が上昇させられることにより反応器３
内の温度か所定値に維持される。
溶液量が大きくされ、管１３により供給されるガス状混
合物間が小さくされることにより反応器３内部のアンモ
ニウム・カーバメート生成量が小さくされ生成熱量が小
さくされて反応器３内部温度が低下さＶられ、逆に管１
２により供給されるアンモニウム・カーバメート水溶液
量が、小さくされ、管１３により供給されるガス状混合
物量が、大きくされることにより反応器３内部において
生成するアンモニウム・カーバメート量が大きくされて
反応器３内部温度が上昇させられることにより反応器３
内の温度か所定値に維持される。
尿素合成反応器３内は、１４５ｋｇ／ゴＧ・ １８５°
Ｃに維持され、合成率６０％を以て尿素が生成する。
Ｃに維持され、合成率６０％を以て尿素が生成する。
尿素４１，６６７ｋ（１、尿素未転化物５９．７０８ｋ
ｉ；ｌと水２３，３３３ｋＣＩからなる尿素合成液が、
反応器３から管４により、反応器３内と同圧のストリッ
パー５の頂部に送入される。
ｉ；ｌと水２３，３３３ｋＣＩからなる尿素合成液が、
反応器３から管４により、反応器３内と同圧のストリッ
パー５の頂部に送入される。
装置内の防蝕を目的として供給された酸素その他成分と
して、また、原料の不純成分として反応器３に流入し、
反応器３内上部に蓄積する不活性ガスが、共存するアン
モニア、二酸化炭素および水などとともに、カス状混合
物として反応器３の頂部から管２４により排出される。
して、また、原料の不純成分として反応器３に流入し、
反応器３内上部に蓄積する不活性ガスが、共存するアン
モニア、二酸化炭素および水などとともに、カス状混合
物として反応器３の頂部から管２４により排出される。
ストリッパー５の頂部に導入された尿素合成液は、スト
リッパー５の内部に設備される多数本の鉛直加熱管の内
面を、薄膜状にされて流下する。
リッパー５の内部に設備される多数本の鉛直加熱管の内
面を、薄膜状にされて流下する。
管６より供給の１７ｋｇ／ Ｃｆｔ１ｚ Ｇの高圧スチ
ームによる鉛直加熱管の外面の加熱と、管２より供給の
１４０°Ｃの二酸化炭素ガス３０．５４２ｋＣ］が使用
されるストリッピングとにより薄膜となり流下する尿素
合成液中の尿素未転化物はガス状混合物に転化させられ
、尿素合成液から分離され、鉛直ＦＪＯ熱管内を上昇す
る。
ームによる鉛直加熱管の外面の加熱と、管２より供給の
１４０°Ｃの二酸化炭素ガス３０．５４２ｋＣ］が使用
されるストリッピングとにより薄膜となり流下する尿素
合成液中の尿素未転化物はガス状混合物に転化させられ
、尿素合成液から分離され、鉛直ＦＪＯ熱管内を上昇す
る。
ストリッパー５の底部から尿素４１．６ｓｙｋｇ、アン
モニアと二酸化炭素など尿素未転化物１６．９１７ｋｑ
。
モニアと二酸化炭素など尿素未転化物１６．９１７ｋｑ
。
および水２０．０４２ｋ（］の組成の１７０°Ｃの合成
）々か排出され、管８を通り、減圧弁９により１５．５
に！ｌ］／ ＣＴＩ？Ｇに減圧され、；疑縮器１０内に
設備される熱交換器を通過させられて加熱され、合成液
中の未転化物の一部が分解し、気液混相物となり分離器
１６に送入され、管１５から供給されるスチームによる
加熱を受けて、底部の管１７により尿素４１．６６７ｋ
ｇ、アンモニアと二酸化炭素合計６．０００ｋｇ、およ
び水１８．６２５ｋｇからなる１５２°Ｃの粗尿素水溶
液が排出される。
）々か排出され、管８を通り、減圧弁９により１５．５
に！ｌ］／ ＣＴＩ？Ｇに減圧され、；疑縮器１０内に
設備される熱交換器を通過させられて加熱され、合成液
中の未転化物の一部が分解し、気液混相物となり分離器
１６に送入され、管１５から供給されるスチームによる
加熱を受けて、底部の管１７により尿素４１．６６７ｋ
ｇ、アンモニアと二酸化炭素合計６．０００ｋｇ、およ
び水１８．６２５ｋｇからなる１５２°Ｃの粗尿素水溶
液が排出される。
粗尿索水溶液は、管１７を通り減圧弁１８により、更に
減圧された後、図示省略の後続の精製・濃縮仕上げ工程
へ送られる。
減圧された後、図示省略の後続の精製・濃縮仕上げ工程
へ送られる。
分離器１６の頂部からアンモニアと二酸化炭素合計１０
，９１７ｋｇ、および水１，４１７ｋ（］からなるガス
状混合物が排出され、管１つにより同等の中間的圧力下
にある吸収器２０に導入される。
，９１７ｋｇ、および水１，４１７ｋ（］からなるガス
状混合物が排出され、管１つにより同等の中間的圧力下
にある吸収器２０に導入される。
減圧弁１８より下流の工程において回収された５０°Ｃ
の未転化物水溶液１２．１２５ｋＣｌが、管２１により
吸収器２０に導入され、管１９により送入のガス状混合
物を１１３°Ｃにおいて吸収する。
の未転化物水溶液１２．１２５ｋＣｌが、管２１により
吸収器２０に導入され、管１９により送入のガス状混合
物を１１３°Ｃにおいて吸収する。
この吸収による発生熱の大部分が、尿素水溶液の濃縮工
程に利用される。
程に利用される。
この吸収により生成した未転化物１８．５８３ｋｇと水
７、 ｙｏｓｋｇからなる未転化物水溶液は、ポンプ２
２により合成圧以上に昇圧され、管２３により洗滌器２
５へ送入され、管２４により送入の不活性ガスが含有す
る有用成分のアンモニアと二酸化炭素を、吸収した後、
管１１により凝縮器１０に送入される。
７、 ｙｏｓｋｇからなる未転化物水溶液は、ポンプ２
２により合成圧以上に昇圧され、管２３により洗滌器２
５へ送入され、管２４により送入の不活性ガスが含有す
る有用成分のアンモニアと二酸化炭素を、吸収した後、
管１１により凝縮器１０に送入される。
ストリッパー５において分離され、管７により凝縮器１
０中に送入されるガス状混合物の部分量が、反応器３の
所定温度に応じて、未転化物水溶液中・に凝縮させられ
てアンモニウム・カーバメートが再生させられる。
０中に送入されるガス状混合物の部分量が、反応器３の
所定温度に応じて、未転化物水溶液中・に凝縮させられ
てアンモニウム・カーバメートが再生させられる。
この再生による発生熱の一部、即ち、スチーム９９、８
８ｋｊ；］に相当の熱量が凝縮器１０内に設備される熱
交換器の加熱に使用され、残部は４ｋｇ／ ｃｍＧの低
圧スチーム３２，４１０ｋｇになり管１４より回収され
る。
８ｋｊ；］に相当の熱量が凝縮器１０内に設備される熱
交換器の加熱に使用され、残部は４ｋｇ／ ｃｍＧの低
圧スチーム３２，４１０ｋｇになり管１４より回収され
る。
凝縮器１０中に生成した未転化物水溶液は管１２により
、未転化物水溶液中へ不凝縮のガス状混合物は管１３に
より、反応器３へ返送される。
、未転化物水溶液中へ不凝縮のガス状混合物は管１３に
より、反応器３へ返送される。
この発明方法でなく、旧式ＣＯ２ストリッピング法では
、凝縮器１０も分離器１６もなく、分離器１６の所要熱
相当分高圧スチームが、ストリッパー５において消費さ
れ、この高圧スチーム消費量相当分、低価値の低圧スチ
ーム発生量は大きくなっている。
、凝縮器１０も分離器１６もなく、分離器１６の所要熱
相当分高圧スチームが、ストリッパー５において消費さ
れ、この高圧スチーム消費量相当分、低価値の低圧スチ
ーム発生量は大きくなっている。
凝縮器１０の構造として、分離器１６用の所要熱量と管
１４の回収スチーム熱量との比率、凝縮器１０内温度と
減圧弁９通過後の合成液温度との温度差、その他などが
考慮され、種々の構造の採用が可能である。例えば、減
圧弁９通過後の合成液は図示の通り伝熱管内を通過させ
られてもよく、逆に、伝熱管外を通過させられる方式で
おってもよい。
１４の回収スチーム熱量との比率、凝縮器１０内温度と
減圧弁９通過後の合成液温度との温度差、その他などが
考慮され、種々の構造の採用が可能である。例えば、減
圧弁９通過後の合成液は図示の通り伝熱管内を通過させ
られてもよく、逆に、伝熱管外を通過させられる方式で
おってもよい。
実施例 ２
管１より液体アンモニア２３，５８３ｋｇが、管１２と
１３とにより、アンモニアと二酸化炭素合計９２，４１
６ｋｇと水１１．２０８ｋｇからなる１８０’Ｃの未転
化物水溶液と１８０’Ｃのガス状混合物が、反応器３へ
送入され、反応器３中は１７５ｋｇ／ ＣＴＩｆＧ ・
１９０’Ｃに維持され、合成率６８％を以て尿素が生
成し、尿素４１ 、６６７ｋｑ、尿素未転化物６０．２
０８ｋＣ］と水２３．５４２ｋＣ］からなる合成液が管
４により排出される。反応器３内の全アンモニア／全二
酸化炭素のモル比は４．０でおる。
１３とにより、アンモニアと二酸化炭素合計９２，４１
６ｋｇと水１１．２０８ｋｇからなる１８０’Ｃの未転
化物水溶液と１８０’Ｃのガス状混合物が、反応器３へ
送入され、反応器３中は１７５ｋｇ／ ＣＴＩｆＧ ・
１９０’Ｃに維持され、合成率６８％を以て尿素が生
成し、尿素４１ 、６６７ｋｑ、尿素未転化物６０．２
０８ｋＣ］と水２３．５４２ｋＣ］からなる合成液が管
４により排出される。反応器３内の全アンモニア／全二
酸化炭素のモル比は４．０でおる。
ストリッパー５には管６から１９ｋ（］／ ｃ−＃Ｇの
高圧スチームが供給される。
高圧スチームが供給される。
管２から昇圧された１４０’Ｃの二酸化炭素ガス。
が、実施例１と同量、３０．５４２ｋ（］ 供給され
る。
る。
ストリッパー５の底部から尿素４１，６６７ｋ（］、尿
素未転化物２１．４５８ｋｇと水２０．６６７ｋＣＩの
組成の１７５°Ｃの合成液が排出され、管８を通り、減
圧弁９により１７ｋｑ／ＣＴＩ？Ｇに減圧され、凝縮器
１０内の熱交換器に送入される。
素未転化物２１．４５８ｋｇと水２０．６６７ｋＣＩの
組成の１７５°Ｃの合成液が排出され、管８を通り、減
圧弁９により１７ｋｑ／ＣＴＩ？Ｇに減圧され、凝縮器
１０内の熱交換器に送入される。
分離器１６底部から尿素４１ 、６６７ｋｇ、尿素未転
化物６、 ｏｏｏｋｇと水１８，６２５ｋＯからなる１
６０’Ｃの合成液が管１７により排出され減圧弁１８に
よる減圧を受ける。
化物６、 ｏｏｏｋｇと水１８，６２５ｋＯからなる１
６０’Ｃの合成液が管１７により排出され減圧弁１８に
よる減圧を受ける。
分離器１６頂部から未転化物１５．４５８ｋｇと水２，
０４２ｋ（）からなるガス状混合物が排出され、管１９
により吸収器２０に送入される。
０４２ｋ（）からなるガス状混合物が排出され、管１９
により吸収器２０に送入される。
減圧弁１８より下流に後続する図示省略の工程において
回収される５５°Ｃの未転化物水溶液１２．１２５ｋｇ
が、管２１によって吸収器２０に送入され管１９により
送入のガス状混合物を１１０°Ｃで吸収させられる。
回収される５５°Ｃの未転化物水溶液１２．１２５ｋｇ
が、管２１によって吸収器２０に送入され管１９により
送入のガス状混合物を１１０°Ｃで吸収させられる。
この吸収により生成する未転化物２３．１２５ｋｇと水
８、３３３ｋｇからなる未転化物水溶液は合成圧に昇圧
され管２４のガス状混合物中の有用成分を吸収して管１
１により凝縮器１０へ送入される。
８、３３３ｋｇからなる未転化物水溶液は合成圧に昇圧
され管２４のガス状混合物中の有用成分を吸収して管１
１により凝縮器１０へ送入される。
凝縮器１０中において、管７のストリッパー５を去るガ
ス状混合物が、反応器３の設定温度に応じ、凝縮させら
れ、発生熱の一部、スチーム１３．３４０ｋｑ相当が分
離器１６用に使用され、残部は５ｋｇ／ （−１１１’
Ｇの管１４の低圧スチーム２０．６０３ｋｑとなり回収
される。
ス状混合物が、反応器３の設定温度に応じ、凝縮させら
れ、発生熱の一部、スチーム１３．３４０ｋｑ相当が分
離器１６用に使用され、残部は５ｋｇ／ （−１１１’
Ｇの管１４の低圧スチーム２０．６０３ｋｑとなり回収
される。
実施例 ３
管１から液体アンモニア２３．５８３ｋｇ、管１２と管
１３によって１８１°Ｃのガス状）程合物と未転化物水
溶液、即ち、アンモニアと二酸化炭素合計１０４．１２
５ｋｇ。
１３によって１８１°Ｃのガス状）程合物と未転化物水
溶液、即ち、アンモニアと二酸化炭素合計１０４．１２
５ｋｇ。
水１３．３７５ｋｇが反応器３に送入され、２００ｋ（
］／ゴＧ１９０℃の条件下、合成率７１％を以て尿素が
生成し、尿素４１，６６７ｋ（］、未転化物７１ 、２
９７ｋ（］と水２５．６２５ｋｑの組成の合成液が、反
応器３から管４によって排出される。反応器３内全アン
モニア／全二酸化炭素モル比は５．０である。
］／ゴＧ１９０℃の条件下、合成率７１％を以て尿素が
生成し、尿素４１，６６７ｋ（］、未転化物７１ 、２
９７ｋ（］と水２５．６２５ｋｑの組成の合成液が、反
応器３から管４によって排出される。反応器３内全アン
モニア／全二酸化炭素モル比は５．０である。
合成液は、管４により同圧のストリッパー５の頂部に送
入され、管６の２１ｋｇ／ ｃｍＧ高圧スチームによる
加熱と管２の１４０’Ｃの昇圧二酸化炭素ガス３０、５
４２ｋ（ｌによるストリッピングを受ける。
入され、管６の２１ｋｇ／ ｃｍＧ高圧スチームによる
加熱と管２の１４０’Ｃの昇圧二酸化炭素ガス３０、５
４２ｋ（ｌによるストリッピングを受ける。
ストリッパ−５底部から１８７°Ｃの尿素４１．６６７
ｋｇ。
ｋｇ。
未転化物３０．３３４ｋ（ｌと水２２．６６７ｋ（］か
らなる合成液が排出され、管８の減圧弁１８により１８
．５ｋｇ／ ｃ−ｎＧに減圧され、凝縮器１０中の熱交
換器に送入される。
らなる合成液が排出され、管８の減圧弁１８により１８
．５ｋｇ／ ｃ−ｎＧに減圧され、凝縮器１０中の熱交
換器に送入される。
分離器１６底部から、尿素４１ 、６６７ｋｇ、未転化
物６、０００ｋｇと水１９．４５８ｋｇからなる１６４
℃の合成液が管１７により排出される。
物６、０００ｋｇと水１９．４５８ｋｇからなる１６４
℃の合成液が管１７により排出される。
ストリッパ−５頂部から未転化物２４，３３４ｋｇと水
３、２０８ｋｇからなるガス状混合物が排出され管７に
より同圧の吸収器１０に送入される。
３、２０８ｋｇからなるガス状混合物が排出され管７に
より同圧の吸収器１０に送入される。
減圧弁１８の下流の図示省略の後続工程から回収された
５８°Ｃの未転化物水溶液１２．９５８ｋｇが、管２１
により吸収器２０に送入され、管１９のガス状混合物が
１０７°Ｃて吸収される。
５８°Ｃの未転化物水溶液１２．９５８ｋｇが、管２１
により吸収器２０に送入され、管１９のガス状混合物が
１０７°Ｃて吸収される。
吸収器２０中に生成した未転化物３２，６２５ｋｇと、
水ｔｏ、４ｏｈｇからなる高濃度の未転化物水溶液は、
合成圧以上に昇圧され、管２４のガス状混合物の未転化
物の実質的全量を吸収し凝縮器１０に送入される。
水ｔｏ、４ｏｈｇからなる高濃度の未転化物水溶液は、
合成圧以上に昇圧され、管２４のガス状混合物の未転化
物の実質的全量を吸収し凝縮器１０に送入される。
凝縮器１０中では、管７により送入されるガス状混合物
が反応器３の設定温度に応じ凝縮させられ、発生熱の一
部、スチーム１９．７５５ｋ（］相当は、分離器１６に
利用され、残部は５ｋｇ／ ｃ−＃Ｇ低圧スチーム５．
０４４ｋｑとして管１４により回収される。
が反応器３の設定温度に応じ凝縮させられ、発生熱の一
部、スチーム１９．７５５ｋ（］相当は、分離器１６に
利用され、残部は５ｋｇ／ ｃ−＃Ｇ低圧スチーム５．
０４４ｋｑとして管１４により回収される。
第１図は発明方法が実施される尿素製造工程のフローシ
ートであり、機器を接続する管が実線のものは、管中に
液相流体が流れていることを示し、二点破線のものは、
管中に気相流体が流れていることを示している。 なお
、管１５は分離器１６用の加熱スチームの供給管である
。 出願人 東洋エンジニアリング株式会社第１図 手 続 捕 正 邑 （自発）昭和６２年 ９
月２日
ートであり、機器を接続する管が実線のものは、管中に
液相流体が流れていることを示し、二点破線のものは、
管中に気相流体が流れていることを示している。 なお
、管１５は分離器１６用の加熱スチームの供給管である
。 出願人 東洋エンジニアリング株式会社第１図 手 続 捕 正 邑 （自発）昭和６２年 ９
月２日
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 アンモニアと二酸化炭素が尿素合成に適当する温度・圧
力下の合成域へ供給されて、尿素、アンモニウム・カー
バメート、アンモニア、二酸化炭素、および水からなる
尿素合成液が生成させられ、尿素合成液から尿素への未
転化物の一部が、尿素の合成圧力に実質的同等圧力下、
原料二酸化炭素の一部が使用されるストリッピングと加
熱により第一のガス状混合物として分離され、第一のガ
ス状混合物を分離された尿素合成液が減圧され加熱され
未転化物の一部が低圧の第二のガス状混合物として分離
され、第二のガス状混合物の生成圧力に実質的同等圧力
下、第二のガス状混合物が未転化物を合成域へ返送する
第一の溶液に接触させられ第二の溶液が生成し、第二の
溶液の生成による放出熱が回収利用され、尿素合成圧力
に実質的に同等圧力下、第一のガス状混合物が第二の溶
液に接触させられアンモニウム・カーバメートが生成さ
せられ、アンモニウム・カーバメートの生成による放出
熱の一部が、伝熱隔壁を通じて直接的に、第二のガス状
混合物が分離される尿素合成液に伝達され、残部が水蒸
気の発生のために使用され、第一のガス状混合物が第二
の溶液に接触させられ生成する混合物が合成域へ送入さ
れる未転化物の分離方法において、 合成域へ供給される全アンモニア／全二酸化炭素のモル
比が２．８以上３．４以下の範囲内に調節される場合、
合成域は１４０〜１７０ｋｇ／ｃｍ＾２Ｇの圧力範囲内
に調節され、第一のガス状混合物を分離された尿素合成
液に残留するアンモニアと二酸化炭素の合計含有率は１
３〜２４ｗｔ．％の範囲内に調節され、第二のガス状混
合物の分離は１２〜１８ｋｇ／ｃｍ＾２Ｇの圧力範囲内
の加圧下に遂行され第二のガス状混合物を分離された尿
素合成液に残留するアンモニアと二酸化炭素の合計含有
率は５〜１１ｗｔ．％の範囲内に調節され、 合成域へ供給される全アンモニア／全二酸化炭素のモル
比が３．４を超え４．２以下の範囲内に調節される場合
、合成域は１６０〜１９０ｋｇ／ｃｍ＾２Ｇの圧力範囲
内に調節され、第一のガス状混合物を分離された尿素合
成液に残留するアンモニアと二酸化炭素の合計含有率は
２０〜３０ｗｔ．％の範囲内に調節され、第二のガス状
混合物の分離は１４〜２０ｋｇ／ｃｍ＾２Ｇの圧力範囲
内の加圧下に遂行され第二のガス状混合物を分離された
尿素合成液に残留するアンモニアと二酸化炭素の合計含
有率は６〜１２ｗｔ．％の範囲内に調節され、 合成域へ供給される全アンモニア／全二酸化炭素のモル
比が４．２を超え５．０以下の範囲内に調節される場合
、合成域は１８０〜２１０ｋｇ／ｃｍ＾２Ｇの圧力範囲
内に調節され、第一のガス状混合物を分離された尿素合
成液に残留するアンモニアと二酸化炭素の合計含有率は
２５〜３５ｗｔ．％の範囲内に調節され、第二のガス状
混合物の分離は１６〜２４ｋｇ／ｃｍ＾２Ｇの圧力範囲
内の加圧下に遂行され第二のガス状混合物を分離された
尿素合成液に残留するアンモニアと二酸化炭素の合計含
有率は７〜１３ｗｔ．％の範囲内に調節されることを特
徴とする未転化物の分離方法。
Priority Applications (5)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP25940486A JPS63112552A (ja) | 1986-10-30 | 1986-10-30 | 未転化物の分離方法 |
| IN907/DEL/87A IN171250B (ja) | 1986-10-30 | 1987-10-16 | |
| BR8705723A BR8705723A (pt) | 1986-10-30 | 1987-10-27 | Processo para a separacao de materias primas nao convertidas |
| CN 87107799 CN1020898C (zh) | 1986-10-30 | 1987-10-29 | 分离未转变原料的方法 |
| GB8725321A GB2196965B (en) | 1986-10-30 | 1987-10-29 | Urea synthesis. |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP25940486A JPS63112552A (ja) | 1986-10-30 | 1986-10-30 | 未転化物の分離方法 |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS63112552A true JPS63112552A (ja) | 1988-05-17 |
Family
ID=17333651
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP25940486A Pending JPS63112552A (ja) | 1986-10-30 | 1986-10-30 | 未転化物の分離方法 |
Country Status (5)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPS63112552A (ja) |
| CN (1) | CN1020898C (ja) |
| BR (1) | BR8705723A (ja) |
| GB (1) | GB2196965B (ja) |
| IN (1) | IN171250B (ja) |
Cited By (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US6426434B1 (en) | 2000-11-01 | 2002-07-30 | Toyo Engineering Corporation | Process for the synthesis of urea |
| JP2016514033A (ja) * | 2013-02-08 | 2016-05-19 | 東洋エンジニアリング株式会社 | 燃焼排ガスからの二酸化炭素回収プロセス |
| WO2017043390A1 (ja) * | 2015-09-08 | 2017-03-16 | 東洋エンジニアリング株式会社 | 尿素製造方法及び尿素製造装置 |
| JP2018076379A (ja) * | 2012-05-03 | 2018-05-17 | スタミカーボン・ベー・フェー | アンモニア及び二酸化炭素から尿素を製造するための方法、並びに装置 |
Families Citing this family (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN1039413C (zh) * | 1993-09-16 | 1998-08-05 | 中国化学工程总公司 | 新汽提循环法尿素生产方法及其装置 |
| CN1041199C (zh) * | 1994-06-18 | 1998-12-16 | 中国五环化学工程公司 | 全循环法尿素节能生产新装置 |
Citations (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPS5334721A (en) * | 1976-09-09 | 1978-03-31 | Snam Progetti | Method of carrying out manufacture of urea and purification of water |
| JPS5573651A (en) * | 1978-11-30 | 1980-06-03 | Toyo Eng Corp | Preparation of urea |
| JPS5746954A (en) * | 1980-09-05 | 1982-03-17 | Mitsui Toatsu Chem Inc | Synthesis of urea |
| JPS5750954A (en) * | 1980-09-12 | 1982-03-25 | Mitsui Toatsu Chem Inc | Synthesis of urea |
| JPS5867661A (ja) * | 1981-10-16 | 1983-04-22 | Mitsui Toatsu Chem Inc | 尿素合成法 |
| JPS61109760A (ja) * | 1984-11-02 | 1986-05-28 | Toyo Eng Corp | 尿素製造法 |
-
1986
- 1986-10-30 JP JP25940486A patent/JPS63112552A/ja active Pending
-
1987
- 1987-10-16 IN IN907/DEL/87A patent/IN171250B/en unknown
- 1987-10-27 BR BR8705723A patent/BR8705723A/pt not_active IP Right Cessation
- 1987-10-29 CN CN 87107799 patent/CN1020898C/zh not_active Expired - Lifetime
- 1987-10-29 GB GB8725321A patent/GB2196965B/en not_active Expired - Lifetime
Patent Citations (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPS5334721A (en) * | 1976-09-09 | 1978-03-31 | Snam Progetti | Method of carrying out manufacture of urea and purification of water |
| JPS5573651A (en) * | 1978-11-30 | 1980-06-03 | Toyo Eng Corp | Preparation of urea |
| JPS5746954A (en) * | 1980-09-05 | 1982-03-17 | Mitsui Toatsu Chem Inc | Synthesis of urea |
| JPS5750954A (en) * | 1980-09-12 | 1982-03-25 | Mitsui Toatsu Chem Inc | Synthesis of urea |
| JPS5867661A (ja) * | 1981-10-16 | 1983-04-22 | Mitsui Toatsu Chem Inc | 尿素合成法 |
| JPS61109760A (ja) * | 1984-11-02 | 1986-05-28 | Toyo Eng Corp | 尿素製造法 |
Cited By (8)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US6426434B1 (en) | 2000-11-01 | 2002-07-30 | Toyo Engineering Corporation | Process for the synthesis of urea |
| JP2018076379A (ja) * | 2012-05-03 | 2018-05-17 | スタミカーボン・ベー・フェー | アンモニア及び二酸化炭素から尿素を製造するための方法、並びに装置 |
| JP2016514033A (ja) * | 2013-02-08 | 2016-05-19 | 東洋エンジニアリング株式会社 | 燃焼排ガスからの二酸化炭素回収プロセス |
| WO2017043390A1 (ja) * | 2015-09-08 | 2017-03-16 | 東洋エンジニアリング株式会社 | 尿素製造方法及び尿素製造装置 |
| GB2557080A (en) * | 2015-09-08 | 2018-06-13 | Toyo Engineering Corp | Urea production method and urea production device |
| JPWO2017043390A1 (ja) * | 2015-09-08 | 2018-08-02 | 東洋エンジニアリング株式会社 | 尿素製造方法及び尿素製造装置 |
| US10501407B2 (en) | 2015-09-08 | 2019-12-10 | Toyo Engineering Corporation | Urea manufacturing method and urea manufacturing apparatus |
| GB2557080B (en) * | 2015-09-08 | 2020-04-29 | Toyo Engineering Corp | Urea manufacturing method and urea manufacturing apparatus |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| CN1020898C (zh) | 1993-05-26 |
| BR8705723A (pt) | 1988-05-31 |
| GB2196965B (en) | 1990-07-11 |
| IN171250B (ja) | 1992-08-22 |
| GB8725321D0 (en) | 1987-12-02 |
| GB2196965A (en) | 1988-05-11 |
| CN87107799A (zh) | 1988-07-06 |
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