SU1118637A1

SU1118637A1 - Способ получени мочевины

Info

Publication number: SU1118637A1
Application number: SU813330512A
Authority: SU
Inventors: Давид Михайлович Горловский; Борис Петрович Мельников; Владимир Иванович Кучерявый; Владимир Васильевич Лебедев; Капитолина Николаевна Синева; Яков Семенович Теплицкий; Борис Иванович Пихтовников; Антонин Петрович Померанцев; Юрий Андреевич Сергеев; Сергей Михайлович Симонов; Леонид Гершкович Лобанов
Original assignee: Предприятие П/Я Г-4302
Priority date: 1981-08-14
Filing date: 1981-08-14
Publication date: 1984-10-15

Abstract

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

Description

00 О) 00

Изобретение относитс к усовер .шенствованному способу получени , мочевины из аммиака и двуокиси углерода .

Известен способ получени мочевины с полным жидкостным рециклом неконвертированных NHj и СО.. Сущность его состоит в тем, что синтез мочеэины из.Ш и COj осуществл ют при высокой температуре (160-23б С и 1авлении (160-400 кгс/см), а также фи значительном избытке аммиака мол рное соотношение NH. : СО составл ет 3,6-6,0); плав синтеза мочевины подвергают дистилл ции в нес- . колько ступеней при последовательно снижакщемс давлении; газы дистилл ции конденсируют в присутствии водного абсорбента с образованием рециркулируемого раствора углеаммонийных солей (УАС) d 3.

Основным недостатком способа с жидкостным рециклом вл етс высокий расход энергетических средств, необходимых дл ступенчатой дистилл ции и последующего компремировани рециркулируемых газов.

Известен стриппинг-процесс получени мочевины. Этот способ характеризуетс следующими особенност ми: дистилл цию первой ступени провод т в токе COg при давлении 130-140 кгс/с с утилизацией теплоты конденсации газов дистилл ции; давление в зоне синтеза поддерживают на таком же уровне, как и при дистилл ции первой ступени 2.

Недостаток стриппинг-процесса состоит в том, что в зоне синтеза нельз поддерживать оптимальные параметры , что снижает удельную производительность реактора синтеза и обусловливает возрастание его габаритов, металлоемкости и сложности изготовлени .

В другой известной модификации способа с жидкостным рециклом предусмотрены осуществление дистилл ции I ступени при давлении 60-120 кгс/см и подача 25-50% свежей СО в зону конденсации газов дистилл ции при том же давлении с утилизацией тепла. От рассмотренного вьнве стриппинг-процесса этот способ выгодно отличаетс возможност ми эффективного осуществлени процесса синтеза СЗ.

Однако этот способ уступает стриппинг-процессу по эффективности дистилл ции и имеет определенные ограничени по уровню температуры, при которой утилизируетс теплота конденсации газов дистилл ции,и по количеству этой теплоты.

Известен также способ получени мочевины, включающий ее синтез из аммиака и двуокиси углерода, выделение из плава синтеза непрореагировавших NHj и С02 с последующей их абсорцией-конденсацией , по крайней мере, на двух ступен х давлени причем давление на первой ступени составл е 60-120 кгс/см), введение части свежей С02 в узел выделени и абсорбции-конденсации NHj и СО первой ступени. Согласно этому способу пере дистилл цией из плава синтеза выдел ют избыточный аммиак сепарацией плава при давлении ,60-120 кгс/см,

дистилл цию первой ступени провод т в токе СО- , газы дистилл ции первой ступени конденсируют в двух зонах при избытке COj в газовой фазе в первой из этих зон, отсепарированный избыточный NH подают во вторую зону конденсации, а раствор углеаммонййных солей перед рециркул цией смешивак1т с жидким аммиаком 3.

В отличие от других перечисленных Bbmie этот способ обеспечивает существенное снижение энергозатрат. Однако ему также свойственен принципиальный недостаток, заключаиицийс в ограниченности степени отгонки неконвертированных NHj и COj на первой ступени дистилл ции. Поскольку теплоту конденсации-абсорбции газов дистилл ции на ступен х среднего давлени (пор дка 12 кгс/см) и низкого давлени (близкого к атмосферному): практически невозможно утилизировать, на этих ступен х, наоборот, приходитс дополнительно потребл ть энергию в виде оборотной охлаждающей воды.

Наиболее близким, по технической сущности и достигаемому эффекту вл етс способ получени мочевины, включающий ее синтез из аммиака и двуокиси углерода при 180-230°С и давлении 150-220 кгс/см, выделение из плава синтеза непрореагировавших NHg и СО2 с последующей их абсорбцией-конденсацией и рециркул цией в зону синтеза образующегос раствора углеаммонийных солей, причем газы, отделенные из плава.синтеза, при давлении 135 кгс/см контактируют в эжекторе с рабочим (энергонесущим ) потоком газообразной СО или жидкого NHj, сжатьм до давлени не ниже давлени синтеза 5 . Этот способ обеспечивает существенное снижение энергозатрат. Однако при контактировании потоков почти полностью отсутствуют конденсаци и растворение NH, и СО из газовой фазы узла вьщелени в рабочем потоке (соответственно в газообразной COj или жидком NHj), что ведет к значительным затратам энергии на адиабатическое сжатие неконденсирующейс части газового потока. Это обсто тельство требует обеспечени .давлени энергонесущего (рабочего), потока на сотни атмосфер выше давлени синтеза Цель изобретени - снижение энергозатрат на всех последующих стади х способа путем .увеличени отгонки непрореагировавших NHj и СО из плава синтеза мочевины на ступени. высокого давлени . Поставленна цель достигаетс тем, что согласно способу получени мочевины, включающему ее синтез из аммиака и двуокиси углерода при 180-230°С и давлении 150-220КГС/СМ2 выделение из плава синтеза непрореагировавших NH- и СО с последующей их абсорбцией-конденсацией и рециркул цией в узел синтеза образующегос раствора углеаммонийных солей, приче газы, отделенные из плава синтеза, рециркулируют в процесс после контактировани с потоком веществ, предназ наченных к введению в узел синтеза, выделение из плава синтеза непрореагировавших NHj и СО2 провод т при давлении 100-220 кгс/см а выделен ные при этом газы направл ют на кон тактирование с потоком раствора угл аммонийных солей, имеющим давление 170-300 кгс/смЧ В предлагаемом способе (как и в способе-прототипе) предусмотрена сепараци плава и рециркул ци полу ченных газов в зону синтеза с помощ эжектора. Основное отличие предлагаемого способа состоит в том, что в качест рабочей среды эжектора примен ют раствор углеаммонийных солей (УАС), тогда как в способе-прототипе дл этой цели используют газообразную С02 либо жидкий . В используемых на практике способ получени мочевины необходимо поддерживать определенные соотношени между реагентами. Вследствие этого ресурсы упом нутых потоков: раствора УАС, газообразной СО и жидкого NH.довольно строго регламентированы. В частности, количество рециркулируемого раствора УАС примерно в 3 раза больше, чем количества СО и NH., подаваемых в реактор синтеза мочевины . Из теории струйных аппаратов, известно, что эффективность работы эжекторов пропорциональна массовому расходу рабочей среды С63. В этой св зи использование в качестве рабочего потока, раствора УАС дает несомненное преимущество перед использованием газообразной COj йли жидкого NHj.Кроме того, при использовании раствора УАС в примененном эжекторе эффективность последнего дополнительно возрастает за счет высокой абсорбционной способности раствора по отношению к отсепарированным газам. Значительна часть этих газов при контактировании с раствором УАС конденсируетс и раствор етс и, в результате , исключаютс затраты работы на их адиабатическое сжатие. Газооб- . разна СО, и жидкий NHj такой способностью не обладают.В способе-прототипе в качестве основного варианта рабочей среды эжектора следует рассматривать NH как наиболее экономичный вариант выполнени известного способа. Это св зано с тем, что при одном и том же массовом расходе энергозатраты на сжатие газообразной СО. существенно вьше, чем на сжатие жидкого NH. В св зи с этим, а также учитьгеа , что насто щий способ предусматривает использование в эжекторе (в качестве рабочего потока) жидкостной среды, вариант применени в эжекторе газообразной COj далее не рассматриваетс . В описании способа-прототипа (в том числе и в примерах) не указано давление рабочего потока перед эжек-. тором. Выполненный по известной методике Сг расчет показал, что дл осуществлени способа-прототипа газообразную СО2 пришлось бы сжимать до 800 кгс/см, а жидкий NH - примерно до 5000 кгс/см. Из-за таких параметров применение способа-прототипа, безусловно, нельз считать целесообразным . $11 При сопоставлении эффективности использовани двух сравниваемых способов в конкретных услови х процесса синтеза мочевины установлено, что при давлении рабочей среды (раствора УАС) в предлагаемом способе 170кгс/см эжектор рециркулирует из сепаратора в зону синтеза 8923 кг/ч парогазовой смеси. Если же в качестве активного потока использовать как в прототипе жидкий NHj, то при идентичных энерго затратах на сжатие рабочей среды количество инжектируемого потока составл ет всего 6745 кгс/ч. При этом жидкий NHj необходимо сжать до давлени 570 кгс/см. Дл этого необходимо специальное оборудование Если же давление жидкого NH, подаваемого в качестве рабочей среды в эжектор, прин ть равным 170 кгс/см то эжектор фактически не будет работать (инжектируемый поток составит всего 22,3 кг/ч). Таким образом, преимущества использовани раствора УАС в качестве рабочей среды эжектора по сравнению с потоком жидкого Шз очевидны. Прин тые интервалы давлений в зоне дополнительной сепарации (100-220 кгс/см) и дл потока УАС (170-300 кгс/см) обусловлены следующими соображени ми. При давлении сепарации ниже ЮОкгс/см становитс - затруднительным введение значи-тельной части выделенного газового потока в узел синтеза без дополнительных энергозатрат. Давление вьщ1е 220 кгс/см в узле дополнительной сепарации обеспечить невозможно, так как технологический процесс в узле синтеза проводитс при давлении не выще 220 кгс/см.. При давлении потока УАС ниже 170 кгс/см становитс невозможным введение УАС и газовой фазы из сепаратора в колонну синтеза. Давление того же потока вьше 300 кгс/см создавать не рационально, так как это потребует значительных дополнительны энергозатрат. На чертеже изображена схема реализации предлагаемого способа. Пример 1. Согласно чертежу в колонну 1 синтеза мочевины, в кото рой поддерживают температуру 195С и давление 220 кгс/см, подают (все количества в кг/ч) 35417 жидкого аммиака (поток 2) с температурой и давлением 220 кгс/см , поток 3 - 34000 газообразной СО и 355 инертов с температурой и давлением 220 кгс/см и поток 4 - 128478 рециркулируемого раствора (66683 аммиака, 41700 двуокиси углерода, в том числе 11833 свежей двуокиси углерода, 19900 воды и 195 инертов). Плав 5 синтеза, отводимый из колонны 1 (62500 мочевины, 66683 аммиака, 29867 двуокиси углерода, 38650 воды и 550 инертов), дросселируют до100кгс/см и подают в сепаратор 6. Из аппарата 6, где поддерживают температуру , вывод т жидкую фазу 7 (62500 мочевины, 57948 аммиака, 28752 двуокиси углерода , 36720 воды и 300 инертов) и газы. Часть газов (поток 8) в количестве 1920 аммиака, 245 двуокиси углерода, 425 водыи 55 инертов направл ют в узел 9 абсорбции-конденсации . Другую часть газов - поток 10 (6815 аммиака, 870 двуокиси углерода, 1505 воды и 195 инертов) - ввод т на контактирование с потоком 11119093 рециркулируемого раствора УАС (59868 аммиака, 40830 двуокиси углерода и 18395. воды) с температурой 130°С и давлением 300 кгс/см в эжекторе .12. Смешанный поток 4 после эжектора 12 подают в колонну 1 синтеза . Жидкую фазу 7 дросселируют и направл ют в узел 13 вьщелени непрореагировавших NH , и СО, где процесс ведут последовательно на трех ступен х давлени -70, 12 и 3,5 кгс/см и соответственно при температурах 160, 155 и 125°С. Из узла 13 вывод т раствор 14 (62500 мочевины, 1800 аммиака, 1100 вуокиси, углерода и 27300 РОДЫ) с соответствующей температурой и давлением , а также газы 15 (56148 аммиака , 27652 двуокиси углерода, 9420 воды и 300 инертов). Газы 15 направл ют в узел 9 абсорбции-конденсации, куда ввод т также поток 8 газов (состав указан ранее) из сепаратора 6, поток 16-11833 свежей двуокиси углерода и поток 17 раствора углеамонийных солей низкого давлени (1800 аммиака, 1100 двуокиси углеода и 8550 воды). Из узла 9 абсорбии-конденсации вывод т в эжектор 12 оток 11 углеаммонийных солей (сосав указан ранее) и поток 18 (355 нертов). Поток 14 направл ют в узел 19 концентрировани раствора, где роцесс провод т в две ступени со ледующими параметрами: перва ступень - температура 130С, давление 0,35 кгс/см и втора ступень температура lAOc и давление 0,04 кгс/см. В узле 19 получают поток 20 расплава мочевины (62500 мочевины, 100 аммиака, 50 двуокиси углерода и 2100 воды) с температурой и давлением 0,04 кгс/см, который затем направл ют на гранул цию. При этом выдел ют пары 21 (25200 воды, 1700 аммиака и 1050 двуокиси углерода), которые направл ют на абсорбцию-конденсацию, а затем возвращают в процесс. Параметры, состав потоков по примерам 2, 3, 4 приведены в таблице .

11 . 1118 Таким образом, в предлагаемом способе за счет осуществлени дополнительной сепарации плава синтеза (без подогрева либо с подогревом) при давлении 100-220 кгс/см и передачи выделенных газов в узел синтеза и первую ступень дистилл ции в 1,051 ,15 раза по сравнению с прототипом снижаетс количество газов дистилл ции на последующих ступен х давлени , соответственно уменьшаютс габариты и металлоемкость аппаратуры этих ступеней, а также соответственн уменьшаетс расход оборотной воды на конденсацию этихгазов. За счет дополнительной подачи газов, выделенньк сепарацией под давлением 100-220 кгс/см, на контактирование с потоком УАС, подаваемым в колонну синтеза, возрастает количество ути ,12

лизируемого в этом узле тепла. Это позвол ет снизить расход пара в технологическом процессе в целом.

Вследствие дополнительного по сравнению с прототипом, снижени количества газов дистилл ции на ступен х высокого, среднего и низкого давлени уменьшаетс потребление воды дл их абсорбции, что служит предпосылкой уменьшени рецикла воды в зону синтеза, повьшени степени конверсии сырь и дополнительной экономии энергетических средств на стади х вь1делени и рекуперации непрореагировавщих NHj и СО.

Предлагаемый способ позвол ет снизить удельный (в расчете на 1 т.товарной мочевины) расход пара примерн на 0,03-0,06 т и расход охлаждающей воды на 2-4 м.

Claims

СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ МОЧЕВИНЫ, включающий ее синтез из аммиака и двуокиси углерода при 180г230°С и давлении 150-220 кгс/см², выделение из плава синтеза непрореагировавших NH₃ и СО2 с последующей их абсорбцией-конденсацией и рециркуляцией в узел синтеза образующегося раствора углеаммонийных солей, причем газы, отделенные из плава синтеза, рециркулируют в процесс после контактирования· с потоком веществ, предназначенных к введению в узел синтеза, отличающийся тем, что, с целью снижения энергетических затрат, выделение из плава синтеза непрореагировавших NH₃ и С0₂ проводят при давлении 100-220 кгс/см², а выделенные при этом газы направляют на контактирование с потоком раствора углеаммонийных солей, имеющим ^давление 170-300 кгс/см².

1 1118637