Спосіб одержання карбаміду

Способ получения карбамида взаимодействием аммиака и диоксида углерода в двух зонах синтеза, в первую из которых подают потоки свежих аммиака и диоксида углерода, а во вторую потоки свежих и рециркулируемых реагентов, с образованием потоков плава синтеза карбамида, содержащего карбамид, воду, карбамат аммония, аммиак и диоксид углерода, разложением карба C2 (54) СПОСІБ ОДЕРЖАННЯ КАРБАМІДУ 41349 несколько повысить средневзвешенную степень конверсии исходных реагентов в карбамид и за счет этого сократить энергетические затраты на разложение карбамата аммония и испарение аммиака, диоксида углерода и воды. Однако эти затраты остаются достаточно высокими. Так, для условий примера из описания известного способа [2], при мольных соотношениях между аммиаком, диоксидом углерода и водой, равных 5,6:1:0 в первой зоне синтеза и 4:1:1,23 во второй зоне синтеза, температуре и давлении в обеих зонах синтеза соответственно 185°С и 24,5 МПа, степени конверсии диоксида углерода в карбамид в первой и второй зонах синтеза соответственно 75 и 50%, средневзвешенная степень конверсии диоксида углерода в карбамид составляет 63,5%, а затраты теплоты на разложение карбамата аммония и испарение аммиака, диоксида углерода и воды 0,99 Гкал/т карбамида. Для снижения энергетических затрат в процессе получения карбамида с использованием двух зон синтеза предложен способ получения карбамида взаимодействием аммиака и диоксида углерода в двух зонах синтеза, в первую из которых подают потоки свежих аммиака и диоксида углерода, а во вторую - потоки свежих и рециркулируемых реагентов, с образованием потоков плава синтеза карбамида, содержащего карбамид, воду, карбамат аммония, аммиак и диоксид углерода, разложением карбамата аммония в потоках плава синтеза карбамида при подводе тепла на нескольких ступенях при понижении давления с образованием концентрированного карбамида и газовых потоков, абсорбцией газовых потоков водными абсорбентами с образованием водного раствора УАС, рециркуляцией водного раствора УАС во вторую зону синтеза, отличающийся тем, что взаимодействие во второй зоне синтеза осуществляют при давлении, более низком, чем давление в первой зоне синтеза, из каждой зоны синтеза выводят раздельно жидкие и газовые потоки, давление жидкого потока из первой зоны синтеза снижают до величины, равной давлению во второй зоне синтеза, при этом давлении отделяют из этого потока газовый поток и направляют его на абсорбцию водным абсорбентом, а оставшийся жидкий поток смешивают с жидким потоком из второй зоны синтеза и подвергают обработке в отпарной зоне в потоке свежего диоксида углерода при подводе тепла и при давлении, равном давлению во второй зоне синтеза, с разложением части карбамата аммония и отделением образовавшегося газового потока, его смешением с раствором углеаммонийных солей и свежим аммиаком и подачей смеси во вторую зону синтеза. Техническим результатом предложенного способа является уменьшение общего количества неконвертированных реагентов, которое приходится отделять из плава синтеза карбамида, что, в свою очередь, приводит к снижению энергозатрат на их отделение. Отделение газов из жидкого потока, выходящего из первой зоны синтеза, при давлении, равном давлению во второй зоне синтеза, можно в рамках предложенного способа осуществлять путем адиабатической сепарации, путем обработки указанного потока газовым потоком из второй зо ны синтеза или газовым потоком из отпарной зоны. Из уровня техники известны способы получения карбамида взаимодействием аммиака и диоксида углерода в зоне синтеза, в которую подают потоки свежего аммиака и рециркулируемых реагентов, с образованием потока плава синтеза карбамида, содержащего карбамид, воду, карбамат аммония, аммиак и диоксид углерода, разложением карбамата аммония в потоке плава синтеза карбамида при подводе тепла на нескольких ступенях при понижении давления с образованием концентрированного карбамида и газовых потоков, абсорбцией газовых потоков водными абсорбентами с образованием водного раствора УАС, рециркуляцией водного раствора УАС в зону синтеза, причем из зоны синтеза выводят раздельно жидкий и газовый потоки, газовый поток направляют на абсорбцию водным абсорбентом, а жидкий поток подвергают обработке в отпарной зоне в потоке свежего диоксида углерода при подводе тепла и при давлении, равном давлению в зоне синтеза, с разложением части карбамата аммония и отделением образовавшегося газового потока, его смешением с раствором УАС и свежим аммиаком и подачей смеси в зону синтеза [3, 4]. Из известности этих способов, однако, не вытекает возможность повышения степени конверсии исходных ве ществ в системе, включающей две зоны синтеза карбамида, одна из которых работает в условиях, аналогичных способам [3, 4], путем установления различных давлений в этих зонах и предварительной обработки плава из первой зоны под давлением, равным давлению во второй зоне. Сущность изобретения иллюстрируется приведенными ниже примерами со ссылками на прилагаемые чертежи, из которых на фиг. 1 изображена технологическая схема процесса по предложенному способу с адиабатической сепарацией жидкого потока из первой зоны синтеза, на фиг. 2 схема процесса с обработкой указанного потока газами из второй зоны синтеза, на фиг. 3 - схема процесса с обработкой указанного потока газами из отпарной зоны. Во всех примерах приняты следующие обозначения: А - аммиак, ДУ - диоксид углерода, К - карбамид, В - вода, КА - карбамат аммония, И - инерты. Количества реагентов даны в кг/ч. Пример 1. В соответствии с фиг. 1 в реактор 1, работающий при давлении 19 МПа и температуре 200°С, подают поток 2 жидкого А (22602) и поток 3, содержащий ДУ 13000 и И 500. Из реактора 1 потоком 4 отводят газовую фаз у (А 3000, И 500), которую направляют в конденсатор 5. Поток 6 раствора из реактора 1 (К 13827, ДУ 2860, А 11767, В 4149) подают в сепаратор 7, работающий при давлении 14 МПа. За счет адиабатического расширения в сепараторе происходит разделение жидкой и газовой фаз. Поток 8 газовой фазы (А 670, ДУ 150, В 10) направляют в скруббер 9, где ее смешивают с потоком 10 газовой фазы (А 6327, ДУ 5159, В 362, И 1500) и подвергают абсорбции 2 41349 конденсации. Раствор из сепаратора 7 потоком 11 (А 11097, ДУ 2710, К 13827, В 4139) подают в стриппер 12 для разложения КА и отгонки А и ДУ. В стриппер 12 подают также жидкий поток 13 (А 38879, ДУ 25187, К 43940, В 26660). В стриппере происходит выделение А и ДУ из растворов за счет тепла, подводимого паром (давление 2 МПа). Для интенсификации процесса в нижнюю часть стриппера подают поток 14 газообразного ДУ (ДУ 29363, И 1000). Подача ДУ позволяет снизить парциальное давление А в газовой фазе и значительно увеличить степени разложения КА и отгона А и ДУ. Поток 15 газовой фазы из стриппера (А 37870, ДУ 45369, В 36, И 1000) направляют в конденсатор 5, где происходит ее конденсация вместе с потоком 4 и потоком 16 (А 29236, ДУ 17200, В 13804). Теплота образования КА и конденсации А, выделяющаяся в процессе, расходуется на образование пара (давление 0,35 МПа), используемого для выделения неконвертированных реагентов и воды на стадиях дистилляции и выпаривания раствора К. Поток 17 газожидкостной смеси (А 70106, ДУ 62569, В 13840, И 1500), полученный в конденсаторе 5, поступает в реактор 18, где протекает реакция образования К при давлении 14 МПа. Поток жидкости 19 (А 12106, ДУ 11891, К 57767, В 30763) поступает из стриппера 12 на стадию дистилляции низкого давления в колонне 20, осуществляемую при давлении 0,25 МПа. Поток раствора 21 (А 1101, ДУ 437, К 57767, В 28075) из колонны 20 направляют на стадию вакуум-концентрирования. Газовый поток 22 (А 11005, ДУ 11454, В 2688) из колонны 20 поступает в конденсатор-абсорбер 23 на абсорбцию слабым раствором УАС. Раствор К из колонны 20 концентрируют в выпарных аппаратах 24, полученный расплав (К 57767, В 173) потоком 25 направляют на грануляцию (на схеме не показана), где получают готовый продукт (57940). Вакуум на стадии концентрирования раствора К создают системой паровых эжекторов 26. Соковый пар конденсируется в системе конденсаторов 27, 28, охлаждаемых оборотной водой. В конденсатор 28 поступают также сдувки из конденсатораабсорбера 23 - поток 29 (А 5, В 1). Из конденсаторов 27, 28 поток 30 (А 1101, ДУ 437, В 42110) подают в сборник 31, откуда насосом 32 часть раствора потоком 33 (А 156, ДУ 62, В 5972) подают на орошение абсорбера 34, в нижнюю часть которого потоком 35 (А 1225, ДУ 210, В 36, И 1500) поступает газовая фаза из скруббера 9. Поток 36 (И 1500) из абсорбера 34 сбрасывают в атмосферу. Полученный в абсорбере 34 раствор УАС потоком 37 (А 1381, ДУ 272, В 6008) поступает в конденсатор-абсорбер 23. Часть конденсата сокового пара из сборника 31 потоком 38 (А 945, ДУ 375, В 36138) направляют на стадию очистки сточных вод (не показана), где из раствора десорбируют А и ДУ и потоком 39 (А 962, ДУ 375, В 4773) возвращают в конденсатор-абсорбер 23. Полученный в конденсаторе-абсорбере 23 раствор УАС потоком 40 (А 13343, ДУ 12101, В 13168) насосом 41 подают в скруббер 9, где используют для абсорбции газов из сепаратора 7 и реактора 18. Поток 42 (A 19115, ДУ 17200, В 13804) раствора УАС из скруббера 9 эжектором 43 подают в конденсатор 5. Рабочим потоком в эжекторе служит жидкий поток 44 (А 10121). Показатели процесса по данному и последующим примерам приведены в таблице. Пример 2. В соответствии с фиг. 2 в реактор 1, работающий при давлении 19 МПа и температуре 200°С, подают поток 2 жидкого А (22602) и поток 3, содержащий ДУ 13000 и И 500. Из реактора 1 потоком 4 отводят газовую фаз у (А 3000, И 500), которую направляют в конденсатор 5. Поток 6 раствора из реактора 1 (К 13827, ДУ 2860, А 11767, В 4149) подают в сепаратор 7, работающий при давлении 14 МПа. В этот же сепаратор поступает поток 8 (А 6327, ДУ 5159, В 362, И 1500) газов из реактора 9. За счет дросселирования раствора и теплоты газов из реактора 9 в сепараторе происходит частичное разложение КА и отгон А и ДУ. Поток 10 газовой фазы из сепаратора 7 (А 7400, ДУ 5400, В 368, И 1500) направляют в скруббер 11. Раствор из сепаратора 7 потоком 12 (А 10194, ДУ 2619, К 13827, В 4143) подают в стриппер 13 для разложения КА и отгонки А и ДУ. В стриппер 12 подают также жидкий поток 14 (А 38688, ДУ 24874, К 44367, В 25539) из реактора 9, работающего при давлении 14 МПа и температуре 185°С. В стриппере происходит разложение основного количества КА из потоков 12 и 14 и выделение А и ДУ из растворов за счет тепла, подводимого паром (давление 2 МПа). Для интенсификации процесса в нижнюю часть стриппера подают поток 15 газообразного ДУ (ДУ 29676, И 1000) с температурой 120°С. Поток 16 газовой фазы из стриппера (А 37870, ДУ 45369, В 36, И 1000) направляют в конденсатор 5, где происходит ее конденсация вместе с потоком 4 и потоком 17 (А 10374). Теплота образования КА и конденсации А, выделяющаяся в процессе, расходуется на образование пара (давление 0,35 МПа), используемого для выделения неконвертированных реагентов и воды на стадиях дистилляции и выпаривания раствора К. Поток 18 газожидкостной смеси (А 70106, ДУ 62569, В 12591, И 1500), полученный в конденсаторе 5, поступает в реактор 9. Поток жидкости 19 (А 11462, ДУ 11800, К 58194, В 29646) поступает из стриппера 13 на стадию дистилляции низкого давления в колонне 20, осуществляемую при давлении 0,25 МПа. Поток раствора 21 (А 1113, ДУ 445, К 58194, В 28276) из колонны 20 направляют на стадию вакуум-концентрирования. Газовый поток 22 (А 10349, ДУ 11355, В 1370) из колонны 20 поступает в конденсатор-абсорбер 23 на абсорбцию слабым раствором УАС. Раствор К из колонны 20 концентрируют в выпарных аппаратах 24, полученный расплав (К 58194, В 175) потоком 25 направляют на грануляцию (на схеме не показана), где получают товарный продукт (58369). Вакуум на стадии выпаривания раствора карбамида создают системой паровых эжекторов 26. Соковый пар из аппаратов 24 конденсируется в системе конденсаторов 27, 28, охлаждаемых оборотной водой. В конденсатор 28 поступают также сдувки из конденсатора-абсорбера 23 - поток 29 (А 5, В 1). Из конденсаторов 27, 28 поток 30 (А 1118, ДУ 445, В 42190) подают в сборник 31, от 3 41349 куда насосом 32 часть раствора потоком 33 (А 156, ДУ 62, В 5907) подают на орошение абсорбера 34, в нижнюю часть которого потоком 35 (А 1225, ДУ 210, В 36, И 1500) поступает газовая фаза из скруббера 11. Поток 36 (И 1500) из абсорбера 34 сбрасывают в атмосферу. Полученный в абсорбере 34 раствор УАС потоком 37 (А 1381, ДУ 272, В 5943) поступает в конденсатор-абсорбер 23. Часть конденсата сокового пара из сборника 31 потоком 38 (А 962, ДУ 383, В 36283) направляют на стадию очистки сточных вод (не показана), где из раствора десорбируют А и ДУ и потоком 39 (А 962, ДУ 383, В 4911) возвращают в конденсатор-абсорбер 23. Полученный в конденсаторе-абсорбере 23 раствор УАС потоком 40 (А 12687, ДУ 12010, В 12223) насосом 41 подают в скруббер 11, где используют для абсорбции газов из сепаратора 7. Поток 42 (А 18862, ДУ 17200, В 12555) раствора УАС из скруббера 11 эжектором 43 подают в конденсатор 5. Рабочим потоком в эжекторе служит жидкий поток 44 (А 10121). Пример 3. В соответствии с фиг. 3 в реактор 1, работающий при давлении 19 МПа и температуре 200°С, подают поток 2 жидкого А (22602) с температурой 25°С и поток 3, содержащий ДУ 13000 и И 500, с температурой 125°С. Из реактора 1 потоком 4 отводят газовую фазу (А 3000, И 500), которую направляют в конденсатор 5. Поток 6 раствора из реактора 1 (К 13827, ДУ 2860, А 11767, В 4149) подают в сепаратор 7, работающий при давлении 14 МПа. За счет дросселирования раствора и теплоты вводимых в сепаратор газов дистилляции в сепараторе происходит частичное разложение КА и отгон А и ДУ. Раствор из сепаратора 7 потоком 8 (А 10077, ДУ 2313, К 13827, В 4143) подают в стриппер 9 для разложения КА и отгонки А и ДУ. Поток 10 газовой фазы из сепаратора 7 (А 38943, ДУ 45610, В 36, И 1000) направляют в конденсатор 5, в котором происходит конденсация А и образование КА с выделением значительного количества тепла. Теплота, выделяющаяся в процессе, расходуется на образование пара (давление 0,4 МПа), используемого для выделения неконвертированных реагентов и воды на стадиях дистилляции и выпаривания раствора К. Поток 11 газожидкостной смеси (А 70106, ДУ 62569, В 12585, И 1500), полученный в конденсаторе 5, поступает в реактор 12, где происходит реакция образования К при давлении 14 МПа. Газовый поток 13 (А 6327, ДУ 5159, В 362, И 1500) из реактора 12 с температурой 184°С поступает в скруббер 14. Жидкий поток 15 (A 38638, ДУ 24874, К 44317, В 25533) из реактора 12 поступает в стриппер 9, где происходит разложение основного количества КА из потоков 8 и 15 и выделение А и ДУ из растворов за счет тепла, подводимого паром (давление 2 МПа). Для интенсификации про цесса в нижнюю часть стриппера подают поток 16 газообразного ДУ (ДУ 29676, И 1000). Поток 17 газовой фазы из стриппера (А 57253, ДУ 45063, В 30) направляют в сепаратор 7. Поток жидкости 18 (А 11462, ДУ 11800, К 58194, В 29646) с температурой 170°С поступает из стриппера на стадию дистилляции низкого давления в колонне 19, осуществляемую при давлении 0,35 МПа. Поток раствора 20 (А 1113, ДУ 443, К 58194, В 28276) из колонны 19 направляют на стадию вакуум-концентрирования 21. Газовый поток 22 (А 10349, ДУ 11355, В 1370) из колонны 19 поступает в конденсатор-абсорбер 23 на абсорбцию слабым раствором УАС. Раствор К из колонны 19 концентрируют в выпарных аппаратах 21, полученный расплав (К 58194, В 175) потоком 24 направляют на грануляцию (на схеме не показана), где получают готовый продукт (58369). Вакуум на стадии выпаривания раствора карбамида создают системой паровых эжекторов 25. Соковый пар из аппаратов 21 конденсируется в системе конденсаторов 26, 27, охлаждаемых оборотной водой. В конденсатор 26 поступают также сдувки из конденсатора-абсорбера 23 - поток 29 (А 5, В 1). Из конденсаторов 26, 27 поток 30 (A 1118, ДУ 445, В 42190) подают в сборник 31, откуда насосом 32 часть раствора потоком 33 (А 156, ДУ 62, В 5907) подают на орошение абсорбера 34, в нижнюю часть которого потоком 35 (А 1215, ДУ 210, В 36, И 1500) поступает газовая фаза из скруббера 14. Поток 36 (И 1500) из абсорбера 34 сбрасывают в атмосферу. Полученный в абсорбере 34 раствор УАС потоком 37 (А 1381, ДУ 272, В 5943) поступает в конденсатор-абсорбер 23. Часть конденсата сокового пара из сборника 31 потоком 38 (А 962, ДУ 383, В 36283) направляют на стадию очистки сточных вод (не показана), где из раствора десорбируют А и ДУ и потоком 39 (А 962, ДУ 383, В 4911) возвращают в конденсатор-абсорбер 23. Полученный в конденсаторе-абсорбере 23 раствор УАС потоком 41 (А 12697, ДУ 12010, В 12223) насосом 40 подают в скруббер 14, где при давлении 14 МПа и температуре 160°С происходит десорбция-конденсация газов из реактора 12. Поток 42 (А 17789, ДУ 16959, В 12549) раствора УАС из скруббера 14 эжектором 43 подают в конденсатор 5. Рабочим потоком в эжекторе служит жидкий поток 44 (А 10374). Источники информации 1. Горловский Д.М., Альтшулер Л.Н., Кучерявый В.И. Технология карбамида. - Л.: Химия, 1981. - С. 151-189. 2. Патент США 3091637, кл. 260-555, опубл. 1963. 3. Патент СССР 651692, кл. С07С126/02, опубл. 1979. 4. Патент СССР 1436009, кл. С07С126/02, опубл. 1989. 4 41349 Таблица Показатели процесса получения карбамида Показатель Мольное соотношение А:ДУ:В на входе - в первую зону синтеза - во вторую зону синтеза Степень конверсии ДУ в К, % - в первой зоне синтеза - во второй зоне синтеза - средневзвешенная Количество веществ, о тгоняемых на стадиях дистилляции и выпаривания, т/т карбамида - КА -А -В Затраты пара на обработку плава карбамида, Гкал/т карбамида Пример 1 Пример 2 Пример 3 4,5:1:0 2,9:1:0,54 4,5:1:0 2,9:1:0,49 4,5:1:0 2,9:1:0,49 78,0 51,5 56,1 78,0 52,0 56,5 78,0 52,0 56,5 0,861 0,502 0,530 0,837 0,483 0,510 0,818 0,476 0,510 0,670 0,656 0,645 Фиг. 1 5 41349 Фиг. 2 Фиг. 3 6 41349 __________________________________________________________ ДП "Український інститут промислової власності" (Укрпатент) Україна, 01133, Київ-133, бульв. Лесі Українки, 26 (044) 295-81-42, 295-61-97 __________________________________________________________ Підписано до друку ________ 2001 р. Формат 60х84 1/8. Обсяг ______ обл.-вид. арк. Тираж 50 прим. Зам._______ ____________________________________________________________ УкрІНТЕІ, 03680, Київ-39 МСП, вул. Горького, 180. (044) 268-25-22 ___________________________________________________________ 7