Способ получения мочевины Советский патент 1986 года по МПК C07C126/02 

1

Изобретение относится к усовершенствованному способу получения мочевины, которую используют в производстве.

Цель изобретения - повышение выхода целевого продукта и уменьшение потерь rfapa высокого давления.

На .фиг. 1 представлена схема предлагаемого способа; на фиг. 2 - то же, с изменением разделения пространства для синтеза на две наложенные зоны синтеза; на фиг. 3 - добавление инжекции аммония в первую стадию десорбирова1шя; на фкг. 4 - то же, вариант выполнения.

Мочевину синтезируют в вертикальном Цилиндрическом реакторе, снабженном гфосеивакяц;1М1 -тарелками для того, чтобы поддерживать гомогенный осевой поток, избегая таким образом обратного смешивания реак- щюнной жидкости.

Промежуточный жидкий продукт про- .текает под воздействием сгшы тяжести яерез трубопровод 1 в теплообменник, СОСТОЯ1ЦИЙ из вертикального пучка труб, с входным патрубком, расположенным в дннЕ(е теплообменника нагреваемого паром 2, где остаточный кар- бамат почти полностью разлагается; дазы разложения и часть избытка NH протекает обратно в реактор через трубопровод 3. Раствор 4 вытекает из газо-жвдкостной сепарашшлной емкости 5, соединенной с верхней часть теплообменника, проходит во второй теплообменник., десорбционпую секцию типа паданндо.го тонкого слоя,, нагреваемый паром 6, в .этом втором тепло обменнике 75% потребляемого С0„, предварительно нагретого, удаляет почти весь остаточный NH, .и раствор, вытекаю1ций из нижней частя, проходит через трубопровод 7 для далышклп-1х стадий процесса.

Газообразн1)1Й поток. 8, покидая верхнюю часть второй десорбциопиой секции, протекает в конденсатор вместе с газами 9, идущими на верхней части реактора, и с раствором .10, идущим от последующих ступеней процесса, тепло, получаемое при конденсации, обеспечивает ПРО.ИЗВОДСТЕО пара 11.

Остаточные газы продувают из кон- . денсатора через трубоп1)ОБод 12, в то время как раствор, подл ежащий ре1р1ркуляции в реакторе, покидает

1253 i2731

конденсатор под воздействием силы тяжести через трубопровод 13.

Идупу й на загрузку в реактор предварительно нагретый NH подают через трубопровод 14. Через трубопровод 15, отводимый от коллектора 16, оставшиеся 25% потребляемого количества СО подаются непосредственно в реактор без предварительного на

греза.

Первая десорбционная секдая может быть другим вариантом секции, типа Г адаю1чего тонкого слоя (пленки) (фиг. 3 и 4).

Устройство, реализующее предлагаемы способ, включает гдилиндричес- кий вертикаль№1й реактор, снабженный ус1 ройствами для входа через трубопровод 14 подаваемого потока, другим необязательным входным соплом, соединенным с трубопроводом 15 и расположенным в нижней части реактора, соплом жидкого продукта рециркуляции, соединенным с трубопроводом 13 в нижней части реактора, соплом газообразного продукта рециркуляции, установленным на реакторе и coeдинeнны:v с трубопроводом 3, продувочным соплом соединенным с трубопроводом 9 в верхней части реактора и сливкой трубой перетока, соединяющей верхнюю часть реактора с десорбцион- ной секцией. Кроме того, устройство включает первую десорб дионную секцию, состоящую из Теплообменника с вертикальным пучком труб, имегощую входной патрубок в шшаей части и соединенную с сеяараююнной емкос- .тью 17, где происходит отделение газообразной фазы от жидкой, вторую десорбционную секцию, состоящую из второго теплообменника, снабженную соплом для вхо/да десорЗирующего агента, соединенным с трубопроводом 18 в пшсней части устройства, десорбци- онаая секция пре,дпочтите1Ы{ее является теплообменником из пучка труб типа Ш1даюв его тонкого слоя, и ковден- сатор для газов, от второй де- сорбционной секции.

Когда синтез проводится в двух различпьк зонах, реактор должен подразделяться на две наложенные секции и снабжаться подходящим устройством для чередующегося или одновременного входа в эти две секции через ТРУ бопроводы 14 и/или 19 подаваемого потока, идущего от коллектора 20, другим входным соплом, присоединенным к трубопроводу 15 на днище верхней секции, соплом жидкого продукта рециркуляции, соединенным с трубопроводом 13 на днище верхней секции, соплом газообразного продукта рециркуляции, соединенные с трубопроводом 3 на днище верхней секции, продувочным соплом, соединенные с трубопроводом 9 в верхней части верхней секции, выг ходным соплом для продукта, соединенным с трубопроводом 1 в верхней части нижней секции, и сливной трубой перетока 21, которая непосредственно соединяет верхнюю часть верхней сек- ции с нижней частью нижней секции.

В устройство могут вводиться некоторые изменения. Тонкослойные теплообменники применяют kax в качестве конденсатора, так и в качестве первой десорбционной секции, а также его применяют с вертикальным пучком труб (с входом в нижней части) в качестве второй десорбционной секции кроме того, две секгщи реактора сое- тоят из двух отдельных реакторов при условии, что один наложен на другой. Применение реактора с двумя лежапщми одна на другой секциями позволяет избежать громоздких и тяжелых подпо- рок, необходимых для возвышения реактора относительно последующего оборудования для обработки вытекающего из синтеза потока.

Если.предусматривается инжекция аммония для первой десорбционной секции, эта секция должна иметь дополнительное сопло (фиг, 3 и 4) в 1шжней части, соединенное с трубопроводом 22.

Пример 1. Последующие данные относятся к установке, имеющей выходную производительность, равную 350 т в день мочевины. Мочевина синтезируется при давлении 200 кг/ей и при 190 С в вертикальном цилиндрическом реакторе (фиг, I), оборудованном сливной трубой перетока, пригодной для того, чтобы поддерживать гомогенным осевой поток, таким обра- зом устраняется обратное смешивание реак1Д онной жидкости, молярное отношение NHjiCOj в реакторе равняется 5 и молярное отношение 0,3, Общая производительность (полный вы- ход) составляет 75%. Промежуточный жидкий продукт под действием силы . тяжести вытекает через трубопровод 1

5 fO ts

20 25 зо

S

в теплообменник с вертикальным пучком труб, имеющий входной патрубок в нижней части и нагреваемьиЧ паром 2 до , где остаточный карбамат почти полностью разлагается. Газы разложения и часть избытка NH возвращаются на повторный цикл в реактор по трубопроводу 3, Раствор 4, вытекающий из газо-жидкостной сепараторной емкости 5, соединенной с верхней частью теплообменника, проходит во второй теплообменник, де- сорбционную секцию падающего тонкого слоя, нагреваемую паром 6, в этом втором теплообменнике 75% потребляемого количества СО,, нагретого предварительно 200, удаляют почти весь остаточньй NH.,, и раствор, вы- текакяций из нижней части, поступает по трубопроводу 7 для дальнейших стадий процесса. Во второй десорбционной секции температура в верхней части составляет 210 С и давление около 200 кг/см. Газообразный поток 8, покидающий верхнюю часть второй десорбционной секции, поступает в конденсатор вместе с газами 9, идущими из верхней части реактора, и с раствором 10, идущим от после- ,дующих ступеней процесса, тепло, вьщеляемое при конденсатщи, обеспечивает производство пара 11.

Остаточные газы, содержащие инертные вещества (например, азот), продуваются из конденсатора через трубопровод 12, а раствор, подлежащий повторному Щ1КЛУ в реакторе, под воздействием сил тяжести покидает конденсатор при через трубопровод 13.

Предварительно нагретый загружаемый NHj подается в реактор по трубопроводу 14. Через трубопровод 15, ответвленный от коллектора 16, оставшиеся 25% потребляемого СО направляются непосредственно в реактор без предварительного нагрева. В реактор загружают 7,878 кг аммония, нагретого предварительно до , через трубопровод 14, 22,093 кг раствора карбамата при 170 С через трубопро-, вод 5, имеющего следующим состав мае,%

46,31 43,28 10,41

11,607 кг пара при температуре 200 С через трубопровод 3, который имеет следующий состав, мас.%:

газь

78,69

16, Ik

4,64

0,43

2,570 кг COj, при 100°С через трубопровод 15. Раствор мочевины в количестве 43,609 кг при через трубопровод 4, выходит из реактора и имеет следующим состав, мас.%:

газы

42,98

8,00

16,29

32,69

0,04

Из первой десорбвдонной секирой вытекает через трубопровод б 32,035 кг ;раствора мочевины при 210°С, имен5- щего следующий состсШ, ,JC.%: .

ЗОДЮ

5,00

.20,50

44,50

Кроме раствора мочевины по вторую десорбциоьплук) секщио ггерез трубопровод 2 входит 7,888 кг СО., а через трубопрово/д 7 вытекаат 23,042 кг раствора мочевины при , имекице- го следующий состав, мас,%;

газы

48,79

49,10

1,78

0,33

Потребляеиое количество тепла подво- дится к десор.бционным секциям через трубопровод 10 5,700 кг и трубопровод 11 2,800 кг в виде насыяшнного пара при ечбсолютном давлении .20 кг/см (11,800 кг пара при абсо- лютном лазгпепии 6 кг/сы генерируется в коиделсаторе карбама та) .

Расход кo fпoнeнтoз по примеру 1 приведем п табл. 1.

П. р и м е р 2. Повторят пример 1., используя в качестве первой десорбциопиой секции теплообменник типа падающей плеики с .вертикаль- «ым пучком труб. Получают.результаты аналогичные примеру 1.

Пример 3. Даниые а этом примере приведены для установки, имеющей производительность 240 т в день мочевины.

Мочевина синтезируется при давлении 200 кг/см и 13 вертикальном цилиндрическом реакторе (фиг,2),

1253427

разделенном на две наложенные секции, снабженные сливной трубой перетока, которая поддерживает постоянно гомогенным осевом поток, не до- t пуская обратного смешивания реакционной жидкости. Молярное отношение NHj:CO,j в верхней секции реактора составляет 5, а молярное соотношение HjO .CO Поддерживается па уровне 0,5.

0 Полный выход равен 78%. Промежуточ- шлй лсидкий продукт под воздействием силы тяжести поступает в нижнюю сек- цпю реактора по трубопроводу 21 и из этой секции он проходит затем по

5 трубопроводу 1 в теплообменник через его нижний входной патрубок, данный теплообменник нагревается паром 2 до , при этом остаточный карбамат почти полностью разлагает0 с.ч, газы разложения и часть избытка Nllj возвращаются в реактор через трубопровод 3. Раствор 4, который вы- те.кает из нижней части сепаратора 5, поступает во второй тонко-слойный

5 теплообменник, нагреваемый паром 6. В этом втором теплообменнике 80% потребляемого количества СО,, на- гретого предварительно до , удаляют почти весь остаточный КН., в

0 то время как раствор, вытекающий из и;1жней части, поступает через трубопровод 7 .гщя дальнейших ступеней Шзоцесса. Максимальная температура - во втором теплообменнике составляe i , а давление около 200 кг/см .

Газообразный поток, покидающий верхнюю часть второго теп.пообменни- ка, поступает в конденсатор вместе .с газами 9, идущими из верхней частк реактора, и с раствором 10, пос- тупа}|Ж(им от послед яощнх стадий процесса, выделяемое фи конденсахцш TenJio производит пар 11. При продувке остаточные газы покидают кон5 денсатор через трубопровод 12. Раст- воп, подлежащий возврату на повтор- ньй из1кл в реактор, уходит из конден- сйтора под воздействием силы тяжести через трубопровод 13 при 170 С.

Потребное количество Ш предварительно на1 ревается и затем подается в реактор по трубопроводу 14, идущему от коллектора 14, оставшиеся 20% требуемого СО, направляется пепосред5 ствепмо в реактор, без предварительного нагрева по трубопроводу 15, который отходит от коллектора 16.

В реактор загружают 5670 кг пред- ;Варительно нагретого аммония при через трубопровод 1, 15330 кг раствора карбамата при через трубопровод 5 со следующим составом, мас.%:.

Ш, .44,1

СО,45,3

,6

7110 кг пара при 200 С через трубопровод 3, имеющего следующим состав, мае.%:

80,3

f3,3

6,2

Шз

ео,

Hj,0

1500 кг C0,j при через трубопровод 15.

Из реактора через трубопровод 4 выходит 29610 кг раствора мочевины при 190°С, имеющей следующий состав, мас.%:

42,4 6,9 17,f

Мочевина33,8

Из первой десорбционной секции вытекает при через трубопровод 6 22500 кг раствора мочевины, имеющего следующий состав, мас.%:

NH.30

5

20,5 .

Мочевина44,5

Во вторую десорбционную секцию, кроме раствора мочевины, поступает 5830 кг COj через трубопровод 2, а через трубопровод 7 выходит 16080 кг раствора мочевины при , имееде- го следующий состав, мас.%:

3 COi

Н,0

6,0

5,0

.26,8

62,2

в то время как 12,250 кг пара при вытекает tjepe3 трубопровод 9, имеющего следующий состав, мас.%:

47,2

50, t

2,7

Тепло, необходимое для десорбцион- ных секций, подводится через трубопровод 10 3400 кг и через трубопровод 11 1900 кг в виде насыщенного пара при давлении (абсолютном)- 20 кг/см.

В конденсаторе карбамата производится 9000 кг пара при абсолютном давлении, равном 6 кг/см,

Количество NHj, проходящего че- рез трубопровод 19, составляет О кг, это значит, что в самую нижиою часть реактора аммиак вообще не поступает. Пример приведен для того, чтобы показать, что вйход, получае- мый в отсутствии NH в шшней части реактора (78%),. не так велик, как в том случае, когда значительное количество NH,, вводят в нижнюю .часть реактора (например, 80%-ный выход в примерах 5 и 6).

Расход компонентов по примеру 3 приведен в табл. 2.

Пример 4, Повторен пример 3, используя в качестве первой десорб- 1Д1ОННОЙ секции тонкослойный теплообменник подобно тому, что приме1.ял- ся для второй десорбирующей ступени. При этом получены те же результаты, что и в примере 3,

.

Пример 5. Повторяют пример 3, подавая весь предварительно нагретый NH-J при ПО С к основанию нижней секции реактора через трубопровод 19, ИДУЩИЙ от KojmeKTopa 20, это дает возможность .получить молярное отношение NHj:CO, в указанной нижней секции 7:1, получив при этом 80% производительности превращения.

Пример 6. Повторяют при мер 5, используя в качестве первой десорбционной секции теплообменник с вертикальным пучком труб типа падающего тонкого слоя, имеющ11й сопло (для входа потока вытекающего из реактора), установленное в верхней части теплообменника, и сопло для выхода продукта, соединенное с трубопроводом 6 в нижней части теплообменника, при этом получены результаты, аналогичные примеру 5.

Пример 7. Повторяют при мер 4, подавая 45% предварительно нагретого аммония при 170°С к основанию нижней части реак1щонной секции, а оставшуюся часть направляют при 140 С к основанию верхней секции. При этом получены результаты, ,которые являются промежуточными между результатами примеров 4 и 6.

Пример 8. Последующие данные относятся к установке, имеющей выходную производительность 350 т в день мочевины. Мочевина синтезируется при давлении 200 кг/см и в вертикальном цилиндрическом реакторе (фиг, 3), снабженном сливной трубой перетока, которая поддерживает гомогенный осевой поток, не допуская таким образом обратного смешивания реакционной жадности, молярное отношение NHjiCO в реакторе равно примерно 5 и молярное отношение HjO:CO,j примерно 0,5. Промежуточный жидкий продукт согласно воздейст- ВИЮ силы тяжести проходит через трубопровод 1 в теплообменник с вертикальным пучком труб, нагреваемьй с помощью пара 2 до 210°С, при этом остаточный карбамат почти полностью разлагается с помощью потока аммония 22, предварительно нагретого до 200°С равного 50% стехиометрической потребности. Газы разложения и часть избытка МН возвращаются на повторный 25 цикл в реактор по трубопроводу 3. Раствор 4, вытекающий из теплообменника, проходит во второй теплообменник типа десорбционной секции падающего тонкого слоя, который нагрева- зо ется с помощью пара 6 в этом втором теплообменнике 75% требуемого CQj, предварительно нагретого до 200°С, удаляют почти весь остаточный NH, и раствор, вытекающий из нижней части., проходит через трубопровод 7 для дальнейших стадий процесса. Максимальная температура во второй десорб- и юнной секции составляет около 210 С и давление около 200 кг/см.

45

50

35

40

Газообразный поток 8, выходящий из верхней части второй десорбцион- ной секции, поступает в конденсатор вместе с газами 9, вытекакш ими из верхней части реактора, и с раствором 1.0, поступающим от последующих стадий процесса, тепло конденсации обеспечивает производство пара 11. Остаточные газы продуваются из конденсатора чере з трубопровод 12, а раствор, подлежащий повторному циклу, в реакторе покидает под воздействием силы тяжести конденсатор через трубопровод 13 при температуре, равной . Оставшаяся 50%-ная часть . 5 подаваемого NH, предварительно нагретого при 140 е, направляется в реактор по трубопроводу 14, оставщиеся 25% требуемого СО подаются

посредственно в реактор без рительного нагрева.

не- предваВ реактор загружают 3,939 кг аммния, предварительно нагретого при , через трубопровод 14, 24,778 кг раствора карбамата при 170 С через трубопровод 13, имеющего следуюпрй состав, мас.%:

NH,

51,7 39,0 9,3

13,008 кг пара при 210 С через трубопровод 3, имеющего следукидий состав, мас,%:

3

СО,

н,о

81,3

14,5

4,2

2,537 кг при 100°С через трубопровод 15.

Из реактора через трубопровод 4 выходит 43,593 кг раствора мочевины при 190 С, имеющего следунидай состав, мас.%:

43,0

8,0

16,3

32,7

Через трубопровод 22 в первую десорбционную секцию поступает по- ток из 3,939 кг аммония, предварительно нагретого при 200 С, из которого через трубопровод 4 вытекает 34,523 кг раствора мочевины, имеющего следующий состав, мае,%:

35,0

4,6

19,0

41,4

Кроме раствора мочевины во вторую десорбционную секцию через трубопровод 18 поступает 7,847 кг COj, в то время как через трубопровод 7 при 210°С вытекает 23,043 кг раствора мочевины, имеющего следующий состав, мае,%:

NH, .

СО,

н,о

Мочевина

6,0 5,0 27,1 61,9

а также через трубопровод 9 19,328 кг пара при , имеющего следующий состав, мас,%:

55,7

42,7

1,6

Потребность тепла для десорбцйонных секций удовлетворяется за счет подачи через трубопровод 10 6,300 кг и через трубопровод И 2,600 кг насыщенного пара при абсолютном давлении 20 кг/см. В конденсаторе карба- мата генерируется 12,000 кг пара при абсолютном давлении 6 кг/см.

Псшная производительность выхода сравнима с производительностью примера Т.

Расход компонентов по примеру 8 приведен в табл. 3.

Пример 9. Повторяют пример 8, подавая 100% требуемого СО к второй десорбционной секции. Получены результаты, аналогичные примеру 8.

Пример 10. Следугацще данные относятся к установке, имеющей выход мочевины, равный 240 т в день. Мочевина синтезируется при давлении 200 кг/см и в вертикальном цилиндрическом реакторе (фиг. 4), разделенном на две наложенные секции, снабженные сливной трубой перетока, которая поддерживает гомогенным осевой поток, не допуская обратного смешения реакционной жидкости. Молярное отношение в верхней секции реактора равно 5, а молярное отношение Н 0;СО равно 0,5.

Промежуточньй жидкий продукт под воздействием силы тяжести поступает в нижнюю секцию через трубопровод 21 и оттуда через трубопровод 1 после пребывания в течение 6 MiiH проходит в вертикальный, тонкослойный, трубчатый теплообменник типа падающего тонкого слоя (пленки), нагреваемый паром до 210°С, в котором остаточный карбамат почти полностью разлагается с помощью потока аммония 22, предварительно нагретого при , равного примерно 50%-нам стехиометричес- кого.требования. Газы разложения и часть избытка Ш поступают обратно в реактор через трубопровод 3. Раствор 4, вытекающи из нижней части теплообменника, проходит во второй теплообменник тоже тонкослойного типа, который нагревается паром 6, во втором теплообменнике около 80% требуемого количества С02., предварительно нагретого при 200°С, удаляет поч0

5

0

5

0

ти весь остаточный NH,, и раствор,- вытекающий из нижней части, проходит через трубопровод 7 для дальнейших стадий процесса. Максимальная температура во втором теплообменнике составляет 210°С, а давление около 200 кг/см . Гг1чообразный поток 8, пок1адающий верхнюю часть второго теплообменника, проходит к конденсатору вместе с газами продувки 9, идущими из верхней части реактора, и раствором 10, идущим от дальнейших стадий процесса. Остаточные газы продуваются через трубопровод 12, в то время как раствор, подлежащий возвращению на повторный цикл в реактор, под воздействием силы тяжести покидает /конденсатор при 170°С через трубопровод 13. Бея оставшаяся часть подаваемого NHj, предварительно нагретого при 140°С направляется в реактор через трубопровод 14, оставшиеся 20% требуемого количества СО, с помощью трубопровода 15, которьш отходит от коллектора 16, направляются прямо в реактор без предварительного нагрева.

Б реактор загружают 3,000 кг предварительно нагретого аммония при через трубопровод 1, 16,210 кг раствора карбамата при через трубопровод 5, имеющего следующий состав, мас.%:

N11,

3 COj

н,о

47,8 42,1 10,1

8,900 кг пара при через трубопровод 3, имеющего следующий состав, мас,%:

NH,83,2

11,9 4,9

э СО

н,о

1,500 кг СО , при 100°С через трубопровод 15.

Из реактора через трубопровод 4 вытекает 29,610 кг раствора мочевины при 190°С, имеющего следующий состав, мас.%:

42,2 6,9 17,1

NK COj

н,о Мочевина

33,8

Поток из 2,670 кг аммония, предварительно нагретого при 180°С, поступает через трубопровод 22 в первую десорбционную секцию, из которой вытекает через трубопровод 6

13

23,380 кг раствора мочевины, имеющего следующий состав, мас.%:

32,1

4,3 20,8 42,8

Кроме раствора мочевины во вторую десорбционную секцию поступает через трубопровод 18 5,830 кг СО , из нее через трубопровод 7 вытекае при 16,080 кг раствора моче- вийы, покаэьгаающего следующий состав, мас.%:

NH,

6,0 5,0 26,8 62,2

и через трубопровод 8 вытекает 13,130 кг пара при 200°С, имеюп1его следуюп(ий состав, мас.%:

СО,

Мочевина

51,7

45,6

2,3

Тепловая потребность для десорб- ционйых секций обеспечивается за Jсчет подачи 3,600 кг через трубопровод 2 и 2,000 кг через трубопровод 6 насьаденного пара при абсолютном давлении 20 кг/см, в конденсаторе кар- бамата производится 92,000 кг пара при абсолютном давлении 6 кг/см. Полная йроизвоДительность превращения в реакторе составляет около 78%. Количество NH.J, проходящее через трубопровод 19, составляет О кг. Выход составляет 78%. Расход вещества по примеру 10 представлен в табл. 4. Пример 11. Повторяют пример ТС, подавая 100% СО во вторую десорбционрую секцию. Получены почти те же результаты, что и в примере 10

П р и мер 12. Повторяют прИ мер 10, подавая 50% NHg, предварительно нагретого при , к оснований нижней секции реактора по трубопроводу 19, при этом возможно получить молярное отношение в данной нижней секции, равное 7:1, получив таким образом выход около

Пример 13. Повторяют пример 10, направляя 25% подачи аммония, нагретого предварительно при , к основанию нижней секции реактора и тдкое же количество аммония, предварительно нагретого при 140 С к ос,

534271

нованию верхней секции. Таким обра- . зом получены промежуточные результаты между результатами примера 10 и результатами примера 12.

5 П р и м е р 14. Дример проводят аналогично примеру 1.

Синтез мочевины осуществляется в вертикальном цилиндрическом реакторе, разделенном на верхнюю и нижнюю часть 10 и снабженном перфорированными тарелками .

Жидкий продукт 21 стекает под действием силы тяжести в нижнюю часть реактора, а оттуда поступает в верти15 капьный пленочио-трубчатый теплообменник, где остаточный карбамат почти полностью разлагается в потоке NH. Газы разложения () и часть избыточного NHj возвращаются в реак20 тор через трубопровод 3.

Раствор 4, вытекающий из днища реактора и содержащий 22 мас.% СО, (как карбаьит) относительно мочеви- 25 ны, поступает во второй теплообменник, конструктивно подобный первому, но отличающийся большим числом труб. Во втором теплообменнике весь подавае

мый СО,., инжектируется на дно аппарата и уносит весь остаточный . Раствор 7, вытекающий из днища аппарата, подается на последукяцие стадии процесса.. Поток 8 поступает из . головной части второго теплообменника в конденсатор вместе с газами 9, поступающими из головы реактора, и вместе с водным раствором 10, поступающим из последовательных стадий; процесса. Остаточные газы 12 выбра- сываются из конденсатора, а раствор рециркулируется в реактор под действием С1 ты тяжести. Требуемая пордая NH предварительно подогревается и подается в реактор по трубопроводу 14. Получают окончательный раствор 7, обогащенный мочевиной и с достаточно низким процентным содержанием биурета. Из первого теплообменника, обогреваемого насыщенным паром 2 при абсолютном давлении 25 кг/см, выходит 34513 кг/ч водного раствора 4 при 205°С и абсолютном давлении 200 кг/см (состав раствора приведен в табл. 1). Во второй теплообменник, также обогреваемый паром При давлении 25 кг/см, подают 9694 кг/час СО по трубопроводу 18 при 130°С и абсолютном давлении 200 кг/см. Из второго теплообменни

ка выяодят при абсолютном давлении 200 кг/см ,25580 кг/ч водного раствора 7 при 1 72°С (состав раствора приведен в табл. t).

Кроме того, из головы этого теплообменника выводят 18627 кг/час жидкости 8 при 200°С (состав жидкости приведен в табл. 1). В случае второго теплообменника соотношение между количеством выходящего карба- мата (СВКИ) и количеством поступающего карбамата (CBRE) равно CBRH: .CBREx100 108,6%.

Количество пара 11, подаваемого во второй тештообменник, довольно незначительно, однако достаточно для поддеЬжания теплового баланса. Пар 11, получаемый в конденсаторе, находится под абсолютным давлением около 6 кг/см и производится в количестве, достаточном дЛя удовлетворения почтя всех потребностей ус- тановки по производству мочевины по циклу IDR.

Данные и результаты схематически представлены в табл. 5.

Пример 15. Пример проводят аналогично примеру 1. В аппарат подают водный раствор 1 мочевины, имеющий, следующий состав, мас.%:

35,80 10,84 18,77. 34,50

253427 .

, Р (абсолютное) 195 Водный раствор падает в В1оде потока через распределитель-разбрызгиватель на верхннно трубчатую плиту. 5 пленочного теплообменника, обогреваемого насыщенньм паром при абсолютном давлении 25 по трубопроводу 4. Пар отводится в форме конденсата по линии трубопроводу 5. 10 Жидкость накапливается и проходит через тангенциальньш распределительные отверстия, проделанные в баковых стенках трубок, выступающих из гашты. С верхнего конца трубки имеют глухую 15 стенку. Таким образом, на внутренних стенках труб образуется гшенка жидкости, стекающая вниз в равном пото

ке с газами (в основном NH,, СО , Н.Э), освобозвдающимися при падении. У нижнего выхода из труб происходит четкое разделение на фазы, а именно ловдкость скапливается на днище отго- ночной колонны, имеющей суживающуюся кверху форму, и вытекает через отверстие при , тогда как пары направляют в центральный коллектор с колпаком или зонтом, после чего пары окончательно выводятся из отго- ночной колонны через отверстие.

Таким образом, способ позволяет достичь выход 75-80% по срав нению с 45-50% по известному способу.

Таблица 1

38

8078 7922 11305 43340 21184 32035 23042 4629

6750 965

1005 5785

1125 804

829 6154

4612 4309

1309 303

70 40

О K7Q

30

25

1500 7333

Таблица2;

3400 1900

9000

22487 16078

3143 12242

3400 1900

9000 100

65 1500 7333 - О 5670

2

Т., с130

Р, кг/см 200

з СО.

9696

100

1253427

22 Продолжение табл. 4

Таблица 5

Мочевина

Итого 9694 100

12500 36,2

34513 100

Пр и ме ч ан и е. Баланс приблизителен ввиду исключения инертных

компонентов и биурета.

12500 48,8 25580 100

18627100

JS л

-fl

ff

Й