Способ получения мочевины

СОЮЗ СОВЕТСНИХСОЦИАЛИСТИЧЕСНИХРЕСПУБЛИН АЗ С 126 02 1 В,ОБРЕТЕН Ь е ЖА НТУ фф 4 ОСХДАРСТВЕННЬй НОМИТЕТ СССР ПО ДЕЛАМ ИЗОБРЕТЕНИЙ И ОТКРЫТ ОПИСАНИЕ(56) Патент США Иф 3356723,кл, С 07 С 126/02, опублик.Патент США В 3049563,кл. 260-555, опублик. 1977,(54)(57) СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ МОЧББИНЫпутем взаимодействия аммиака и диоксида углерода при молярном соотношении (5-7); 1 при 190-194 С и давлении195"200 ат с получением плава синтеза, который направляют на первую сту"пень дистилляции при давлении синтеза для отгонки аммиака, направляемого в зону синтеза, полученный раствор направляют на вторую ступень дистилляцни, которую осуществляют в токевводимого в процесс диоксида углерода с получением газовой фазы, направляемой в зону синтеза и жидкой фазы,содержащей мочевину, о т л и ч а ю -щ и й с я тем, что, с целью повышения выхода целевого продукта, плавсинтеза перед первой ступенью дистилляции нагревают до температуры на10-20 С выше температуры синтеза, араствор, направляемьй на вторую.ступень дистилляции, нагревают до температуры на 10-20 С выше температурыпервой зоны дистилляции при использовании на этой ступени 50-907 количества диоксида от необходимого длясинтеза при температуре на 1 ОСниже температуры раствора, подаваемого на вторую ступень дистилляции,а газовую фазу с второй ступенидистилляции предварительно конденсируют.18 1Продолзение табл. 1 8 8234 8341 1253427 Расход, кг/ч Н 0 Иочевинв Инертные ПарОбщеейгазы 16915 302 5700 2800 2800 11800 11800 112 80 20 170 50 70 50 2582 2570 10454 10504 50 16 Таблица 2. Линия Расход, кг/ч20 1253427 Т а блица 3 Расход, кг/ч Линия ИН 14 4131 4131 8157 13505 18 44596 13583 229562 14583 35223 4583 23362 4522 18405 6300 6300 2600 2600 12000 12000 9 80 30 110 12 60 15 2537 2537 10624 82634132 10624 20 826321 4132 Таблица 4Расход, кг/ч СО 2997 14 2997 5833 5833 1037 3 7656 1 12486 8892 5059 29586 2041 10000 3 10481 1 19176 13 12407 4 12327 7 1383 1 О 1443 8 10944 Н О Иочевина Инертные Пар Общее газы1948 576 3568 7269 8227 2318 1620 6693 1152 6244 1210 1869 7012 449 Н О Иочевина Инертные Пар Общее газы22 2) 1253427 Продолжение табл, 4 И 0 Иочевина Инертныегазы Цар Общее 16297 6867 1860 23264 1004 4860 10000 16078 10000 1 О 1005 3143 8 6535 551 6033 13119 3600 3600 2000 9200 9200 70 30 100 12 40 25 65 15 1500 16 7333 7333 0 5667 2670 Таблица 5 параметр н состав Содержание веществ г/ч Х кг/ч Х кг/ч кг/ч 3 Т С 130 205 172,8 50 О 36,27 О 345 96 ог н и е, Баланс приблизителе компонентов и биуре П Параметр и состав кг/ч1 ОО 25580 10 сключения инертных1253427Составитель В. Сапунов Редактор Н. Рогулич Техред В.Кадар Корректор Т, Колб Заказ 4 б 35/60 Тираж 379 Подписное ВНИИПИ Государственного комитета СССРпо делам изобретений и открытий113035, Москва, Ж, Раушская наб., д. 4/5 Производственно-полиграфическое предприятие, г. Ужгород, ул. Проектная, 41 12Изобретение относится к усовершенствованному способу получения мочевины, которую испольэуют в производствеЦель изобретения - повьппение выхода целевого продукта и уменьшениепотерь пара высокого давления.На фиг, 1 представлена схемапредлагаемого способа; на фиг. 2 -то же, с изменением разделения пространства для синтеза на две наложен.ные зоны синтеза; на фиг. 3 - добавление инжекции аммония в первуюстадию десорбирования; на Фиг. 4то же, вариант выполнения,Мочевину синтезируют в вертикальном цилиндрическом реакторе,снабженном просеивающими тарелкамидля тога, чтобы поддерживать гомогенный осевой поток, избегая такимобразом обратногс сменявания реакционной жидкости,Промежуточный жидкий продукт протекает под воздействием силы тяжестиперез трубопроводв теплообменник,состоящий иэ вертикального пучкатруб, с входным патрубксм, расположенным и днище теплсобменпика нагреваемаго паром 2, где остаточный карбамат почти полностью разлагается;пазы разложения и часть избытка ИНпротекает обратно в реактор черезтрубопровод 3. Раствор 4 вытекает изгазо-жидкостной сепзраццопной емкости 5, соединенной с верхней частьютепласбменнпка, проходит ва второйтеплообменник дессрбциснную секциютипа падающего тонкого слоя,. иагреваемый паром 6, в этом втором теплообменнике 752 потребляемого СО,предварителг но нагретого, удаляетпочти весь остаточный % и раствор,вытекающий из нижней части, проходитчерез трубопровод 7 для дальнепдихстадий процесса.Газообразный поток 8, покидаяверхнюю часть второй дессрбциспнойсекции, протекает в конденсатор вместе с газами 9, идущими из верхнейчасти реактора, и с раствором 10,идущим ст последующих ступеней процесса, тепдо, получаемое при конденсации, обеспечивает производствопара 11,/Остаточные газы продувают из конденсатора через трубопровод 12, в то время как раствор, подлежащий,. рециркуляции в реакторе покидает53427 2конденсатор под воздействием силы тяжести через трубопровод 13,Идущий на загрузку в реактор предварительно нагретый ИНз подают через трубопровод 14. Через трубопровод 15, отводимый от коллектора 16, ос" тавшиеся 257 потребляемого количества СО подаются непосредственнов реактор беэ предварительного нагрева.Первая десорбцнонная секция может быть другим вариантом секции,15 20ЛО 4550 типа падающего тонкого слоя (пленки) (Фиг. 3 и 4).Устройство, реализующее- предлагаемьп 1 способ, включает цилиндричес" кий вертикальный реактор, снабженный у;.тройствами для входа через трубопровод 4 подаваемого потока, другим необязательным входным соплом, соединенным с трубопроводом 15и расположенным в некией части реак" тора, соплом жидкого продукта рециркуляции, соединенным с трубопроводом 13 в нижней части реактора, соплом газообразного продукта рециркуляции, установленным на реакторе исоединенным с трубопроводом 3, продувочным соплом соединенным с трубопро- - водом 9 в верхней части реактора исливной трубой перетока, соединяющейверхнюю часть реактора с десорбционной секцией. Кроме тога, устройство включает первую десорбционную сек" цию, состоящую из теплообменника свертикальным пучком труб, имеющую входной патрубок в нижней части и соединенную с сепарационной емкостью 17, где происходит отделение газообразной Фазы от жидкой, вторую десорбционную секцию, состоящую из второго теплообменника, снабженную соплом для входа дессроирующега агента, соединенным с трубопроводом 18 в нижней части устройства, десорбциониая секция предпочтительнее является теплосбменииком иэ пучка труб типа падающего тонкого слоя, и конденсатор для газов, идущих от второй десорбциснной секцииКогда синтез проводится в двух различных зонах, реактор должен подразделяться на две наложенные секции и снабжаться подходящим устройством для чередующегося или одновременного входа в эти две секции через трубопроводы 14 и/или 19 нодаваемаго потока, идущего от коллектора 20, дру 1253гим 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, соединенныс с трубопроводам 9 в верхней части верхней секции, вы-. О 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 как в качестве конденсатора, так и в качестве 20 первой десорбционной секции, а также его применяют с вертикальным пучком труб (с входом в нижней части) в качестве второй десарбционной секции, кроме того, две секции реактора сос таят из двух отдельных реакторов при условии, что один наложен на другой, Применение реактора с двумя лежащими одна на другой секциями позволяет избежать громоздких и тяжелых подпорок, необходимых для возвышения реактора относительна последующего оборудования для обработки вытекающего из синтеза потока.Если, предусматривается инжекция аммония для первой десорбционнай секции, эта секция должна иметь дополнительное сопла (фиг, 3 и 4) в нижней части, соединенное с трубопроводом 22.П р и м е р 1. Последующие данные относятся к установке, имеющей выходную производительность, равную 350 т в день мочевины. Мочевина синтезируется при давлении 200 кг/смф 45 и при 190 С в вертикальном цилинд.- рическом реакторе (фиг. 1), оборудованном сливной трубой перетока, пригодной для того, чтобы поддерживать гомогенным осевой поток, таким образом устраняется обратное смешивание реакционной жидкости, малярное отношение МН :СО в реакторе равняется 5 и малярное отношение НО:СО 0,5.1 Общая производительность (полный выход) составляет 75 Х, Промежуточный жидкий продукт под действием силы тяжести вытекает через трубопровод 1 427 4в теплообменник с вертикальным пучкам труб, имеющий входной патрубок в нижней части и нагреваемый паром 2 до 210 С, где остаточный карбамат почти полностью разлагается, Газы разложения и часть избытка МН воэ 3 вращаются на неторный цикл в реактор по трубопроводу 3. Раствор 4, вытекающий иэ газо-жидкостной сепараторной емкости 5, соединенной с верхней частью теплоабменника, проходитва второй теплообменник, десарбцианную секцию падающего тонкого слоя, ыагреваемую паром 6, в этом втором теплообменнике 753 потребляемого количества СО, нагретого предварительно 200 С, удаляют почти весь остаточный БНЗ, и раствор, вытекающий 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 кгсмф. Газообразный поток 8, покидающий верхнюю часть второй десарбционнай секции, поступает в конденсатор вместе с газами 9, идущими из верхней части реактора, и с раствором 1 О, идущим от последующих ступеней процесса, тепло, выделяемое при конденсации, обеспечивает производство пара 11.Остаточные газы, содержащие инертные вещества (например, азот), продуваются иэ конденсатора через трубопровод 12, а раствор, подлежащий повторному циклу в реакторе, под воздействием сил тяжести покидает конденсатор при 170 С через трубопровод 13.Предварительна нагретый загружаемый ИНз подается в реактор по трубопроводу 14. Через трубопровод 15, ответвленный от коллектора 16, оставшиеся 25 Х потребляемого СО направляют"2ся непосредственно в реактор беэ предварительного нагрева, В реактор загружают 7,878 кг аммония, нагретого предварительно до 170 С, через трубопровод 14, 22,093 кг раствора карбамата при 170 С через трубопровод 5, имеющего следующим состав мас.3346,31СО 43,2810, 4111,607 кг пара при температуре 200 С через трубопровод 3, который имеет следующий состав, мас.Е:78,69 4,64 0,43 ОНСОИ ОИнертные газы 2,570 кг СО, при 100 С через трубопровод 15. Раствор мочевнны в количестве 43,609 кг при 190 С через трубопровод 4 выходит нз реактора и имеет следующим состав, мас.%: 42,98800 16,29 32,69 0,04 Я 1СОН ОМочевинаИнертные газы Из первой десорбциоцной секции вытекает чер:.:.3 трубопровод 6 32.0 э 5 кг раствора мочевие 1 ы при .10 С имеющегоо след, ющ 1 Й состав,ма с %20 25 1911СО,Н ОМочевина 30., 00 5,00 20,50 44,50 50 55 1(роме раствора мочевнцы по вторую десорбциоццую секцию через трубопровод 2 входит 7,888 кг СО а через трубопровод 7 вытекает 23,ц 4 2 кг раствора мочевнны при 210 С, имеющега следуюпяй састаз, мас.%,"%1 з 48,79 СО, 49,0Н О 1 5Инертные газы 0,33 Потребляемое количество тепла подводится к десорбцно ным секциям черезтрубопровод 10 5,700 кг и трубопровод 11 2,800 кг в виде насьпценцагонара при абсолютном давлении20 кг/см (11,800 кг цар цри абсо лютном дацпецни 6 кг/см генерируется в коцдепсагоре карбам гта),Расход компонецтав пс паимеру 1приведен л табл, 1,П р и и е р 2. 11 овпоряют пример 1, используя в качестве первойдесорбциопцой секции теплообменциктипа падающей пленки с вертикальным пучком труб, Получают ре:-ультаты аналогичные примеру 1,П р и и е р 3. Даццьте в этомпримере приведены для устацовки,имеющей пранзводительцзсть 240 т вдень мочецины. Мачевица синтезируется цри давлении 200 кг/см и 190 С и вертикальном цилиндрическом реакторе (фиг,2),30 35 40 45 разделенном на две налаженные секции, снабженные сливной трубой перетока, которая поддерживает постоянно гомогенным осевом поток, не до" пуская обратного смешивания реакционной жидкости. Малярное отношение ИН.СО в верхней секции реактора составляет 5, а малярное соотношение НО: СО поддерживается ца уровне 0,5, Полный выход равен 78%. Промежуточный жидкий продукт под воздействием силы тяжести поступает в нижнюю секцию реактора а трубопроводу 21 и из этой секции он проходит затем по трубопроводу 1 в теплообменцик через его нижний входной патрубок, данный теплообменник нагревается парам 2 да 210 С, при этом остаточный карбамат почти полностью разлагается, газы разложения и часть избытка %1. возвращаются в реактор через трубопровод 3. Раствор 4, который вытекает из нижней части сепаратора 5, поступает во второй танка-слойный теплаобменник, нагреваемый паром 6, В этом втором теплообмецнике 80% потребляемого количества СОцагретоп о предварительно до 200 С, удаляют почти весь остаточцый ИН , вта цреп. как раствор, вытекающий иэ н;гкцей части, поступает через трубопровод 7 для дальцейппх ступеней процесса, Максимальная температура . во в.гаром теллаобмецнике составляет 210 "С, а давление около 200 кг/смф.Газообразный поток, покидающий верхнюю часть второго теплообменника, поступает в конденсатор вместе с газами 9, идущими из верхней части реактора, ц с раствором 10, поступавюцим ат последующих стадий процесс, выделяемое при конденсации тепло производит пар 11, При продувке остаточцые газы покидают кондсцсатар через трубопровод 12. Раствор. подлежащий возврату на повторньп 4 цикл в реактор, уходит из конденсатора под воздействием силы тяжести через трубопровод 13 прц 170 С.Потребное количество ЯН предваритецьцо нагревается и затем подаетсяв реактор по трубопроводу 14, идущему ат коллектора 14, оставшиеся 20%требуемого СО, направляется цепосред-ствецпо в реактор без предварительного нагрева по трубопроводу 15,который отходит от коллектора16,53427 5 Ю 15 80,5 13,3 6,2 20 ЭО 35 40 45 ННСОН ОМочевина 6,0 5,0 .26,8 62,2 50 55 7 12В реактор загружают 5670 кг пред,варительно нагретого аммония при 140 С через трубопровод 1, 15330 кг раствора карбамата при 170 С через трубопровод 5 со следующим составом, мас.Е:1 Н э 44,145,3Н О 10,6 7110 кг пара при 200"С через трубопровод 3, имеющего следующим состав, мас.й:"НзСОН О1500 кг СО при 100 С. через трубопровод 15.Из реактора через трубопровод 4 выходит 296 10 кг раствора мочевины при 190 С, имеющей следующий состав, мас.й:фз 42,46,9Н О 17,1 2Моч евина 33,8 Из первой десорбционной секции вытекает при 210 С через трубопровод 6 22500 кг раствора мочевины, имеющего следующий состав, мас.Е:ИН 305Н О 20,5 .Мочевина 44,5 Во вторую десорбционную секцию, кроме раствора мочевины, поступает 5830 кг СО через трубопровод 2, а через трубопровод 7 выходит 16080 кг раствора мочевины при 200 С, имеющего следующий состав, мас.йф в то время как 12,250 кг пара при200 С вытекает через трубопровод 9,имеющего следующий состав, мас.Х:ЯН 47,250,1Н О 2,7 Тепло, необходимое для десорбцион ных секций, подводится через трубопровод 1 О 3400 кг и через трубопровод 11 1900 кг в виде насыщенного пара при давлении (абсолютном)- 20 кг/см,8В конденсаторе карбамата производится 9000 кг пара при абсолютномдавлении, равном 6 кг/смф,Количество ЯН , проходящего через трубопровод 19, составляет 0 кг,зто значит, что в самую нижнюючасть реакто-= аммиак вообще не поступает. Пример приведен для того,чтобы показать, что восход, получаемый в отсутствии ИН в нижней частиреактора (787) не так ведик, как втом случае, когда значительное количество МН, вводят и нижнюю, часть реактора (например, 803-ный выход впримерах 5 и 6),Расход компонентов по примеру 3приведен в табл, 2.П р и м е р 4. Повторен пример 3,используя в качестве первой десорбционной секции тонкослойный тепдообменник подобно тому, что применялся для второй десорбирующей ступени.При этом получены те же результаты,что и в примере 3,П р и м е р 5. Повторяют пример 3, подавая весь предварительно нагретый ЯН при 170 С к основанию нижней секции реактора через трубопровод 19, идущйй от коллектора 20, зто дает возможность, получить молярное отношение ИНз.СО в указанной нижней, секции 7: 1, йолучив при этом 803 производительности превращения. П р и м е р 6. Повторяют пример 5, используя в качестве первой десорбционной секции теплообменник с вертикальным пучком труб типа па" дающего тонкого слоя, имеющий сопло (для входа потока вытекающего из реактора), установленное в верхней части теплообменника, н сспло для выхода продукта, соединенное с тру- бопроводом 6 в нижней части теплообменника, при этом получены резуль" таты, аналогичные примеру 5. П р и м е р 7. Повторяют при" мер 4, подавая 457. предварительно нагретого аммония при 170 С к основанию нижней части реакционной секции, а оставшуюся часть направляютопри 140 С к основанию верхней секции. При этом получены результатыкоторые являются промежуточными меж" ду результатами примеров 4 и 6.53427 10ся 257. требуемого СО подаются непосредственно в реактор беэ предварительного нагрева. 9 12Н р и м е р 8, Исследующие данные относятся к установке, имеющей выходную производительность 350 т в день мочевины. Иочевина синтезируется при давлении 200 кг/см и 190 С в вертикальном цилиндрическом реакторе (фиг. 3), снабженном сливной трубой перетока, которая поддерживает гомогенный осевой поток, не дог,уская таким образом обратного смешивания реакционной жидкости, молярное отношение ННэ.СО в реакторе равно примерно 5 и молярное отношение Н ОфСО примерно 0,5. Промежуточный жидкий продукт согласно воздейст- вию силы тяжести проходит через трубопровод 1 в теплообменник с вертикальным пучком труб, нагреваемый 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 507. стехиометрической потребности, Газы разложения и часть иэ" бытка ЯН возвращаются на повторный цикл в реактор по трубопроводу 3, Раствор 4, вытекающий нз теплообменника, проходит во второй теплообменник типа десорбционной секции падающего тонкого слоя, который нагревается с помощью пара б в этом втором тенлообменнике 75 требуемого СО, предварительно нагретого до 200 С, удаляют почти весь остаточный ИНз, и раствор, вытекающий из нижней части, проходит через трубопровод 7 для , дальнейших стадий процесса. Максимальная температура во второй десорбционной секции составляет около 210 С и давление около 200 кг/см. 81,3 14 ф 5 4,2 43,0 8,0 16 ф 3 32,7 эИочевина 30 Газообразный поток 8, выходящий из верхней части второй десорбцианной секции, поступает в конденсатор вместе с газами 9, вытекающими из верхней части реактора, и с раствором 10, поступающим от последующих стадий процесса, тепло конденсации обеспечивает производство пара 11. Остаточнье газы продуваются из конденсатора через трубопровод 12, а раствор, подлежащий повторному циклу, в реакторе покидает под воздейст вием силы тяжести конденсатор через трубопровод 13 при температуре, равной 170 С, Оставшаяся 50 -ная часть подаваемого МНз, предварительно нагретого при 140 С, направляется в реактор по трубопроводу 14, оставшие 5 В реактор загружают 3,939 кг аммония, предварительно нагретого при140 С, через трубопровод 14,24,778 кг раствора карбамата при170 С через трубопровод 13, имеющего следующий состав, мас.Х:МН 51,7СО 39,0Н О 9,3 15 13,008 кг пара при 210 С через трубопровод 3, имеющего следующий состав, мас.7: ИНзСО,Н О2,537 кг при 100 С через трубопровод 15Из реактора через трубопровод 4 выходит 43,593 кг раствора мочевины при 190 С, имеющего следуюпрй состав, мас. : Через трубопровод 22 в первуюдесорбционную секцию поступает поток из 3,939 кг аммония, предварительно нагретого при 200 С, иэ которого через трубопровод 4 вытекает 34,523 кг раствора мочевины, имеющего следующий состав, мас.7,: 4035,0СО 4,6 Н О 190 Иочевина 41,4 Кроме раствора мочевииы во вторую десорбционную секцию через трубопровод 18 поступает 7,847 кг СО,в то время как через трубопровод 7при 210 С вытекает 23,043 кг раство О ра мочевины, имеющего следующийсостав, мас,7.:36,0Со, 5,027, 1 55 Иочевина 61,9 а также через трубопровод 9 19,328 кг лара прн 210 С, имеющего следующий состав, мас.%:"Н з СОг Н О П р и м е р 9. Повторяют пример8, подавая 1001 требуемого СО к второй десорбционной секциц, Полученырезультаты, аналогичные примеру 8.П р и м е р 10. Следующие данныеотносятся к установке, имеющей выходмочевины, равный 240 т в день. Иочевина синтезируется при давлении200 кг/см и 190 С в вертикальномцилиндрическом реакторе (фиг. 4),разделенном на две наложенные секции, снабженные сливной трубой переЗОтока, которая поддерживает гомогенным осевой поток, не допускач обратного смешения реакционной жидкости.Молярное отношение ИНэ:СОг в верхнейсекции реактора равно 5, а молярноеотношение Н О:СОг равно 0,5,Промежуточный жидкий продукт подвоздействием силы тяжести поступаетв нижнюю секцию через трубопровод 21и оттуда через трубопровод 1 послепребывания в течение б мин проходит 40в вертикальный, тонкослойцый, трубчатый теплообменник типа падающеготонкого слоя (пленки), нагреваемыйпаром до 210 С, в котором остаточныйкарбамат почти полностью разлагаетсяс помощью потока аммония 22, предварительно нагретого при 180 С, равного примерно 502-нам стехиометрического. требования. Газы разложения ичасть избытка ИН поступают обратнозв реактор через трубопровод 3. Раствор 4, вытекающий из нижней частитеплообменника, проходит во второйтеплообменник тоже тонкослойного типа, который нагревается паром 6, вовтором теплообменнике около 803 требуемого количества СОг, предварительно нагретого при 200 С, удаляет лочПотребность тепла для десорбционных5 секций удовлетворяется,за счет подачи через трубопровод 10 6,300 кг и через трубопровод 11 2,600 кг насыщенного пара при абсолютном давлении 20 кг/см. В конденсаторе карбаката генерируется 12,000 кг пара при абсолютном давлении 6 кг/смг .Полная производительность выхода сравнима с производительностью примера 15Расход компонентов по примеру 8 приведен в табл, 3.Поток из 2,670 кг аммония, предварительно нагретого при 180 С, поступает через трубопровод 22 в первую десорбционную секцию, иэ которой вытекает через трубопровод 6 427 12ти весь остаточный НН э, и раствор,вытекающий из нижней части, проходитчерез трубопровод 7 для дальнейшихстадий процесса, Максимальная температура во втором теплообменнике составляет 210 С, а давление около200 кг/см. Газообразный поток 8,покидающий верхнюю часть второго теплообменника, проходит к конденсаторувместе с газами продувки 9, идущимииз верхней части реактора, и раствором 10, идущим от дальнейих стадийпроцесса. Остаточные газы продуваются через трубопровод 12, в то время как раствор, подлежащий возвращению на повторный цикл в реактор, под:воздействием силы тяжести покидаетконденсатор при 170 фС через трубопровод 13. Вся оставшаяся часть подаваемого МНэ, предварительно нагретого при 140 С направляется в реакторчерез трубопровод 14, оставшиеся 207требуемого количества СО с помощьютрубопровода 15, который отходит отколлектора 16, направляются прямов реактор без предварительного нагрева.В реактор загружают 3,000 кг пред"варительно нагретого аммония при140 С через трубопровод 1, 16,210 кграствора карбамата при 170 С черезтрубопровод 5, имеющего следующийсостав, мас.7:ИН 47,8СОд 42,1г10,18,900 кг нара при 200 С через трубопровод 3, имеющего следующий состав,мас. 7.:ИНэ 83,2СО 11,9Н О 4,91,500 кг СО г при 100 С через трубопровод 15,Из реактора через трубопровод 4вытекает 29,610 кг раствора мочевины при 190 С, имеющего следующийсостав, мас.7:3Н 0МочевинаМН:.СОМочевина 32,1 4,3 20,8 42,8 5,0 26,8 62,2 ИНСОН ОМочевина 13 1253423,380 кг раствора мочевины, имею"щего следующий состав, мас.%: Кроме раствора мочевины во вторую десорбционную секцию поступает .через трубопровод 18 5,830 кг СО , а 10 иэ нее через трубопровод 7 вытекает при 200 С 16,080 кг раствора моче- вины, показывающего следующий сос.тав, мас,%: и через трубопровод 8 вытекает 2013,130 кг пара при 200 С, имеющегоследующий состав, мас.%: 351745,6Н О 2,3Тепловая потребность для десорбционных секций обеспечивается за ,счет подачи 3,600 кг через трубопровод 2 и 2,000 кг через трубопровод 6 зо насыщеннопо пара при абсолютном давлении 20 кг/см, в конденсаторе карбамата производится 92,000 кг пара при абсолютном давлении 6 кг/см. Полная производительность превраще 5 ния в реакторе составляет около 78%. Количество ИНэ, проходящее через трубопровод 19, составляет 0 кг, Выход составляет 8%. Расход вещества по примеру 10 представлен в табл. 4.П р и м е р 11. Повторяют пример 10, подавая 100% СО во вторую десорбционную секцию. Получены почти те же результаты, что и в примере 10.П р и м е р 12, Повторяют при 4 мер 10, подавая 50% ЫН , предварительно нагретого при 170 С, к основа" нию нижней секции реактора по трубопроводу 19, при этом возможно получить молярное отношение ЯН :СО в данной нижней секции, равное 7; 1, получив таким образом выход около 80%. П р и и е р 13. Повторяют пример 10, направляя 25% подачи аммония, нагретого предварительно при 170 С, к основанию нижней секции реактора и такое же количество аммония, предварительно нагретого при 140.С к ос 27 14нованию верхней секции, Таким образом получены промежуточные результаты между результатами примера 10 ирезультатами примера 12,П р и м е р 14. Дример проводятаналогично примеру 1.Синтез мочевины осуществляется ввертикальном цилиндрическом реакторе,разделенном на верхнюю и нижнюю частьи снабженном перфорированными тарелками,Жидкий продукт 21 стекает под действием силы тяжести в нижнюю частьреактора, а оттуда поступает в вертикальный пленочно"трубчатый теплообменник, где остаточный карбамат почтиполностью разлагается в потоке ЯНГазы разложения (ОНи СО ) и частьизбыточного ИН возвращаются в реактор через трубопровод 3. Раствор 4, вытекающий из днища реактора и содержащий 22 мас.% СО (как карбамат) относительно мочевины, 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 ЮН Раствор 7, вытекающий иэ днища аппарата, подается на последующие стадии процесса Поток 8 поступает из, головной части второго теплообменника в конденсатор вместе с газами 9, поступающими из головы реактора, ивместе с воднь"м раствором 10, поступающим иэ последовательных стадий процесса. Остаточные газы 12 выбрасываются из конденсатора, а раствор рециркулируется в реактор под действием силы тяжести. Требуемая порция МН 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 при" веден 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, Иэ второго теплообменниТаблица 1 Расход, кг/ч Линия Н О Иочевина Инертные Пар Общеегазы СО 8078 38 7884 9133 1935 18743 3537 9690 9506 9610 1602 1376 1145 1446 1195 7922 237 1 305 6804 14256 19886567 14256 6265 14256 43340 2184 32035 23042 10 4629 5 2 ка выводят при абсолютном давлении 200 кг/см,25580 кг/ч водного раствора 7 при 172 С (состав раствора приведен в табл, 1).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 карбамата (СБКИ) и количеством поступающего карбамата (СВКЕ) равно СВКИ: ; СВКЕх 100 108, 63 .Количество пара 11, подаваемого во второй теплообменник, довольно незначительно, однако достаточно для поддержания теплового баланса. Пар 11, получаемый в конденсаторе, находится под абсолютным давлением около 6 кг/см и производится в количестве, достаточном для удовлетворения почти всех потребностей установки по производствумочевины по циклу 10 К.Данные и результаты схематически представлены в табл. 5.П р и м е р 15, Пример проводят аналогично примеру 1. В аппарат подают водный раствор 1 мочевины, имеющий, следующий состав мас,Х:"Н з 35,8010,84Н О 18Мочевина 34,50 53427 ЬТ=194 С, Р (абсолютное)= 95 г/смВодный раствор падает в видепотока через распределитель-разбрыэгиватель на верхнюю трубчатую плитупленочного теплоббменника, обогреваемого насыщенным паром при абсолютном давлении 25 кг/см по трубопроводу 4. Пар отводится в формеконденсата но линии трубопооводу 5.1 О Жидкость накапливается и проходитчерез тангенциальные распределительные отверстия, проделанные в боковыхстенках трубок, выступающих иэ плиты,С верхнего конца трубки имеют глухуюстенку, Таким образом, на внутреннихстенках труб образуется пленка жидкости, стекающая вниз в равном потоке с газами (в основном ИН , СОН Э), освобождающимися при падении.20 У нижнего выхода из труб происходитчеткое разделение на Фазы, а именношщкость скапливается на днище отгоночной колонны, имеющей суживающуюся кверху форму, и вытекает через 25 отверстие при 204 С, тогда как парынаправляют в центральный коплектор сколпаком или зонтом, после чего пары окончательно выводятся иэ отгоночной колонны через отверстие.30 Таким образом, способ позволяет достичь выход 75-807 по сравнению с 45-503 по известному способу.