Производство карбамида с двухступенчатой дистилляцией плава и жидкостным рециклом

Отмывка аммиака от диоксида углерода CO2 производится в промывной колонне, орошаемой раствором аммонийных солей жидким аммиаком NH3 и аммиачной водой. Жидкий аммиак подается в верхнюю и среднюю части колонны, благодаря чему в нижней ее секции температура составляет примерно 100°С, а сверху – порядка 45-20 атмосфер. Около 90% газообразного диоксида углерода CO2 поглощается раствором аммонийных солей, а остальные 10% абсорбируются аммиаком и аммиачной водой.

Раствор аммонийных солей, выходящий из промывной колонны, должен иметь температуру не выше 100°С. При более высокой температуре нарушается абсорбция двуокиси углерода и затрудняется подача раствора в колонну синтеза плунжерным насосом. Если же температура раствора ниже температуры его кристаллизации, растворопровод забивается кристаллами солей; при этом выходит из строя плунжерный насос или разрывается трубопровод. Раствор аммонийных солей, направляемый в смеситель колонны синтеза, имеет примерно следующий состав: 41% аммиака NH3, 37% диоксида углерода CO2, 22% воды H2O и 0,01% мочевины CO(NH2)2.

Для получения газообразного аммиака NH3 влажностью не более 0,2% промывная колонна орошается жидким аммиаком и 40%-ной аммиачной водой.

Чистый аммиак с температурой 45°С из промывной колонны поступает на конденсацию. Содержание водяных паров в газовой фазе, подаваемой в аммиачный конденсатор, не должно превышать 1-2%. Давление в конденсаторе соответствует давлению в промывной колонне и поддерживается в пределах  
18-20 атмосфер. Температура воды на входе в конденсатор должна быть не выше 28°С, а на выходе – не более 35°С.

 

5.2 Дистилляция 2 ступени

 

Агрегат дистилляции 2 ступени состоит из тех же аппаратов, что и агрегат 1 ступени (см. рисунок 1). Давление в агрегате необходимо поддерживать постоянным и равным 3 -4 атмосферы. Это давление определяется давлением в конденсаторе, предназначенном для конденсации паров воды из газовой фазы с образованием раствора аммонийных солей. При уменьшении давления с 18-20 до 3-4 атмосфер из раствора частично выделяется аммиак и разлагается карбамат аммония, в результате чего температура раствора снижается с 160-165 до 100°С.

В ректификационной колонне температура должна быть не менее 130°С; понижение температуры указывает на недостаточный теплообмен. Подогрев раствора в колонне до 130°С осуществляется газами, поступающими из сепаратора с температурой 142-145°С. В процессе теплообмена газы охлаждаются до 110°С. При нагревании из раствора выделяется часть избыточного аммиака. По выходе из колонны раствор с температурой 130°С направляется в теплообменник, где он подогревается до 142-145°С.  При этом происходит диссоциация карбамата аммония и выделение из раствора продуктов разложения совместно с избыточным аммиаком. Парожидкостная смесь из подогревателя поступает в сепаратор, в котором жидкая фаза отделяется от газообразной. Далее раствор мочевины концентрацией около 70% дросселируется и направляется на переработку в готовый продукт.

Из сепаратора газовая фаза возвращается в ректификационную колонну и, отдав тепло раствору, стекающему вниз, в смеси с выделившимися при дросселировании газами, подается в конденсатор. Состав газовой фазы: 50% аммиака NH3, 18% диоксида углерода CO2 и 32% воды H2O. В конденсаторе происходит конденсация водяных паров. В полученном конденсате с добавлением конденсата вторичного пара после выпарки растворяются аммиак и двуокись углерода, образуя раствор аммонийных солей (состав: 44% аммиака NH3, 15% диоксида углерода CO2 и 41% воды H2O). Раствор направляется на орошение промывной колонны. Температуру в конденсаторе при заданном давлении необходимо поддерживать в пределах 30-55°С.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

6 Схема производства мочевины с жидкостным рециклом

 

Наиболее экономична технологическая схема с полным жидкостным рециклом, так как в ней не требуется сжатия возвращаемых в цикл горячих газов (аммиака и диоксида углерода), что может вызвать засорение трубопроводов образующимся твердым карбамидом и их коррозию. Схема представлена на рисунке 5.

 

 

Рисунок 5 ‒ Схема производства мочевины с жидкостным рециклом и двухступенчатой дистилляцией плава

1 – конденсатор аммиака; 2 –  холодильник аммиачной воды; 3 –  колонна синтеза; 4 – смеситель; 5 – промывная колонна; 6 – плунжерный  насос;  
7 – ректификационная колонна 1 ступени; 8 – подогреватель 1 ступени;  
9 – сепаратор 1 ступени; 10, 19, 22, 28, 29 – центробежные насосы;  
11 – ректификационная колонна 2 ступени; 12 – сборник масла;   
13 – подогреватель 2 ступени; 14, 17 – сборники раствора мочевины;  
15 – сепаратор 2 ступени; 16 –вакуум-испаритель; 18 – конденсатор 1 ступени; 20 – вакуум-насос; 21 – конденсатор 2 ступени; 23 – напорный бак;  
24 – абсорбер; 25 – сборник раствора аммонийных солей; 26 – десорбер; 
27 – холодильник, 30 – теплообменник

 

Аммиак и двуокись углерода под давлением до 200 атмосфер поступают в смеситель 4. Туда же подаются в виде раствора аммонийных солей, не превращенные в мочевину аммиак NH3 и диоксид углерода CO2. В этом аппарате перемешиваются все три компонента и одновременно образуется (при температуре 175°С и давлении 200 атмосфер) карбамат аммония. Из смесителя реакционная масса направляется в колонну синтеза 3, где при том же давлении и температуре 185°С образуется мочевина. При указанных выше мольных соотношениях и времени пребывания плава в колонне синтеза около 40-45 минут, степень конверсии диоксида углерода CO2 в мочевину составляет 62%.

Плав, выходящий из колонны синтеза, дросселируется до давления 18-20 атмосфер и подается в ректификационную колонну 1 ступени 7. Из этой колонны раствор поступает в аппарат 8, в котором подогревается до 163-165°С. В результате подвода тепла из плава почти полностью выделяется избыточный аммиак и разлагается большая часть карбамата аммония. Парожидкостная смесь из подогревателя поступает в сепаратор 1 ступени 9, где газ отделяется от жидкости.

Газовая фаза, состоящая из аммиака, двуокиси углерода и паров воды, направляется из сепаратора в нижнюю часть ректификационной колонны 7, а затем – в нижнюю часть промывной колонны 5. Эта колонна орошается раствором аммонийных солей, полученных в конденсаторе 2 ступени 21. Для регулирования температуры абсорбции в промывную колонну подается жидкий аммиак. Температура абсорбции поддерживается около 100°С в нижней части колонны и 45-50°С в верхней части колонны. Газообразный аммиак NH3, очищенный от диоксида углерода CO2, вместе с инертными газами направляется в конденсатор 1; оттуда инертные газы с некоторой примесью аммиака удаляются в абсорбер NH3.

Технологической схемой предусматривается возможность орошения промывной колонны 40-65%-ным раствором аммиачной воды. Концентрация аммиачной воды определяется температурой в верхней части колонны и необходимостью получения газообразного NH3 (с влажностью не более 0,2%), свободного от двуокиси углерода. Концентрированный раствор аммонийных солей с температурой 100°С поступает из промывной колонны в плунжерный насос 6 и под давлением 200 атмосфер подается в смеситель. Из сепаратора 9 раствор, содержащий мочевину, карбамат аммония, аммиак и воду, после дросселирования до давления 3 атмосферы направляется в ректификационную колонну 2 ступени 11. В результате дросселирования раствора выделяются газообразный аммиак, двуокись углерода и водяные пары, при этом температура снижается до 110°С.

Дело в том, что в ректификационной колонне 11, так же как и в колонне 7, происходит теплообмен между раствором и газом, поступающим из сепаратора 2 ступени 15. В результате раствор нагревается до 130°С, а газ охлаждается до 110°С.

Раствор из колонны 11 подается в подогреватель 2 ступени 13, где нагревается до 143°С. В подогревателе протекает окончательное разложение карбамата аммония и отгонка аммиака и двуокиси углерода из раствора. Из подогревателя парожидкостная смесь направляется в сепаратор 2 ступени 15, где разделяются газовая и жидкая фазы. Газовая фаза, пройдя ректификационную колонну 11, поступает в аппарат 21, где конденсируются водяные пары. В результате растворения аммиака NH3 и двуокиси углерода CO2 в образовавшемся конденсате получается разбавленный раствор аммонийных солей, который через напорный бак 23 и насос 22 подается в промывную колонну 1 ступени 5.

Из сепаратора 2 ступени 15 раствор мочевины концентрацией 70% после дросселировния направляется в вакуум-испаритель 16, в котором поддерживается остаточное давление 300 мм рт.ст. Вследствие падения давления часть воды испаряется и концентрация раствора повышается до 74%. Полученный раствор мочевины с температурой 90-95°С поступает сначала в сборник 17, потом в сборник 14 (часть раствора), где очищается от масла, а затем центробежными насосами 10 и 19 направляется на получение кристаллической или гранулированной мочевины.

Не поглощенные в конденсаторе 2 ступени 21 газы с незначительной примесью аммиака и двуокиси углерода, газы из абсорбера аммиака, а также все другие отходящие газы, содержащие NH3, поступают в колонну 24. Здесь аммиак и CO2 поглощаются охлаждаемым до 40°С в холодильнике 27 циркулирующим раствором аммонийных солей. Инертные газы из аппарата 24 выбрасываются в атмосферу.

Предварительно подогретый до 95°С в теплообменнике 30 раствор аммонийных солей из сборника 25 подается вместе с острым паром в десорбер 26. В этом аппарате при абсолютном давлении 3 атмосферы и температуре 133°С происходит полное разложение аммонийных солей на NH3 и CO2. Газообразные аммиак и двуокись углерода, а также пары H2O направляются в конденсатор 21. Вода, свободная от аммиака NH3 и двуокиси углерода CO2, предварительно пройдя теплообменную аппаратуру, где охлаждается до температуры ниже 100°С, сливается из десорбера в канализацию.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

7 Расчет материального и теплового баланса

 

7.1 Расчет материального баланса колонны синтеза

 

1. Вычисляем необходимые количества NH3 и CO2.

Стехиометрический расход аммиака и двуокиси углерода на 1000 кг мочевины составляют:

m (NH3) =

(3)

где M (NH3) – молярная масса аммиака (17г/моль);

m (CO(NH2)2) – масса карбамида (1000 кг);

n – стехиометрический коэффициент;

M (CO(NH2)2) – молярная масса карбамида, (60 г/моль).

 

m (NH3) = = 566,67 кг

m (CO2) =

(4)

где M(CO2) – молярная масса углекислого газа (44 г/моль).

m(CO2) = = 733, 33 кг

 

С учетом 7% потерь мочевины при дистилляции и упаривании плава должно образоваться 1070 кг мочевины для получения 1000 кг готового продукта:

 

 

1000 – 100%

x – 7 %

 

x = = 70 кг

 

На образование этого количества мочевины расходуются следующие количества реагентов:

m' (NH3) = = 606,34 кг

m'(CO2) = = 784,67 кг

 

С учетом степени превращения образующегося карбамата аммония в мочевину и заданного избытка аммиака практический расход реагентов составит:

 

m''(NH3) =                                                                  (5)

где 1,2 – коэффициент, учитывающий избыток аммиака;

Υ = 58 – степень превращения карбамата аммония в мочевину, (в %).

m''(NH3) = = 2509 кг

m''(CO2) = = 1352,87 кг

 

2. Вычисляем количество инертных газов, поступающих в колонну синтеза с двуокисью углерода: при составлении расчета принимаем, что инертные газы – это 100%-ный азот.

 

m(N2) =

(6)

где 4 и 96 – содержание CO2 и N2 в газе, служащем источником углекислого газа, %.

m(N2) = = 56,36 кг

3. Находим количество карбамата  аммония и мочевины:

- в колонне образуется карбамата аммония:

m(NH2COOONH4) =

(7)

m(NH2COOONH4) = = 2398,26 кг

где M (NH2COOONH4) – молярная масса карбамата аммония, (78 г/моль).

- из 2398, 26 кг карбамата аммония  образуется мочевины:

m(CO(NH2)2) = m(NH2COOONH4) ∙ ∙

(8)

m(CO(NH2)2) = 2398,26 ∙ ∙ = 1071 кг

- выделяется воды:

m(H2O) = m(NH2COOONH4) ∙ ∙

(9)

m(H2O) = 2398,26 ∙ ∙ = 320 кг

При степени превращения карбамата аммония в мочевину 56%, количество разложившегося карбамата составляет:

m' (NH2COOONH4) = m (NH2COOONH4) ∙

(10)

m' (NH2COOONH4) = 2398,26 ∙ = 1007, 26 кг

4. Определяем количество аммиака, уходящего с продуктом реакции:

- на образование карбамата аммония  расходуется аммиака:

m'''(NH3) =                                                    (11)

m'''(NH3) = = 989 кг

- остается непрореагировавшего аммиака:

m''(NH3) - m'''(NH3) = 2509 – 989 = 1520 кг                                      (12)

Полученные результаты сведем в таблицу 9.