通過尿素熱解生產高純度三聚氰胺的低能耗方法和相關設備的制作方法

專利名稱：通過尿素熱解生產高純度三聚氰胺的低能耗方法和相關設備的制作方法
通過尿素熱解生產高純度三聚氰胺的低能耗方法和相關設
備本發明涉及通過尿素的高壓熱解生產高純度三聚氰胺的低能耗法和相關設備。更具體而言，本發明涉及一種方法，該方法包括在熱解反應器中生產的三聚氰胺水溶液的收集和純化以及其通過結晶的分離。已知熔融尿素到熔融三聚氰胺的轉化是通過下面總反應(1)描述的6NH2C0NH2-> (CN) 3 (NH2) 3+6NH3+3C02 (1)尿素三聚氰胺根據該總反應，對于每千克熔融三聚氰胺而言，生成1. 86kg NH3和CO2,稱為整體廢氣。基于尿素在高壓下熱解的最普及的工業方法之一是以Allied名義的專利US 3，161，638中所述的方法。在該方法中，在氨水介質中冷卻和收集來自三聚氰胺合成反應器的全部兩相流出物。為了詳細說明上述專利US 3，161，638的方法和為了理解本發明提供的改進和優點，圖1顯示了根據現有技術的上述方法的實施方案的簡化方框圖。根據圖1的方案，將于鄰近的合成裝置(圖1未示出)中生產的尿素(流2)在 135-145 的溫度下以液態被輸送到由熱解反應器構成的反應段R，在此處適當的加熱系統使反應物體系維持在約360-420°C的溫度；壓力被保持在高于70bar+WffiA的值。還優選無水氣態NH3 (流12)與熔融尿素一起被引入到反應器。反應器僅有一個步驟，反應物質被保持在尿素熱解過程中所形成的強氣體環流下。由兩相液體/氣體流出物構成的全部反應過的物質(流4)被排進驟冷段Q， 在此處通過與氨水溶液(流31)接觸，其溫度被降至約160°C。在上面操作條件下， 所有的三聚氰胺、未反應的尿素和合成過程中形成的各種雜質(例如氧化氨基三嗪 [oxyaminotriazindOAT和縮聚物)進入溶液并被輸送到隨后的處理(流5)，而在經歷可能的處理(圖1中未示出)例如通過吸收在水溶液中而冷凝后，主要由來自反應器的NH3* CO2以及飽和水蒸氣構成的剩余氣相被分離并被輸送到尿素裝置(濕廢氣流19)。流5含有一定量溶解的NH3和CO2，其在隨后的汽提段MrS中被蒸氣除去。除去 CO2對在隨后的處理中獲得高純度的三聚氰胺是需要的；除去NH3不是必要的，但由于在水-NH3-(X)2體系中的液/氣平衡性質而發生了。離開MrS段的兩個流含從流5提取的NH3和CO2的氣流(流33)；和含三聚氰胺和剩余的雜質的水流(流6)。流33被輸送到吸收段Abs，在此處它與水流30接觸，形成含從流5提取的(X)2和 NH3的水流31。水流31又被輸送到驟冷段Q，如已提到的，在此處水流31被用于使離開反應器的流4冷卻和溶解。離開MrS段底部的水流(流6)含約0. 3-0. 5質量％的殘余CO2、約6_12質量％ 的三聚氰胺、OAT和縮聚物雜質以及離開反應器而在驟冷Q和汽提MrS中未被水解為NH3 和(X)2的尿素。該尿素在汽提MrS的下游裝置段中水解，直到脫氨段AR(進一步參見)，導致不期望的另外CO2的生成。在所述流6被輸送到用于回收三聚氰胺的結晶段Cr之前，縮聚物由于其低溶解度而必需被除去。為了除去縮聚物，NH3(流34)被加入到流6直到達到12_15質量％。得到的流在稱為“氨解器”的設施的氨解段AL中保持在約170°C，在此處縮聚物通過大部分被轉化為三聚氰胺而幾乎全部被除去。離開段AL的氨水溶液(流7)被輸送到精制過濾段F然后到結晶段Cr (流8)，在此處溫度被降至約40-50°C并且大部分三聚氰胺被結晶。結晶過程中的高濃度NH3和低濃度(X)2使得OAT (其在堿中的溶解度隨著pH增加而顯著增加)保持在溶液中，從而分離出高純度產物(高于99. 8質量％ )。因此，在結晶過程中控制(X)2濃度是方法的關鍵點。離開Cr段的含結晶的三聚氰胺的氨水混懸液(流9)被輸送到固/液分離段SLS， 在此處結晶的三聚氰胺(流10)和含熱解反應期間形成的以及還從各種設施(在此處它存在于溫水相)中的三聚氰胺水解得到的OAT的母液流(流23)從流9分離出來。其中殘余三聚氰胺以0. 8-1質量％的濃度存在的母液流23不能被直接再循環至驟冷段Q 該直接再循環將引起OAT濃度增加，超過結晶過程中的飽和濃度，此時它將與三聚氰胺一起沉淀出來，從而使產物污染。另一方面，由于與NH3和有機化合物尤其是三聚氰胺的高含量有關的環境和經濟問題，母液流23不能被直接排放到環境中。為了克服與結晶過程母液的直接再循環有關的問題，專利US3，161，368的方法設想在AR段中對母液進行脫氨，在此處通過蒸餾分離為三個流待再循環至氨解段AL的基本上不含(X)2的NH3流(流沈)；被再循環至吸收器Abs的富(X)2流(流27)；幾乎不含NH3且實際上僅含三聚氰胺和OAT的水流(流28)。脫氨的母液流觀被輸送到OE段以除去OAT和獲得被再循環至驟冷段Q的水溶液 (流30)。可以以兩種不同的方式得到OE段，兩種方式在現有技術中都已被應用a)在一種情況中，通過用(X)2冷卻和中和使OAT結晶，然后通過超濾從流28中分離。該分離提供了 -基本上不含OAT且富三聚氰胺的水流30，其待再循環至驟冷Q(通過吸收器Abs) 從而也回收了其中含有的三聚氰胺；-富OAT的混懸液流，其待輸送到分解從而以NH3和CO2的形式回收有機化合物， 得到基本上不含雜質的水流(流四)，該水流可以被排出或在裝置的適合位置處被再利用， 例如代替去礦物質水；b)在另一種情況中，整體流觀被輸送到分解從而以NH3和(X)2的形式回收有機化合物，得到基本上不含雜質的水流(流四)，該水流可以被排出或在裝置的適合位置處被再利用，和待再循環至驟冷Q (通過吸收器Abs)的水流30。上面說明的方法目前在許多裝置中被工業應用，但由于原料和公用工程(例如蒸氣、冷卻水、氣體燃料、電能)的高消耗而受到威脅。特別是，由于蒸氣汽提MrS和由于在脫氨AR中通過蒸餾來處理所有母液而存在高蒸氣消耗。相同申請者名字的專利US 7，125，992含有上面所述現有技術的一些缺點的解決辦法，該專利設想降低生產三聚氰胺所需的能耗、投資和尿素的單位消耗量。圖2示出了 US 7，125，992的方法，其中與圖1的方案對應的流和段用與圖1相同的數字或縮寫進行標記并且將不作進一步描述。與US 3，161，368的方法所代表的現有技術不同，US 7，125，992的方法可以以如下為特征a)在驟冷Q的上游而不是下游引入汽提MrN ；b)在所述汽提中使用NH3而不是蒸氣；c)在反應(流15)和汽提(流16)中均將無水廢氣與熔融三聚氰胺分離；d)借助熔融尿素(流1)引入洗滌來自反應和汽提的無水廢氣的洗滌段0GQ，以完全回收其中含有的三聚氰胺蒸氣并將其再循環至反應R(流2)。汽提MrN通過無水氣態NH3 (流13)除去離開反應的粗三聚氰胺中存在的(X)2 ；所述NH3還有助于完成熱解反應，從而增加產率和除去將在下游水解生成更多(X)2的殘余尿
ο相對于US 3，161，368的方法，US 7，125，992中所述的方法提供了以下優點a)省去了在水相中操作的蒸氣對CO2的汽提(圖1中的MrS段)和與汽提相連的吸收(圖1中的Abs段)，具有可觀的蒸氣節省；b)在單個驟冷-氨解段(QAL段，圖2)中得到熔融三聚氰胺的溶解和大部分縮聚物到三聚氰胺的轉化。氨水溶液(流36)被進料到該段；此外，一部分結晶過程母液(流 25)也被直接進料到該段。在US 7，125，992所述的方法中，在將無水廢氣輸送到尿素裝置前，存在回收無水廢氣中含有的三聚氰胺蒸氣的需要。廢氣中三聚氰胺蒸氣的濃度是不可忽略的，可能總計2-5質量％，其取決于反應器的操作條件和氣/液分離的效率。使用與進料到三聚氰胺裝置的相同的熔融尿素(流1)在OGQ洗滌段實現上面的回收。使用熔融尿素使得實際上所有的三聚氰胺能夠被回收并且適當壓力的無水廢氣 (流19)被輸送到尿素裝置的某個位置。含回收的三聚氰胺的熔融尿素(流幻被輸送到反應器。例如在以Nissan Chemical 名義的專利 US 3，700, 672 和以 Melamine Chemicals 名義的專利US 4，565，867中描述了用熔融尿素洗滌廢氣的設施。OGQ段在大致相同的反應壓力和通常約180°C左右的溫度下操作。洗滌溫度的選擇是從防止由NH3和(X)2生成固體氨基甲酸銨的需要和限制尿素降解為不期望的固體產物 (例如雙縮脲、三縮脲或氰尿酸)的需要之間折衷得到的。所有這些固體產物引起顯著的操作問題。在用熔融尿素洗滌中，廢氣中含有的可冷凝的物質(基本上是三聚氰胺)被冷凝和固化，保持在熔融尿素的溶液/混懸液中。相同廢氣在熔融尿素中的顯著溶解也在同時發生現有技術中得到的數據表明，例如離開洗滌的熔融尿素在溶液/混懸液中含3-6質量％的三聚氰胺和在溶液/混懸液中含約20質量％的廢氣。這產生不期望的相同廢氣到反應器的再循環，反之，其應全部被輸送到尿素裝置。用尿素洗滌由此具有幾個缺點a)用熔融尿素的洗滌段在實際上與反應器相同的壓力并在CO2存在下操作，其在洗滌溫度下還引起不銹鋼嚴重腐蝕。為了避免該問題，必需靠更昂貴的材料，例如鈦或Inconel和Hastelloy類型的合金；b)由于回收的三聚氰胺(裝置中生產量的約5-10%被再循環至反應器)和廢氣 (反應器中產生的凈量的約30-40%被再循環)的再循環，反應器的效率被大大降低。這些再循環引起合成反應可用的容積減小，它們干擾了反應物物質的循環并且由于氣/液比增加而減少了熱交換；因此對于三聚氰胺的相同凈產量，熱交換表面的顯著增加是需要的；c)由反應段和用熔融尿素的洗滌段形成的整個系統的可靠性被減小。在極端敏感的折衷條件下運行的洗滌段發生故障時，通常需要立即停止反應段，因此使生產中斷。早已在現有技術中(圖1)，反應段的停止(計劃的或意外的)意味著復雜的過程，例如排空反應器，其通常通過在高溫下注入氣態NH3使三聚氰胺升華來實現。對于用熔融尿素的洗滌，通過升華的排空過程變得更復雜和昂貴，因為尿素仍存在于洗滌段并且不能再被輸送到已經停止的反應器。因此，裝置必需安裝僅在上述不測事件中接收升華產物的特定額外段；d)在脫氨段AR中，產生含NH3和水的(X)2流(流27)，其不能與從用熔融尿素洗滌離開的無水廢氣合并，因而其作為單獨流在尿素裝置被回收。該流將水輸送到尿素裝置，部分削弱了與輸送無水廢氣有關的優點。本發明的目的是克服現有技術中顯示的缺點。本發明的第一個目的涉及通過尿素熱解生產高純度三聚氰胺的低能耗法，其包括以下操作步驟a)將尿素熱解反應中的兩相液-氣流出物產物分離為粗三聚氰胺液流和含NH3、 CO2以及三聚氰胺蒸氣的第一無水廢氣流；b)使上述粗三聚氰胺液流與氣態無水NH3流接觸，形成貧于(X)2的粗三聚氰胺液流和含NH3、(X)2以及三聚氰胺蒸氣的第二無水廢氣流；c)使上述第一和第二無水廢氣流與至少一個洗滌水流接觸，形成含三聚氰胺、 NH3、CO2的水流和含NH3、CO2以及水蒸氣的濕廢氣流；d)從所述含三聚氰胺、NH3、CO2的水流除去其中含有的至少一部分CO2,形成含被除去的(X)2的流和含三聚氰胺以及貧于(X)2的水流；e)通過冷卻結晶過程回收所述貧于(X)2的粗三聚氰胺液流中含有的三聚氰胺和所述含三聚氰胺以及貧于(X)2的水流中含有的三聚氰胺，形成結晶的三聚氰胺流和母液流。本發明的第二個目的涉及應用所述方法的設備，其包括i)用于將尿素熱解反應中產生的液/氣兩相流出物分離為粗三聚氰胺液流和含 NH3、C02以及三聚氰胺蒸氣的第一無水廢氣流的分離段，所述分離段與用于尿素熱解的反應段相連，所述分離段從反應段接收所述兩相液/氣流出物，所述分離段在所述反應段的內部或外部；i i)用于使來自所述反應段的所述粗三聚氰胺液流與無水NH3氣流接觸，形成貧于 CO2的粗三聚氰胺液流和含NH3、⑶2以及三聚氰胺蒸氣的第二無水廢氣流的汽提段，所述汽提段與所述反應段相連，所述汽提段從所述反應段接收所述粗三聚氰胺液流；iii)用于使所述第一和第二無水廢氣流與至少一個洗滌水流接觸，形成含三聚氰胺、NH3以及(X)2的水流和含ΝΗ3、ω2以及水蒸氣的濕廢氣流的洗滌段，所述洗滌段與所述分離段和所述汽提段相連，所述洗滌段從所述分離段接收所述第一無水廢氣流和從所述汽提段接收所述第二無水廢氣流；
iv)用于從所述含三聚氰胺、NH3和(X)2的水流除去其中含有的至少一部分(X)2并形成含被除去的(X)2的流和含三聚氰胺以及貧于(X)2的水流的(X)2除去段，所述(X)2除去段與所述洗滌段相連，所述(X)2除去段從洗滌段接收所述含三聚氰胺、NH3和(X)2的水流；ν)用于通過冷卻結晶過程回收所述貧于(X)2的粗三聚氰胺液流中含有的三聚氰胺和所述含三聚氰胺以及⑶2的水流中含有的三聚氰胺，形成結晶的三聚氰胺流和母液流的至少一個三聚氰胺回收段，所述三聚氰胺回收段與汽提段和所述CO2除去段相連，所述三聚氰胺回收段從汽提段接收所述貧于(X)2的粗三聚氰胺液流，和從所述(X)2除去段接收所述含三聚氰胺以及貧于(X)2的水流。就其本質而言，作為本發明目的的方法設想分別處理尿素熱解反應中產生的兩相液/氣流出物的兩個組分，即由無水廢氣構成的氣相和由粗三聚氰胺構成的液相。特別是，從無水廢氣和從粗三聚氰胺分別除去(X)2相對于如現有技術從氨水溶液中收集的整個兩相流出物除去CO2(圖1)需要低得多的能耗。本發明的方法和該方法的優點可從圖3所示的其實施方案之一的以下描述得到更好的理解。該實施方案的描述和有關工藝方案不應被認為是限制所述權利要求限定的保護范圍。圖3的方框圖顯示根據本發明方法的三聚氰胺生產裝置的主要工段和主要料流。在高于熔點(等于約133°C )的溫度下液體尿素流2和氣態無水NH3流12被輸送到反應段R。段R包括安裝有使反應物體系維持在約360-420°C的溫度的適合加熱系統的反應器；壓力被維持在高于70bar相對壓力的值。在反應器內部，或在位于下游的一個或多個分離器(圖3中未示出)中，或在反應器下游用NH3的汽提段(StrN)(下文所述的)，由尿素熱解反應產生的兩相液/氣流出物被分離為含未反應的尿素、NH3、⑶2以及雜質(例如OAT和縮聚物)的粗三聚氰胺液流3和含 NH3、⑶2以及三聚氰胺蒸氣的第一無水廢氣流15。當在MrN段實現分離時，方法的階段a)和b)在該段中同時實現，含ΝΗ3、0)2以及三聚氰胺蒸氣的單個無水廢氣流和貧于(X)2的粗三聚氰胺流從該段排出，所述無水廢氣流被輸送到階段c)以被水洗滌。粗三聚氰胺液流3和無水廢氣流15經歷兩種不同類型的處理以回收其中含有的
三聚氰胺。 粗三聚氰胺液流3被輸送到汽提段StrN，汽提段優選在與段R相同的溫度和壓力條件下操作，在此處使它與無水氣態NH3流13接觸。所述流13與所述流3之間的質量比在0. 06至0. 60范圍內，并且優選等于0. 20。無水氣態NH3流與粗三聚氰胺液流密切接觸并提取其中溶解的CO2,直到達到約 200ppmw的殘余濃度，其低于圖1過程所代表的現有技術的汽提段MrS中所得到的殘余濃度。此外，粗三聚氰胺的停留在用NH3汽提CO2的條件下提供了有利的副作用a.它使得未反應的尿素幾乎完全轉化為三聚氰胺，從而導致產率增加和減少由殘余尿素降解而引起的(X)2在下游段的生成；b.它使得OAT轉化為三聚氰胺進行到在出口處獲得約6，OOOppmw或更少的OAT為止。OAT到三聚氰胺的轉化率取決于在段MrN中與流13接觸的流3的停留時間；c.通過增加NH3的分壓，有利于縮聚物再轉化為三聚氰胺，從而使其濃度降低超過 20%。三聚氰胺液流(流4)因而離開MrN段，其不僅實際上不含CO2，而且由于它實際上不含尿素并且含減少量的OAT和縮聚物而被部分純化。第二無水廢氣流(流16)也離開 MrN段，其主要含NH3、少量(X)2和一定量的三聚氰胺蒸氣。在單個的洗滌段OGQ或在分開的洗滌段中(圖3中未示出)，來自R和MrN段的無水廢氣流一起或分別經歷通過用水洗滌來回收處理三聚氰胺。第二無水廢氣流16優選與第一無水廢氣流15合并，形成待在單個洗滌段OGQ經歷相同處理的單個無水廢氣流17。流17可含R和MrN段產生的總三聚氰胺蒸氣的最高10質量％。通過使流17與洗滌水流接觸而在OGQ段回收所述三聚氰胺，所述洗滌水流優選由從同一三聚氰胺裝置的適合位置收集的一個或多個流構成(圖3中這些流由單個流32表示)，形成含三聚氰胺、 NH3和CO2的水流(流20)。OGQ段在125-190°C的溫度、優選160-175°C的溫度和20_30bar相對壓力.、優選約 25bar相對壓力.的壓力范圍內操作；流32與流17之間的質量比在0. 3至2. 0，優選0. 4至0. 7 的范圍。專利CN 1300122C和以申請人名義的國際專利申請WO 03/095516A1說明了用水溶液形成廢氣洗滌段的一些可能的方式，所述專利具體地和專有地涉及該操作。洗滌后離開OGQ段的氣流(流19)由主要包括NH3、CO2和飽和水蒸氣的濕廢氣組成；它原樣或經歷處理(圖3中未示出)例如通過吸收到水溶液中的冷凝后被輸送到尿素
直ο離開OGQ段的水流(流20)被輸送到OGS段以分離CO2，在此處其中含有的一部分(X)2被除去，優選通過閃蒸，甚至更優選例如通過汽提塔本身底部的再沸器產生的蒸氣汽提。富CO2的氣流(流2 從OGS段被回收并被輸送到工藝的某個位置(在此處它不能再幫助降低結晶PH)，連同含三聚氰胺以及貧于CO2的水流(流21)。如已經提到的，基本上不含CO2的三聚氰胺液流4離開用NH3的汽提段MrN。液流 4被輸送到驟冷-氨解段QAL，在此處實現驟冷(粗三聚氰胺溶于水中)和氨解(除去縮聚物)處理，對應于在現有技術(圖1)的Q和AL段分別實現的處理。QAL段可由一個或多個固定(stationing)設施、優選單個設施構成。流4進入所述設施的底部，保持在劇烈攪拌下，并且與氨水溶液(流36)密切接觸，在此處它在 160-180°C、優選170-172°C的溫度下完全溶解。流4和36之間的攪拌和接觸可通過分配器、 靜態混合器、填料、內部攪拌器、外部循環泵或化學工業中通常使用的有助于各種液流完全混合的任何其它系統獲得。通過合并來自三聚氰胺工藝后來階段的水流(流31)和NH3流(流34)形成水流 36，NH3流又是通過合并來自三聚氰胺工藝后來階段的NH3流沈和NH3補充流11形成的； 結晶過程母液的直接再循環水流(流2 也被輸送到驟冷-氨解段。對驟冷-氨解入口處水流31、34、25與熔融三聚氰胺流4之間的質量比進行選擇， 以使出口處含純化三聚氰胺的氨水溶液(流邪)具有10至17質量％ (優選12至15質量％ )的NH3濃度和5至19質量％ (優選7至15質量％，更優選9至11質量％ )的三聚氰胺濃度。在驟冷-氨解設施中的停留時間足以幾乎全部除去流4中存在的縮聚物，將它們中的大部分轉化為三聚氰胺。對OAT而言，驟冷和氨解段的一體化以及中間蒸氣汽提段(圖 1中的MrS段)的去除減少了加熱下三聚氰胺在水相中的停留時間，從而引起較低的通過熱解形成OAT (根據各種設施中所采用的不同停留時間的減小程度，相對于圖1所代表的現有技術減小了約10至約20% )。來自OGS段的流21優選與離開驟冷-氨解的流35合并形成流7 ；從該位置以后， 離開反應段R和用NH3的汽提段MrN的蒸氣相中的三聚氰胺與離開相同段的液相中的三聚氰胺合并，并且經歷相同的處理。我們偶然注意到含來自反應和用NH3汽提的作為蒸氣的三聚氰胺的流21相對于圖3所示的目的地還可具有不同的目的地a)在第一種變化方案中(圖3中未示出)，流21可被再引入到相對于圖3所示的點更下游的主要線路(與來自液相的三聚氰胺合并)，分別經歷特定的過濾處理，還可能經歷結晶處理，并且還可能經歷結晶的三聚氰胺與它分散于其中的水溶液的固/液分離；b)在第二種變化中(圖3中也未示出)，利用了相對于流35而言流21的不同組成和特別是較低雜質含量，流21中所含的三聚氰胺可保持獨立直到終產物步驟。流7被輸送到也完成氨解處理的精制過濾器構成的過濾段F。離開F段的流(流 8)被輸送到結晶段Cr，在此處通過將溫度降至約40-50°C的值而使三聚氰胺沉淀，得到高純度三聚氰胺的水混懸液(流9)。借助OGS段得到的流21中的低CO2含量和通過MrN段得到的流35中的低CO2 含量，使結晶過程PH可以保持較高，從而在更不利于OAT沉淀的條件下操作。與現有技術 (圖1)不同，獲得了這些對純三聚氰胺的結晶有利的條件在OGS段，不是從產生的全部三聚氰胺流(流5，圖1)分離CO2,而是由從廢氣回收的、數量上更少的三聚氰胺流(流20，圖 3)分離CO2 ；在MrN段，不像MrS段(圖1)使用蒸氣汽提CO2，而是只使用來自尿素裝置的NH3(流13，圖3)并且以濕廢氣(圖3的流19)返回到該尿素裝置。此外，在MrN段只除去CO2，而如已經提到的，在MrS段NH3也必需被除去。離開Cr段的流9在SLS段經歷固/液分離，在此處三聚氰胺晶體(流10)與結晶過程母液(流2 分離并被輸送到干燥和包裝段(圖3中未示出)。如已經提到的，由于三聚氰胺在熱水相中的較低停留時間，母液流23相對于圖1 所代表的現有技術方法中的相應流23含更低量的OAT ；因此它可以以在任何情況下都保持低于結晶過程中的OAT飽和度的量被部分直接再循環至驟冷-氨基段QAL而無需任何處理。因此，離開分離器SLS的流23被分成兩個流(流M和25)流25被直接再循環至驟冷-氨解段QAL，而流M被輸送到脫氨段AR。OAT在母液中的量越低，可被直接再循環至QAL段的母液級分越多，并且AR段中蒸氣消耗和投資的節省以及QAL段中三聚氰胺的直接回收越多。以本發明的方法，可被直接再循環至QAL段的母液(流25)量比母液(流23)的總量高10% ；優選高20%。不能被直接再循環的母液級分(流24)在AR段中經歷脫氨，它分成三個流待再循環至氨解段QAL的基本上不含(X)2的NH3流(流沈)；富(X)2流(流27)；含三聚氰胺、OAT并且基本上不含(X)2和NH3的水流(脫氨母液流28)。脫氨AR可用分離水-NH3-(X)2混合物的任何已知方法來操作。優選以氣態從AR段提取冊3流沈然后與水流31 (圖3中未示出)的一部分混合； 以這種方式，NH3的冷凝焓加熱所得到的流，其對QAL段的熱平衡并因而對整個裝置的蒸氣消耗具有積極的影響。在現有技術(圖1)中不能實現NH3冷凝熱的回收，其中流沈流入 AL段，它不需要對其熱平衡的上述貢獻。富(X)2流27可被直接輸送到尿素裝置(圖幻，或者被再循環至三聚氰胺裝置的某個位置；它優選被再循環至其中所含的(X)2不能降低結晶過程PH的位置，并且可最終離開三聚氰胺裝置，攜帶少于它被直接輸送到尿素裝置情況下的水(例如，在減少水含量的處理之后)。脫氨母液流觀被輸送到OE段以除去OAT并得到待再循環至驟冷-氨解段QAL (流
31)和廢氣洗滌段OGQ(流32)的水溶液。可以以許多不同的方式獲得OE段。兩個優選的方式已經在現有技術中被應用，并且如下a)在一種情況中，通過冷卻和用(X)2中和使OAT結晶，然后通過超濾從流28中分離。該分離提供了 -基本上不含OAT且富三聚氰胺的水流30，其待再循環至QAL和OGQ段(流31和
32)，從而也回收了其中含有的三聚氰胺；-富OAT的混懸液流，其待輸送到分解從而以NH3和CO2的形式回收有機化合物， 得到基本上不含雜質的水流(流四)，該水流可以被排出或在裝置的適合位置處被再利用， 例如代替去礦物質水；b)在另一種情況中，整體流觀被輸送到分解從而以NH3和(X)2的形式回收有機化合物，得到基本上不含雜質的水流(流四)，該水流可以被排出或在裝置的適合位置處被再利用，和待再循環至QAL和OGQ段(流31和3 的水流30。本發明的方法提供涉及公用工程(尤其是作為蒸氣和冷卻水的能量)消耗、投資和尿素消耗的以下優點a)省去了從主要管線蒸氣汽提CO2 (StrS段，圖1)和對得到的蒸氣的隨后吸收 (Abs段，圖1)，顯著減少了能量消耗；b)來自固/液分離SLS的一部分母液直接再循環至驟冷-氨解段QAL，由此而引起在脫氨AR中待處理的母液量減少，使得公用工程消耗可以進一步減少；c)離開脫氨AR的氣態NH3(流26)冷凝為混合物改善了驟冷-氨解QAL的熱平衡，同時公用工程消耗進一步減少。相對于現有技術(圖1)，由于a)、b)和c)這幾點引起的蒸氣單位消耗量的減少等于約60% ；冷卻水的單位消耗量的相應減少等于約55% ；d)以(X)2的蒸氣汽提和與其相連的吸收的上述省去，和以驟冷Q和氨解AL(圖1) 在驟冷-氨解段QAL(圖；3)中的一體化顯著簡化了三聚氰胺在水相中的純化，還以相對于驟冷Q較便宜的材料得到所述驟冷-氨解段QAL ；e)減小了脫氨AR和隨后母液處理OE的尺寸。由于d)和e)這幾點引起的投資減少高于由汽提StrN、廢氣洗滌OGQ和流除去OGS的引入引起的增加；相對于現有技術(圖 1)，投資的總體減少估計是約10% ；
f)由于三聚氰胺保持在熱水溶液中的總體積減少，所以在純化過程中三聚氰胺較少水解為0ΑΤ，從而引起產率增加；g)在用NH3的汽提中，尿素幾乎全部轉化和部分OAT轉化為三聚氰胺引起產率的進一步增加。相對于現有技術(圖1)，由于f)和g)這幾點引起的尿素單位消耗量的減少高于5% ；h)用水溶液洗滌無水廢氣使得可以簡單且有效地回收所有的三聚氰胺蒸氣，相對于用熔融尿素的洗滌(圖2)具有更溫和的操作條件和更經濟的構造材料；i)通過用水溶液洗滌來回收三聚氰胺蒸氣使得可以避免與再循環至在溶液/混懸液中含三聚氰胺和在溶液/乳液中含廢氣的熔融尿素反應(圖2、有關的問題；j)通過進行不是非常復雜的修改(所謂的改造)，也可將該方法應用于根據現有技術建造的裝置，例如用于實現圖1和2示意性表示的方法的那些裝置。提供以下實施例只是用于本發明的純粹說明目的而不限制所附權利要求限定的保護范圍。


圖1是顯示根據現有技術US 3，161，638的方法的實施方案的簡化方框圖。圖2是顯示根據現有技術US 7，125，992的方法的實施方案的簡化方框圖。圖3是顯示根據本發明方法的三聚氰胺生產裝置的主要工段和主要料流的簡化方框圖。
實施例將16. Ot/h熔融尿素和1. Ot/h氣態NH3輸送到具有40，000t/y額定生產力的三聚氰胺裝置的反應器；反應器在380°C和SObar^^力下操作。從反應器分離含三聚氰胺的11. 8t/h無水廢氣和5. 2t/h液體粗三聚氰胺。在汽提塔中在與反應器相同的條件下用1. lt/h無水氣態NH3處理所述液體三聚氰胺，得到僅含0. 02質量％溶解的(X)2的5. lt/h液體三聚氰胺；該流還含3. 4質量％縮聚物、0. 6質量％ OAT并且基本上不含未反應的尿素。從汽提塔分離出含三聚氰胺蒸氣的1.2t/h無水廢氣，其當與離開反應器的廢氣合并時，形成含3. 8質量％三聚氰胺蒸氣的13. 0t/h流。離開汽提塔的液體三聚氰胺被輸送到驟冷-氨解器，以在含NH3的水溶液中，在使得縮聚物可以幾乎全部被除去、大部分被轉化為三聚氰胺的操作條件(溫度172°C、壓力 25bar相對壓力和14質量％的NH3濃度)下，純化。含約3，OOOppm質量OAT和約800ppm質量縮聚物的8質量％三聚氰胺的63. 0t/h 水溶液離開驟冷-氨解器。通過合并來自反應器和汽提塔的無水廢氣流得到的氣流被輸送到169°C和 ^ 力下操作的洗滌塔，在此處它與7. 0t/h再循環水溶液逆流接觸。離開洗滌塔頂部的含18質量％水和基本上不含三聚氰胺的經洗滌廢氣被輸送到鄰近的尿素裝置以回收其中含有的NH3和C02。含作為蒸氣與廢氣一起進入的0. 5t/h三聚氰胺和4. 5質量％ CO2的6. 4t/h水溶液離開洗滌塔底部。該流被輸送到蒸氣汽提塔，其底部在160°C和操作。4.6t/h 水溶液離開汽提塔的底部，在此處(X)2被減少至0. 2質量％。該溶液與離開驟冷-氨解段的溶液合并，全部混合物被輸送到過濾器，具有小于 IOOppm質量縮聚物的溶液從該過濾器被排出；然后后面的溶液被輸送到在45°C的溫度、 0. ^ar^^^的壓力、約0. 15質量％的(X)2濃度和約11. 5的pH下操作的結晶器。離開結晶器的混懸液被輸送到固/液分離器(離心分離機)，其使結晶過程母液與高純度三聚氰胺(對于干產物大于99. 9質量％的滴定度)分離。約62. 6t/h母液被分為兩個流。7. 5t/h的一個流沒有經歷任何處理被直接再循環至驟冷-氨解段；剩余的55. lt/h被輸送到脫氨段以回收其中溶解的NH3。脫氨段由蒸餾塔構成，幾乎無水的氣態NH3從其頂部排出。C02、NH3和水的液流離開塔的中間板，其被再循環至工藝的適合位置。離開塔底部的水溶液被輸送用于處理以通過單獨熱解除去0ΑΤ。以這種方式分離出水溶液，其與可被排出或作為公用工程用水(例如用于冷卻塔的補充水)或作為工藝水被再利用的另外水溶液一起被再循環至驟冷-氨解和廢氣洗滌。再循環至驟冷-氨解段的溶液的一部分與離開脫氨段的蒸餾塔頂部的氣態NH3混合，使NH3冷凝并回收其冷凝熱。整個方法的尿素和蒸氣消耗證實分別是3. 2t/t和4. 3t/t所生產的三聚氰胺，與圖1所代表的現有技術的方法必需的3. 4t/t和12. 5t/t的對應值成對照。如果通過超濾隨后分解滯留物來進行OAT的除去，則對于本發明主題的方法和圖1的現有技術，三聚氰胺的較低分解分別將尿素消耗降低至3. 05t/t和3. 2t/t (代替3. 2t/t和3. 4t/t)。本發明方法的較高效率特別是從選擇了通過分開處理無水廢氣和粗三聚氰胺而除去反應流出物中存在的CO2而得到的。事實上，分開處理使得在結晶過程中可以在與圖1 的方法相同的約11. 5pH下操作，但消耗少得多的蒸氣以除去CO2，并特別是使其在結晶過程中保持低濃度。另外的優點是由離開固/液分離段的約12%母液流直接再循環至驟冷-氨解段的可能性提供的。
權利要求
1.通過尿素熱解生產高純度三聚氰胺的低能耗方法，其包括以下操作步驟a)將尿素熱解反應中的兩相液-氣流出物產物分離為粗三聚氰胺液流(3)和含NH3、 CO2以及三聚氰胺蒸氣的第一無水廢氣流(15)；b)使所述粗三聚氰胺液流C3)與氣態無水NH3流(1 接觸，形成貧于(X)2的粗三聚氰胺液流(4)和含NH3、⑶2以及三聚氰胺蒸氣的第二無水廢氣流(16)；c)使所述第一和第二無水廢氣流(15，16)與至少一個洗滌水流(3 接觸，形成含三聚氰胺、NH3、(X)2的水流00)和含ΝΗ3、0)2以及水蒸氣的濕廢氣流(19)；d)從所述含三聚氰胺、NH3、C02的水流OO)除去其中含有的至少一部分CO2，形成含被除去的(X)2的流02)和含三聚氰胺以及貧于(X)2的水流；e)通過冷卻結晶過程回收所述貧于CO2的粗三聚氰胺液流(4)中含有的三聚氰胺和所述含三聚氰胺以及貧于CO2的水流中含有的三聚氰胺，形成結晶的三聚氰胺流(10)和母液流(23)。
2.權利要求1的方法，其特征在于，所述貧于(X)2的粗三聚氰胺液流(4)經歷冷卻結晶之前，它通過與氨水流(36)接觸經歷驟冷-氨解處理，形成含純化的三聚氰胺的氨水流 (35)。
3.權利要求2的方法，其特征在于，所述含三聚氰胺以及貧于(X)2的水流與所述含純化的三聚氰胺的氨水流(3 合并，形成待經歷所述步驟(e)的單個流(7)。
4.前述權利要求中任一項的方法，其特征在于，在步驟c)中，借助降壓實現從所述含三聚氰胺、NH3和CO2的水流(20)除去CO2。
5.權利要求1-3中任一項的方法，其特征在于，步驟d)中，借助汽提實現從所述含三聚氰胺、NH3和CO2的水流(20)除去CO2。
6.前述權利要求中任一項的方法，其特征在于，在所述通過冷卻結晶過程回收三聚氰胺的步驟e)之后，步驟d)中得到的所述含被除去的(X)2的流0 被再循環至同一方法的某個步驟。
7.前述權利要求中任一項的方法，其特征在于，原樣或經歷通過吸收到水溶液的冷凝處理或其它類型的處理后，所述含NH3、CO2和水蒸氣的濕廢氣流(19)被再循環至尿素生產直ο
8.權利要求2的方法，其特征在于，步驟e)得到的所述母液流03)的至少一部分被用作在所述貧于(X)2的粗三聚氰胺液流的驟冷-氨解處理中的水流05)。
9.前述權利要求中任一項的方法，其特征在于，步驟e)得到的所述母液流03)的至少一部分經歷脫氨處理，形成基本上不含(X)2的氣態NH3流06)、含(X)2的流(XT)和脫氨母液水流(28)。
10.前述權利要求中任一項的方法，其特征在于，直接地或在降低其含水量的處理之后，所述含(X)2的流(XT)被再循環至尿素生產裝置。
11.權利要求9或10的方法，其特征在于，所述脫氨母液水流08)經歷分解處理，回收 NH3和CO2，產生的水流作為洗滌水流(3 被部分再循環至所述步驟c)和作為水流(31)被部分再循環至所述驟冷-氨解處理以幫助形成所述氨水流(36)。
12.權利要求9或10的方法，其特征在于，所述脫氨母液水流08)被分離為i)作為洗滌水流(3 被部分再循環至所述步驟b)和作為水流(31)被部分再循環至所述驟冷-氨解處理以幫助形成所述氨水流(36)的富三聚氰胺的水流； )適合于被 分解以回收NH3和(X)2的富OAT的水流。
13.權利要求11或12的方法，其特征在于，所述基本上不含(X)2的NH3水流06)與一部分所述水流(31)混合以從中回收冷凝熱。
14.前述權利要求中任一項的方法，其特征在于，所述步驟a)和b)同時實現，形成含 NH3、⑶2以及三聚氰胺蒸氣的單個無水廢氣流和貧于(X)2的粗三聚氰胺流，所述單個無水廢氣流被輸送到步驟c)。
15.用于實施權利要求1所限定的改進的三聚氰胺生產方法的設備，其包括i)用于將尿素熱解反應中產生的液/氣兩相流出物分離為粗三聚氰胺液流(3)和含 NH3、CO2以及三聚氰胺蒸氣的第一無水廢氣流(1 的分離段，所述分離段與用于尿素熱解的反應段(R)相連，所述分離段從反應段(R)接收所述兩相液/氣流出物，并在所述反應段 (R)的內部或外部； )用于使來自所述反應段(R)的所述粗三聚氰胺液流與無水NH3氣流接觸，形成貧于 CO2的粗三聚氰胺液流⑷和含NH3、⑶2以及三聚氰胺蒸氣的第二無水廢氣流(16)的汽提段(StrN)，所述汽提段(StrN)與所述反應段(I )相連，所述汽提段(StrN)從所述反應段 (R)接收所述粗三聚氰胺液流；iii)用于使所述第一和第二無水廢氣流(15，16)與至少一個洗滌水流(3 接觸形成含三聚氰胺、NH3以及(X)2的水流OO)和含ΝΗ3、ω2以及水蒸氣的濕廢氣流(19)的洗滌段 (OGQ)，所述洗滌段(OGQ)與所述分離段和所述汽提段(StrN)相連，所述洗滌段(OGQ)從所述分離段接收所述第一無水廢氣流(15)，并從所述汽提段(StrN)接收所述第二無水廢氣流(16)；iv)用于從所述含三聚氰胺、NH3和CO2的水流OO)除去其中含有的至少一部分CO2，形成含被除去的CO2的流02)和含三聚氰胺以及貧于CO2的水流的CO2除去段(OGS)， 所述(X)2除去段(0GQ與所述洗滌段(OGQ)相連，所述(X)2除去段(0GQ從洗滌段(OGQ)接收所述含三聚氰胺、NH3和CO2的水流OO)；ν)用于通過冷卻結晶過程回收所述貧于CO2的粗三聚氰胺液流(4)中含有的三聚氰胺和所述含三聚氰胺以及CO2的水流中含有的三聚氰胺，形成結晶的三聚氰胺流(10)和母液流的至少一個三聚氰胺回收段(Cr)，所述三聚氰胺回收段(Cr)與汽提段(StrN) 和所述(X)2除去段(0GQ這二者相連，所述三聚氰胺回收段(Cr)從汽提段(StrN)接收所述貧于(X)2的粗三聚氰胺液流，和從所述(X)2除去段(0GQ接收所述含三聚氰胺以及貧于CD2的水流Ql)。
全文摘要
描述了通過尿素熱解生產高純度三聚氰胺的低能耗方法，其包括以下操作步驟a)將尿素熱解反應中的兩相液-氣流出物產物分離為粗三聚氰胺液流(3)和含NH3、CO2以及三聚氰胺蒸氣的第一無水廢氣流(15)；b)使所述粗三聚氰胺液流(3)與氣態無水NH3流(13)接觸，形成貧于CO2的粗三聚氰胺液流(4)和含NH3、CO2以及三聚氰胺蒸氣的第二無水廢氣流(16)；c)使所述第一和第二無水廢氣流(15，16)與至少一個洗滌水流(32)接觸，形成含三聚氰胺、NH3、CO2的水流(20)和含NH3、CO2以及水蒸氣的濕廢氣流(19)；d)從所述含三聚氰胺、NH3、CO2的水流(20)除去其中含有的至少一部分CO2，形成含被除去的CO2的流(22)和含三聚氰胺以及貧于CO2的水流(21)；e)通過冷卻結晶過程回收所述貧于CO2的粗三聚氰胺液流(4)中含有的三聚氰胺和所述含三聚氰胺以及貧于CO2的水流(21)中含有的三聚氰胺，形成結晶的三聚氰胺流(10)和母液流(23)。本發明還涉及用于實現上述方法的設備。
文檔編號C07D251/62GK102285929SQ201110114760
公開日2011年12月21日 申請日期2011年5月5日 優先權日2010年5月6日
發明者A·德阿米西斯, A·托格諾尼, G·皮謝塔, G·莫雷羅, P·波利尼, R·桑圖西 申請人:歐洲技術設于伊特根的三聚氰氨-盧森堡-分支機構