通过尿素热解生产高纯度三聚氰胺的氨消耗减少的低能耗方法及相关设备与流程

本发明涉及一种通过尿素热解制备高纯度三聚氰胺的氨消耗减少的低能耗方法及相关设备。

背景技术：

为了更好地理解本发明的目的，参考如下文中所述的现有技术。已知的是，将熔融尿素转化成三聚氰胺通过以下的总反应(1)来描述：

6nh2conh2→(cn)3(nh2)3+6nh3+3co2(1)

尿素三聚氰胺氨二氧化碳

其中每kg三聚氰胺形成1.86kg的nh3和co2(统称为废气)。

一种特别广泛使用的基于尿素的高压热解的工业方法描述在专利ep2385043中。为了清楚地理解根据本发明方法的改进和优点，本专利申请的图1代表现有技术，并且显示了ep2385043中所述的三聚氰胺生产方法的实施方案的简化框图。

根据图1的方案，ep2385043的方法包括以下步骤：

a)通过在具体反应器中的尿素热解来生产三聚氰胺，和将尿素热解反应中所产生的两相液/气流出物分离成粗三聚氰胺的液体流和包含nh3、co2和三聚氰胺蒸气的无水废气的第一流；

b)使上述粗三聚氰胺的液体流与无水气态nh3流在具体的补充反应器中接触，形成贫含co2的粗三聚氰胺的液体流和包含nh3、co2和三聚氰胺蒸气的无水废气的第二流；

c)使所述无水废气的第一和第二流与至少一个水性洗涤流接触以形成包含三聚氰胺、nh3和co2的水性流和包含nh3、co2和水蒸气的湿废气流：

d)从所述包含三聚氰胺、nh3和co2的水性流中除去其中所含的co2的至少一部分，形成包含所除去的co2的流和贫含co2的包含三聚氰胺的水性流；

e)通过经冷却结晶并分离来回收所述贫含co2的粗三聚氰胺的液体流中所含的三聚氰胺和所述贫含co2的包含三聚氰胺的水性流中所含的三聚氰胺，以形成结晶的三聚氰胺流和母液流。

图1的框图显示根据ep2385043的方法用于生产三聚氰胺的设备的主要区和材料的主要流，在入口处用液体尿素流(流1)、液体氨流(流2)和补充水流(流32)来表示，和输出流用废气流(流13)、所生产的三聚氰胺流(流31)、碳酸盐流(流27)和纯化的水流(流29)(如果不在所述设备内重新使用的话)来表示。

将液体尿素流1和无水气态nh3流3进料到处于比熔点(等于约133℃)高的温度下的反应区r。所述区r包含配备有合适的加热系统的反应器，其将试剂系统保持在约360-420℃的温度下；压力维持在高于70bar相对的值。

将尿素热解反应所产生的液/气两相流出物在反应器r内部或在位于下游的一个或多个分离器(图1中未示出)中分离成包含未反应的尿素、nh3、co2和杂质(例如oat和缩聚物)的粗三聚氰胺的液体流6，和被三聚氰胺蒸气饱和的包含nh3、co2的无水废气的第一流7。使粗三聚氰胺的液体流6和无水废气流7进行两种不同的处理以用于回收其中所含的三聚氰胺。

将粗三聚氰胺的液体流6送到补充反应区pr，其优选在与所述区r相同的温度和压力条件下操作，在所述区pr中使所述流6与无水气态nh3流接触。所述流4和所述流6之间的重量比可以在0.06-0.6变化。无水气态nh3流与粗三聚氰胺的液体流流动密切接触并且萃取其中所溶解的co2，增加氨的分压。此外，粗三聚氰胺在补充反应器条件下的持续性具有一些有利的辅助效果：

a)其几乎完全将未反应的尿素转化成三聚氰胺，导致收率增加和下游区中co2的形成减少(这归因于残留尿素可能的分解)；

b)其将oat转化成三聚氰胺。oat向三聚氰胺的转化率是与流4接触的流6在pr区中的停留时间的函数；

c)增加nh3的分压，这有利于将缩聚物重新转化成三聚氰胺，浓度降低超过20％。

从以上显然的是，进料到补充反应器的氨的量越大，则co2除去的效果将越大且补充反应器内部液氨的分压将越大。然而，还显然的是，nh3的量越大，伴随流9出来的气相三聚氰胺将越多，并且所述三聚氰胺将必须在之后的区q中被吸收和溶解，和送到尿素设备的湿废气的量将越大。

因此实际上，在根据ep238504的方法中，为了减少废气的量，存在将最小可能量的氨送到补充反应器的倾向，这对于令人满意来说是必须的但仍未完全转化副产物。

因此部分纯化的三聚氰胺的液体流(流8)从pr区离开，其具有低co2含量、低未反应尿素含量和减少量的oat和缩聚物。无水废气的第二流(流9)也从pr区离开，其主要包含nh3、少量co2和一定量的三聚氰胺蒸气。来自区r和pr的无水废气流汇合成单一流10，其通过在单一洗涤区q中用水洗涤来进行三聚氰胺的回收处理。流10可以含有最高为区r中所生产的全部三聚氰胺的10质量％的三聚氰胺蒸气。在区q中，该三聚氰胺通过使流10与优选由从三聚氰胺设备的合适点收集的一个或多个流(在图1中，这些流用单一流11表示)组成的水性洗涤流接触来回收，以形成包含三聚氰胺、nh3和co2的水性流(流12)。区q在125-190℃范围内的温度和20-30bar相对范围内的压力下操作；流11和流10之间的质量比是0.3-2.0。

洗涤后离开区q的气态流(流13)由主要包含nh3、co2和饱和水蒸气的湿废气组成；将所述流13如原样或在进行诸如通过在水溶液中吸收来冷凝处理(图1中未示出)之后送到尿素设备。因此存在被送到尿素设备的由nh3+co2+h2o组成的湿废气流，其由于存在水而具有不利效果。

将离开区q的水性流(流12)送到co2分离区str，在这里其中所含的co2的一部分借助于用蒸气汽提来除去，该蒸气例如通过在同一汽提器底部处的再沸器来产生。从区str回收富含co2的气态流(流14)和贫含co2的包含三聚氰胺的水性流(流15)，将所述流14送到所述方法中不能再有利于降低结晶中的ph的点。

如已经描述的，基本上没有co2的三聚氰胺的液体流8也从补充反应区pr离开。将所述流8送到激冷-氨解区qal，在这里进行激冷处理(在水中溶解粗三聚氰胺)和氨解(消除缩聚物)。

区qal可以包含一个或多个固定装置，优选单个装置。流8进入该装置的底部，在强力搅拌下保持，并且与氨水溶液(流16)密切接触，其中所述流8在160-180℃的温度下完全溶解。水性流16通过将来自该三聚氰胺方法的随后步骤的水性流(流17)与nh3流(流19)合并来形成，所述nh3流(流19)继而通过将也来自该三聚氰胺方法的随后步骤的nh3流(流18)和补充nh3流5合并来形成；还将结晶母液的直接再循环水性流(流25)送到激冷-氨解区。

在激冷-氨解区的入口处，选择16和25的合并流与熔融三聚氰胺流8之间的质量比，以便在出口处nh3的质量浓度为包含纯化的三聚氰胺的氨水溶液(流20)的10％-17％。

在激冷-氨解装置中，停留时间足以几乎完全消除流8中存在的缩聚物，主要将其转化成三聚氰胺。

来自区str的流15优选与离开激冷-氨解区的流20汇合以形成流21；从此处，离开反应区r和补充反应区pr的气相三聚氰胺与已经离开同一区的液相三聚氰胺汇合，并且进行同一处理。

将流21送到包含精制(finisher)过滤器(其也完成氨解处理)的过滤区f。将离开区f的流(流22)送到结晶区cr，在这里通过将温度降低到约40-50℃的值来结晶三聚氰胺，获得高纯度三聚氰胺的水性悬浮液(流23)。

借助于区str所获得的流15中低含量的co2和通过区pr所获得的流8中低含量的co2允许在结晶中保持高ph，因而在不太有利于oat沉淀的条件下操作。这些纯三聚氰胺结晶的有利条件是通过如下方式获得的：在区str中从回收自废气的三聚氰胺流(流12)中分离co2，和在区pr中用离开尿素设备且与湿废气(流13)一起返回到其中的nh3(流4)汽提co2。

离开区cr的流23在区sls中进行固/液分离，在这里三聚氰胺晶体(流31)从结晶母液(流24)中分离，并且送到干燥和包装区(图1中未示出)。

离开分离器sls的流24被分成两股流(流25和26)：将流25直接再循环到激冷-氨解区qal，而将流26送到氨回收区ra。

母液未直接再循环的部分(流26)在区ra中进行脱氨，其分离为三股流：待再循环到氨解区qal的基本上没有co2的nh3流(流18)；富含co2和氨的流(流27)；包含三聚氰胺、oat且基本上没有co2和nh3的水性流(流28)。

nh3流18从区ra提取，优选为气态，并且然后在与氨补充流5汇合后与来自该三聚氰胺方法的随后阶段的水性流17在氨吸收区(aa)中混合；以此方式，nh3的冷凝焓加热了所得的流16，这对于区qal的热平衡以及因此对于整个设备的蒸气消耗具有积极效果。将含有co2、氨和水的流27(通常称作侧流)直接送到尿素设备，因而消除了来自所述设备的co2，而且消除了形成流27的溶液中所含的氨。这种氨必须借助于补充或重新整合(流5)来重新恢复。所述三聚氰胺设备因此需要等于流3-4-5之和(流2)的总氨量。

将脱氨的母液流28送到区eo以用于消除oat和获得水溶液(流30)，将所述流30再循环到激冷-氨解区qal(流17)和废气洗涤区q(流11)。

区eo可以以许多不同的方式来实施。在ep2385043中，将整个流28送去分解以回收nh3和co2形式的有机化合物，获得基本上没有杂质的水流(流29)(其可以排出或重新用于所述设备的合适的点)，和待循环到区qal和q(流17和11)的水流30。区eo还接收补充水(流32)以将出口水与废气(流13)、侧流(流27)和流29(如果排出且不再循环到所述设备的话)重新整合。

根据现有技术(更具体地根据ep2385043)的方法和设备已经得到了进一步改进，然而，以完全令人惊讶的方式获得一种方法和设备，其保持了前述所有的优点，并且在降低对于来自界区的新鲜氨的需要、能耗和出口处湿废气(其必须重新转化成尿素)的量方面更有效。

如之前所指出的，实际上，在根据ep2385043的方法中，与流9一起离开的气相三聚氰胺在区q中被吸收和溶解，因此流9中无水气体的量越大，在q中所产生的湿废气(其必须被处理并在尿素生产设备中重新转化成尿素)的量越大，和用于溶解其中所含的三聚氰胺所需的水量越大。

此外，由于将含有三聚氰胺的溶液(流12)进料到汽提区str，因此与进料到补充反应器的氨量相关的另一缺点表现为用于进行co2汽提所需蒸气的量。

为了尽可能多地减少以上所指明的与进料到补充反应器的氨量相关的缺点，因此在根据现有技术的方法中，存在着如下这样的倾向：进料达到令人满意的副产物转化率所必需的但不足以保证其完全转化的最小可能的氨量。

技术实现要素：

因此本发明的目的在于提供一种方法和设备，其克服了上述现有技术的缺点，并且其特征在于减少的氨消耗、改进的效率和同时减少三聚氰胺的生产成本。

因此本发明的一个目的涉及一种通过尿素热解生产三聚氰胺的方法，其包括以下步骤：

a)通过在具体反应器中尿素热解来生产三聚氰胺，和将尿素热解反应中所产生的两相液/气流出物分离成粗三聚氰胺的液体流和包含nh3、co2和三聚氰胺蒸气的无水废气的第一流；

b)使所述粗三聚氰胺的液体流与无水气态nh3流在具体的补充反应器中接触并且形成贫含co2且部分纯化的三聚氰胺的液体流和包含nh3、co2和三聚氰胺蒸气的无水气体的第二流；

c)使来自步骤a)的所述无水气体的第一流与至少一种水性洗涤流接触，形成包含三聚氰胺、nh3、co2的水性流和包含nh3、co2和水蒸气的气态湿废气流；

d)使来自步骤b)的所述无水气体的第二流与再循环的水流混合，并且形成氨水溶液，其中溶解了无水气体流中所含的三聚氰胺，回收气体的显热和冷凝热；

e)从步骤c)的包含三聚氰胺、nh3、co2的水性流中除去其中所含的co2的至少一部分并且形成包含所除去的co2的气态流和包含三聚氰胺、nh3且贫含co2的水性流；

f)使离开补充反应器的所述贫含co2且部分纯化的三聚氰胺的液体流通过与步骤d)获得的所述氨水溶液接触来进行激冷-氨解处理，以形成包含纯化的三聚氰胺的氨水流；

g)借助于通过冷却结晶步骤并分离，回收来自步骤f)的所述包含纯化的三聚氰胺的氨水流中所含的三聚氰胺和来自步骤(e)的所述包含三聚氰胺且贫含co2的水性流中所含的三聚氰胺，以形成结晶的三聚氰胺流和母液流。

本发明的第二目的涉及一种用于上述方法的设备，其包含：

i)分离区，用于将尿素热解反应中所产生的两相液/气流出物分离成粗三聚氰胺的液体流和包含nh3、co2和三聚氰胺蒸气的无水废气的第一流，所述分离区连接到用于尿素热解的反应区并从中接收所述两相液/气流出物，所述分离区处于所述反应区的内部或外部；

ii)汽提区或补充反应器，用于使来自所述反应区的所述粗三聚氰胺的液体流与无水气态nh3流接触并且形成贫含co2且部分纯化的三聚氰胺的液体流和包含nh3、co2和三聚氰胺蒸气的无水气体的第二流，所述汽提区连接到所述反应区并从中接收所述粗三聚氰胺的液体流；

iii)洗涤区，用于将所述无水废气的第一流与水性洗涤流接触并且形成包含三聚氰胺、nh3、co2的水性流和包含nh3、co2和水蒸气的湿废气流，所述洗涤区连接到所述分离区并从中接收所述无水废气的第一流；

iv)co2除去区，用于从所述包含三聚氰胺、nh3、co2的水性流中除去其中所含的co2的至少一部分，并且形成包含所除去的co2的气态流和包含三聚氰胺、nh3且贫含co2的水性流，所述co2除去区连接到所述洗涤区并从中接收所述包含三聚氰胺、nh3、co2的水性流；

v)混合和热回收区，用于使所述无水气体的第二流与再循环水流混合并且形成氨水溶液(其中溶解了无水废气流中所含的三聚氰胺)，和用于通过氨吸收来回收气体的显热和冷凝热二者，所述混合和热回收区连接到汽提区或补充反应器并从中接收所述无水气体的第二流，和连接到氨水溶液进料到其中的所述激冷-氨解区；

vi)激冷-氨解区，用于使离开补充反应器的所述贫含co2且部分纯化的三聚氰胺的液体流通过与来自混合和热回收区的所述氨水溶液接触来进行激冷-氨解处理，并且形成包含纯化的三聚氰胺的氨水流，所述激冷-氨解区连接到所述汽提区或补充反应器并从中接收所述贫含co2且部分纯化的三聚氰胺的液体流；

vii)至少一个三聚氰胺的回收区，用于通过经冷却结晶并分离来回收所述包含纯化的三聚氰胺的氨水流中所含的三聚氰胺以及所述包含三聚氰胺、nh3且贫含co2的水性流中所含的三聚氰胺二者，以形成结晶的三聚氰胺流和母液流，所述三聚氰胺的回收区连接到所述激冷-氨解区并从中接收包含纯化的三聚氰胺的氨水流，和连接到所述co2除去区并从中接收所述包含三聚氰胺、nh3且贫含co2的水性流。

本质上，本发明方法的目的是提供热解反应器中所产生的三聚氰胺在水溶液中的收集和纯化及其通过结晶的分离。更具体地，本发明涉及在生产三聚氰胺的方法内回收离开补充反应器的气体。甚至更具体地，将离开补充反应器的气体在再循环水中吸收和冷凝，回收其中所含的三聚氰胺，由此获得纯化三聚氰胺所必需的氨溶液，和同时回收氨的显热和冷凝热。

更具体地，根据本发明的方法通过将离开补充反应区的气体送到混合和热回收区(即氨吸收区)和不再送到废气洗涤区，克服了现有技术的缺点，即必须以到补充反应器的最小可能的氨流量操作以减少废气和因此不完全转化副产物的事实。

因此根据本发明的方法特征在于回收离开补充反应器的无水废气和通过与再循环的水混合来使其冷凝，同时保证补充氨使用的优化以及减少离开所述设备的总水量(这二者都包含在废气中以及包含在尿素设备中待处理的溶液中)，和同时在三聚氰胺设备内回收排出的水，因此在没有向外排出液体的情形下实施方法。

在本说明书中，除非另有规定，否则“洗涤水性流”指的是补充水流或其可以由取自三聚氰胺设备本身的合适点的一个或多个水性流组成。

在本说明书中，“包含三聚氰胺且贫含co2的水性流”指的是离开所述方法步骤的流体，其co2含量低于进料到所述方法步骤的流，而“贫含co2且部分纯化的三聚氰胺的液体流”指的是离开所述方法步骤的流，其中co2和杂质含量低于进料到所述方法步骤的流。

在根据本发明方法的步骤d)中，来自步骤b)的无水气体的第二流优选与再循环的水流和通过将补充氨流和再循环的氨流合并所获得的流混合，以形成所述氨水溶液。

根据本发明的方法可以包括将补充氨流进料到随后母液流未直接再循环部分的脱氨处理中。

步骤g)中所获得的所述母液流的至少一部分可以优选用作步骤f)的水性流，以用于离开补充反应器的所述贫含co2且部分纯化的三聚氰胺的液体流的激冷-氨解处理，并且在步骤g)中所获得的所述母液流的至少一部分可以进行脱氨处理，以形成基本上没有co2的气态nh3流，包含co2、氨和水的流和脱氨母液的水性流。

所述来自脱氨处理的包含co2、氨和水的流可以与来自随后对所述脱氨母液的水性流进行的分解步骤的含有h2o、co2和nh3的另外的流汇合，以形成单一流，以用于直接或是在降低了水含量的处理之后再循环到生产尿素的设备，或将所述含有co2、氨和水的流送到无水废气的洗涤步骤(c)。

该脱氨母液的水性流可以进行分解处理以回收nh3和co2，并且产生水性流，其作为水性洗涤流部分地再循环到所述步骤c)和作为水性流部分地再循环以有利于形成进料到激冷-氨解处理(步骤f))的氨水流(步骤d))，和产生含有h2o、co2和nh3的流，其与来自脱氨处理的包含co2、氨和水的流合并。

来自脱氨处理的基本上没有co2的气态nh3流可以与所述水性流的一部分混合以在步骤d)中回收冷凝热。

来自步骤e)的包含三聚氰胺的水性流可以与来自激冷-氨解步骤f)的所述包含纯化的三聚氰胺的氨水流汇合，以形成用于进行所述步骤g)的单一流。

在步骤e)中，借助于泄压或汽提来从包含三聚氰胺、nh3和co2的水性流中除去co2。将步骤e)中所获得的包含所除去的co2的流再循环到所述回收步骤g)之后的相同过程步骤中，以通过经冷却结晶回收三聚氰胺。

步骤c)中所获得的包含nh3、co2和水蒸气的湿废气流优选原样或在进行通过在水溶液中吸收的冷凝处理之后或另一类型的处理之后再循环到生产尿素的设备。

根据本发明的方法以及源于所述方法的优点可以从以下图2中所示的第一可能实施方案和图3和图4中所示的两种另外的实施方案的描述来更好地理解。

附图说明

为了便于说明和与现有技术比较，如代表现有技术的图1中的相同缩写和附图标记在图2-4中保留。

图2的框图显示根据本发明方法的第一实施方案生产三聚氰胺的设备的主要区和材料的主要流。

将液体尿素流1和无水气态nh3流3一起进料到高于熔点(等于约133℃)的温度下的反应区r。所述区r包含配备有合适的加热系统的反应器，其将试剂系统保持在约360-420℃的温度；压力维持在高于70bar相对的值。

在反应器r内部或在位于下游的一个或多个分离器(图2中未示出)中，将尿素热解反应所产生的液/气两相流出物分离成包含未反应的尿素、nh3、co2和杂质(例如oat和缩聚物)的粗三聚氰胺的液体流6，和被三聚氰胺蒸气饱和的包含nh3、co2的无水废气的第一流7。将粗三聚氰胺的液体流6和无水废气流7进行两种不同的处理以回收其中所含的三聚氰胺。

将无水气体流7送到洗涤区q以吸收其中所含的三聚氰胺(使其进入溶液中)；因此从区q离开两股流：被水饱和的包含nh3和co2的气相废气流13(其离开三聚氰胺生产设备并且被送到尿素设备处进行随后处理)，和包含水、nh3、co2和三聚氰胺的溶液流12，将其进料到蒸气汽提区str以从所述溶液中除去co2。

将粗三聚氰胺的液体流6送到补充反应区pr，其优选在与区r相同的温度和压力条件下操作，或在稍低的压力下操作。因此补充反应区pr接收粗三聚氰胺流6和过热的无水气态三聚氰胺流4(其与粗三聚氰胺流6密切接触)。所述流4和所述流6之间的质量比是0.06-0.6。

与粗三聚氰胺的液体流6密切流动接触的无水气态nh3流4萃取其中所溶解的co2，与进料的氨量成比例地增加氨的分压。在补充反应器条件下氨分压的增加和粗三聚氰胺的持续性提供了有利的辅助效果：

a)它们几乎将未反应的尿素完全转化成三聚氰胺，导致收率增加；

b)它们将oat转化成三聚氰胺。oat向三聚氰胺的转化率与流4(具有增加的nh3分压)接触的流6在pr区中的停留时间相关；

c)它们有利于缩聚物重新转化成三聚氰胺，直到浓度下降约50％。

被气相三聚氰胺饱和的包含nh3和co2的气相第一流(流9)和贫含co2的包含部分纯化的液体三聚氰胺的液相第二流(流8)离开补充反应区pr。

从以上显然的是，与上述益处一起，进料到补充反应器的氨量越大，co2除去的效果将越大和在补充反应器内部液相中的氨分压将越大。然而还显然的是，进料的nh3(流4)的量越大，从补充反应器pr离开的被气相三聚氰胺饱和的包含nh3和co2的无水气体(流9)的量将越大。

如之前所指明的，根据现有技术，与流9一起离开的气相三聚氰胺在随后的区q中被吸收和溶解，因此无水气体流9的量越大，由q所产生的湿废气(其必须被处理并且在尿素生产设备处再转化成尿素)的量将越大，并且用于溶解其中所含的三聚氰胺所需的水量将越大。

由于将含有三聚氰胺的溶液(流12)进料到汽提区str，因此还存在与进料到补充反应器的氨量(其是用于进行co2汽提所必需的蒸气的量)相关的另一缺点。

为了尽可能多地减少上述与进料到补充反应器的氨量相关的缺点，在根据现有技术的方法中，存在进料足以达到令人满意的副产物转化率的最小可能的氨量的倾向。

为了弥补这些缺点，已经令人惊讶地发现通过在氨吸收区aa(即混合和热回收区)处理离开补充反应区pr的气体(流9)克服了现有技术的缺点，获得了以下的优点：

i)完全回收气体的显热和冷凝热，获得用于加热待进料到激冷-氨解区qal的氨溶液(流16)所必需的热量的同等减少；

ii)进料到补充反应器pr的所有氨在三聚氰胺生产设备内完全回收，这以同等量减少了从外部所需的补充氨(流5)；

iii)通过所述方法产生的湿废气与相同量的无水气体成比例下降，在根据现有技术的方法中，将所述无水气体从补充反应器pr送到利用水的洗涤区q，在这里其被水饱和以流13的形式离开；

iv)减少了送到汽提区str的溶液的量，其中所需蒸气按比例减少。

此外，因为离开补充反应区的无水气体流9不再送到洗涤区q，因此不再有利于产生所述量的湿废气，也不产生前述的其他负面效果，进料到区pr的无水氨4的量可以增加，因而在所述区获得更大的效率、更高的缩聚物向三聚氰胺的转化率和将oat几乎完全转化成三聚氰胺。

由于存在很少的缩聚物，因此这也允许降低纯化区的温度和停留时间，并且减少三聚氰胺形成oat的水解现象，因而减小了所述装置的体积以及因此还降低投资成本。

因此三聚氰胺的液体流(流8)离开区pr，其不仅几乎没有co2，而且还部分地纯化，因为其几乎没有尿素和不含或含有进一步减少量的oat和缩聚物。

如上所述，将离开区r的无水气体流7送到洗涤区q以用于吸收其中所含的三聚氰胺(使其进入溶液中)；该三聚氰胺在区q中通过使流7与优选由取自三聚氰胺设备合适点的一个或多个流(在图2中，这些流用单一流11代表)组成的水性洗涤流接触来回收，以形成包含三聚氰胺、nh3和co2的水性流(流12)。区q在125-190℃、优选160-175℃范围内的温度下和20-30bar相对、优选约25bar相对的压力下操作；流11和流7之间的质量比是0.3-2.0、优选0.4-0.7。

洗涤后离开区q的气态流(流13)由主要包含nh3、co2和饱和水蒸气的湿废气组成；将其原样或在进行诸如通过在水溶液中吸收来冷凝的处理(图2中未示出)之后送到尿素设备。

将离开区q的水性流(流12)送到区str以用于分离co2，在这里其中所含的co2的一部分通过用蒸气汽提来除去，所述蒸气例如通过在汽提器本身底部处的再沸器来产生。富含co2的气态流(流14)从区str回收，并且与包含三聚氰胺、nh3且贫含co2的水性流(流15)一起送到所述方法中不能再有利于降低结晶中的ph的点。

如已经指明的，贫含co2且部分纯化的三聚氰胺的液体流8也离开补充反应区pr。如图2中所示，将所述流8送到在其中进行激冷(在水中溶解粗三聚氰胺)和氨解(消除缩聚物)处理的激冷-氨解区qal。基于以上所示，根据本发明的技术方案允许所述区调整大小，因为在pr中已经发生了oat和缩聚物的几乎完全转化，这归因于增加的nh3进料量。

区qal可以包含一个或多个固定设备，优选单个装置。流8进入该装置的底部，在强力搅拌下保持，并且与氨水溶液(流16)密切接触，在流16中所述流8在160-180℃、优选165-172℃、甚至更优选165-168℃的温度下完全溶解。

氨水溶液16来自氨吸收区aa，向所述氨吸收区aa中进料来自该三聚氰胺方法随后步骤的水性流(流17)，以及来自区pr的被液体三聚氰胺饱和的包含nh3和co2的气相流9和通过将也来自该三聚氰胺方法随后步骤的优选气态的nh3流(18)与液体补充nh3流5合并获得的流(19)；也将结晶母液的直接再循环水性流(流25)送到激冷-氨解区。

在激冷-氨解区的入口处，选择16和25的合并流与熔融三聚氰胺流8之间的质量比，以便在出口处nh3浓度为包含纯化的三聚氰胺的氨水溶液(流20)的10％-17质量％(优选12％-15质量％)。

在激冷-氨解装置中的停留时间足以几乎完全消除流8中可能的残留缩聚物，主要将其转化成三聚氰胺。

来自区str的流15优选与来自激冷-氨解区的流20汇合以形成流21；从这里开始，离开反应区r和补充反应区pr的气相三聚氰胺与已经离开同一区的液相三聚氰胺汇合，并且进行同一处理。

将流21送到包含精制过滤器的过滤区f，其也完成氨解处理。将离开区f的流(流22)送到结晶区cr，在这里通过将温度降低到约40-50℃的值来结晶三聚氰胺，获得高纯度三聚氰胺的水性悬浮液(流23)。

通过区str所获得的流15中的低含量co2允许将结晶中的ph保持在高值，因此能够在不太有利于oat沉淀的条件下操作。这些纯三聚氰胺结晶的有利条件通过在区str中从回收自废气的三聚氰胺流(流12)中分离co2来获得。离开区cr的流23在区sls中进行固/液分离，在这里三聚氰胺晶体(流31)从结晶母液(流24)中分离，并且送到干燥和包装区(图2中未示出)。离开分离器sls的流24被分成两股流(流25和26)：将流25直接再循环到激冷-氨解区qal，而将流26送到氨回收区ra。

母液未直接再循环的部分(流26)在区ra中进行脱氨，其分离为三股流：待再循环到氨解区qal的基本上没有co2的nh3流(流18)；富含co2和氨的流(流27)；包含三聚氰胺、oat且基本上没有co2和nh3的水性流(流28)。

nh3流18从区ra中提取，优选处于气态，然后与液体nh3补充流5合并，因而形成流19，并且然后与来自该三聚氰胺方法随后阶段的水性流17的一部分和来自pr的被气相三聚氰胺饱和且主要包含nh3和co2的气相流9在氨吸收区(aa)中混合；在该混合和热回收区aa中，形成氨水溶液16，其中溶解了无水气体流9中所含的三聚氰胺，并且回收气体的显热和冷凝热二者；特别地，nh3的冷凝焓也用于加热所得的流16，对于区qal的热平衡以及因此对于整个设备的蒸气消耗具有积极效果。

离开区ra且含有co2、氨和水的流27与来自区eo的含有h2o、co2和nh3的流33合并以形成流34(通常称作侧流)，其直接送到尿素设备，因而消除了来自所述设备的co2，而且消除了形成流34的溶液中所含的氨。这种氨必须通过重新整合或补充(流5)来重新恢复。所述三聚氰胺设备因此需要等于流3-4-5之和(流2)的总氨量。

将脱氨的母液流28送到区eo以用于消除oat和获得水溶液(流30)，其待再循环到氨吸收区aa(流17)和废气洗涤区q(流11)。

在区eo中，将整个流28送去分解以回收co2和nh3形式的有机化合物，获得基本上没有杂质的水流(流29)(其可以排出或重新用于所述设备的合适的点)，和待再循环到区qal和q(流17和11)的水流30，和含有h2o、co2和nh3的流33(其与来自区ra的流27汇合，形成流34)。区eo还接收补充或重新整合的水(流32)以将出口水与废气(流13)、侧流(流34)和水流29(如果排出且不再循环到所述设备的话)重新整合。

根据本发明方法的第二实施方案示意性地表示在图3中。图3的框图显示根据本发明方法的第二实施方案用于生产三聚氰胺的设备的主要区和材料的主要流，其中下文将仅描述与图2中所示的第一实施方案不同的方面。

在图3中所示的实施方案中，补充氨5作为回流氨进料到区ra，因此减少了用于冷凝所述区内回流所必需的离开区ra顶部的氨蒸气部分的冷却水消耗。

nh3流18从区ra中提取，优选处于气态，并且送到氨吸收区(aa)，在这里其与来自该三聚氰胺方法的随后步骤的水性流的一部分17和来自pr的被气相三聚氰胺饱和的主要包含nh3和co2的气相流9混合。

图3中不存在流19，因为将流18从区ra直接进料到区aa，而将补充氨5直接送到区ra。

除了图2的实施方案已经显示的优点之外，因此图3中所示的解决方案允许减少用于冷凝所述区内回流所必需的离开区ra顶部的氨蒸气部分所必需的冷却水量，因此具有另外的能量优点，同时避免液氨和气态氨的混合。

在图4中所示的实施方案中，除了已经针对图3的实施方案所描述的之外，将含有co2、氨和水的流34(通常称作侧流)送到无水废气的洗涤区q。

以此方式，当废气(流13)和侧流(流34)分别排出时，减少了与废气(流13)和侧流(流34)一起离开的三聚氰胺设备的h2o的总量。

可以将来自区eo的基本上没有杂质的水流(流29)送到区rf(即冷却区)，在这里将其冷却以用作补充水。

其作为流29离开区rf，与补充或重新整合的水(流32)合并，进料到eo以用于将出口水与废气(流13)重新整合和获得完全没有液体排放的生产三聚氰胺的设备。

具体实施方式

实施例1(对比)

在名义能力是40000t/y(5000t/h)的三聚氰胺设备中，根据专利ep2385043的图1中所示的现有技术，将16.0t/h的熔融尿素和1.0t/h的气态nh3(流3)送到反应区r。该反应器在380℃和80bar相对下操作。

从该反应器分离11.8t/h的包含三聚氰胺蒸气的无水废气(流7)和5.2t/f的液体粗三聚氰胺(流6)。

将该液体三聚氰胺在区pr中用1.1t/h的无水气态nh3(流4)在与反应区r相同的条件下处理，获得5.1t/h的液体三聚氰胺(流8)和1.2t/h的包含三聚氰胺蒸气的无水废气(流9)，所述流9与离开区r的废气合并，形成13.0t/h的流10，其包含3.8质量％的三聚氰胺蒸气。

将离开区pr底部的液体三聚氰胺流8送到激冷-氨解区qal，在这里进行激冷(在水中溶解粗三聚氰胺)和氨解(消除缩聚物)处理。

更具体地，流8保持在强力搅拌下，并且与氨水溶液(流16)密切接触，其中所述流8在172℃的温度和25bar相对的压力下完全溶解。

更具体地，通过将来自区eo的水性流(流17)和nh3流(流19)合并来获得水性流16，继而通过将来自区ra的nh3流(流18)和补充nh3流(流5)合并来形成流19：经证实，进料的流5等于1.9t/h。

将结晶母液的直接再循环水性流(流25)也送到激冷-氨解区qal。

该三聚氰胺设备然后以等于流3-4-5之和(等于4-0t/h)(流2)的氨量进料。

选择在激冷-氨解区qal入口处16和25的合并流与熔融三聚氰胺流8之间的质量比，以便在出口处的nh3浓度等于包含纯化的三聚氰胺的氨水溶液(流20)的约14质量％。

在该激冷-氨解装置中，所示的操作条件和停留时间使得几乎完全消除流8中所存在的缩聚物，将其大部分转化成三聚氰胺。

将通过使来自反应器和来自汽提器的无水废气流(流9)汇总来获得的气态流10送到洗涤区q，其在169℃和25bar相对下操作，在这里所述流10与7.0t/h的再循环的水溶液(流11)逆流接触。

将离开洗涤塔顶部的含有18质量％的水且基本上没有三聚氰胺的洗涤废气(流13)送到相邻的尿素设备以回收其中所含的nh3和co2。

包含0.5t/h的三聚氰胺(作为蒸气伴随废气进入)和4.5质量％的co2的6.4t/h的水溶液(流12)离开洗涤塔的底部。将所述流送到蒸气汽提塔，其在底部处在160℃和7bar相对下操作。4.6t/h的水溶液(流15)离开汽提塔底部(在这里co2减少到0.2质量％)。

将该溶液(流15)与离开激冷-氨解区的溶液(流20)汇合，并且将整个混合物送到过滤器，从这里排出具有小于100ppm质量的缩聚物的溶液(流22)；然后将所述后一溶液(流22)送到结晶器，其在45℃的温度和0.5bar相对的压力下操作，其中co2浓度为约0.15质量％和ph约11.5。

将离开结晶器的悬浮液(流23)送到固/液分离器(离心机)，其分离高纯度三聚氰胺与结晶母液(流24)(相对于干材料而言滴定量超过99.9质量％)。

将约62.6t/h量的母液(流24)分成两股流。将7.5t/h的一股流(流25)直接再循环到激冷-氨解区，不进行任何处理；将剩余的55.1t/h(流26)送到脱氨区以回收其中所溶解的nh3。

脱氨区(ra)由蒸馏塔组成，气态的几乎无水的nh3从其顶部离开。

co2、nh3和水的液体流(其在所述方法的合适点再循环)从所述塔的中间塔板离开。

将离开塔底的水溶液(流28)送去处理以用于通过单独热分解消除oat。因而分离出再循环到激冷-氨解(流17)和废气洗涤(流11)的水溶液(流30)和另一水性流(其可以排出或作为公用工程用水如在冷却塔处的补充水或作为工艺水重新利用)。

再循环到激冷-氨解区(流17)的溶液的一部分与离开脱氨区的蒸馏塔顶部的气态nh3(流19)混合，使所述气态nh3冷凝并回收冷凝热。

经证实，根据图1中所代表的现有技术以及本发明对比例1的目的的整个过程的尿素、氨和蒸气的消耗分别等于3.2t/t、0.80t/t和4.3t/t所生产的三聚氰胺。

实施例2

在名义能力是40000t/y(5000t/h)的三聚氰胺设备中，根据在图2中所述实施方案中的本发明进行三聚氰胺的合成方法，其中离开补充反应区pr的气体(流9)在混合和热回收区aa中进行处理。

该方法的随后步骤如对比例1中所示来进行。

在区aa中处理流9具有作为第一效果的补充氨(流5)流量的降低。为了保持离开激冷-氨解区qal的流20中的氨浓度恒定，实际上减少了补充氨流5。

更具体地，补充氨流5减少的量等于流9中所含的氨，即等于1.1t/h的量，其等于进料到区pr的氨(流4)。因此经证实，补充氨的量低于根据对比例1所必需的量(1.9t/h)。

因此经证实，必须进料到三聚氰胺设备的nh3的总量等于流3-4-5(流2)之和，即等于1.0t/h、1.1t/h和0.8t/h之和。

因此进料到三聚氰胺设备的氨流2等于2.9t/h，其对应于0.58t/t所产生的三聚氰胺。

因此还经证实，氨的总量低于根据对比例1所必需的量(4.0t/h)。

此外，由于不再将离开补充反应区的无水气体流9送到洗涤区q，因此不再有利于所产生的湿废气量，也不产生上述其他不利效果，并且这允许增加进料到区pr的无水氨(流4)的量，因而获得所述区更高的效率、更高的缩聚物向三聚氰胺的转化率以及将oat几乎完全转化成三聚氰胺。

针对在上述区aa中处理流9所提供的根据本发明实施例的方法的另一优点在于完全回收气体的显热和冷凝热，获得加热待进料到激冷-氨解区qal的氨溶液(流16)所必需的热量的同等减少。

在区aa中处理流9中所回收的热量允许将用于加热氨溶液(流16)的饱和蒸气的量减少到等于450kg/h，相对于根据对比例1的方法。

经证实，根据图2的实施方案的根据本发明方法的氨和蒸气消耗分别等于0.58t/t和4.21t/t所产生的三聚氰胺，这与0.80t/t和4.3t/t根据对比例1的方法所生产的三聚氰胺的相应值形成对比。

实施例3

根据在图3中所述实施方案中的本发明合成方法在名义能力为40000t/y(5000t/h)的三聚氰胺设备中进行，将补充氨(流5)作为回流氨进料到区ra，因而减少了用于冷凝所述区内回流所必需的离开区ra顶部的氨蒸气部分的冷却水的消耗量。

所述方法的其他步骤如前述实施例2中所示来进行。

除了实施例2中所示的氨消耗的减少和在区aa中处理流9中回收的热之外，其允许根据实施例2将用于加热氨溶液(流16)的饱和蒸气量减少450kg/h，该实施例的实施方案导致对于名义能力40000t/y(5000t/h)的三聚氰胺设备而言，将温差9℃的冷却水的消耗降低20m³/h。

实施例4

根据图4中所述实施方案中本发明的合成方法在具有能力40000t/y(5000t/h)的三聚氰胺设备中进行，将含有co2、氨和水的流34(通常称作侧流)在三聚氰胺设备内再循环到无水废气洗涤区q，以代替送到尿素设备。

以此方式，当分别排出废气(流13)和侧流(流34)时，减少了与废气(流13)和侧流(流34)一起离开三聚氰胺设备的h2o的总量。

该方法的其他步骤如前述实施例3中所示来进行。

通过将流34再循环到无水废气洗涤区q，所述流34的水含量在三聚氰胺设备处以流12的形式内部回收，而nh3和co2含量伴随流13再循环到尿素设备，所述流34含有反应区r和补充反应区pr中所产生的所有废气和18重量％含量(对应于2.75t/h)的水。

将来自区eo的基本上没有杂质的水流(流29)送到激冷区rf，在这里将其冷却以用作补充水。

当流34完全在三聚氰胺设备内与所述流29一起再循环时，经证实必须在三聚氰胺设备处与流32重新整合的水含量等于废气流13的水含量。

除了实施例2中所示的氨消耗的减少，在区aa中处理流9中所回收的热(其允许同样根据实施例2将用于加热氨溶液(流16)的饱和蒸气量减少450kg/h)，根据实施例3对于名义能力40000t/y(5000t/h)的三聚氰胺设备而言，将温差9℃的冷却水消耗降低20m³/h之外，本实施例的实施方案允许流32的流量减少量等于流34中所含的水量(1.6t/h)和流29中所含的水量(11t/h)，这获得了完全没有液体排放的生产三聚氰胺的设备。