200911764 九、發明說明： 【發明所屬之技術領域】 本發明係關於用於增加三聚氰胺生產設備的效率之方 法連同產率之全面增加。 本發明屬於自脲出發來產生三聚氰胺的技術範圍。特 別，本發明建議對於本技藝中目前狀況，改良〇ATs的破壞 (demolition)操作（首字母縮略字表示氧化胺基三哄：即’ 氰尿醯胺和氰尿二醯胺的組合），同時不僅包含降低破壞成 本而且增加三聚氰胺的整體製造程序之產率。 【先前技術】 如眾所周知，所有自脲進行合成三聚氰胺的方法係在 高於3 60 °C溫度時操作，並分成兩大類： - 液相中之高壓方法，其中將反應壓力維持在超過 70巴，不使用觸媒，發生導致三聚氰胺形成之反應。 - 氣相中之低壓方法，其中反應壓力低於1 〇巴’係 有固體觸媒之存在時，發生導致三聚氰胺形成之反應。 對於兩方法類別，自脲出發導致三聚氰胺形成之反 應，全部係由下列化學計量方程式（1 )代表： 6 H2NCONH2 - > (CN)3(NH2)3 + 6 NH3 + 3 C02 (1) 脲 三聚氰胺 該反應是吸熱性，幾乎完全向右方移動（實際上，是 不可逆反應）而其特徵爲形成大量的氣態副產物。 除了未完全轉化之脲以外，離開反應器之含該等反應 200911764 產物流亦含一定數量的副產物，其係由未完全轉變成三聚 氰胺之反應中間物及來自包括三聚氰胺本身之隨後反應之 化合物組成。 副產物之兩種物種的典型實例分別是氰尿二醯胺和氰 尿醯胺（以術語OAT表示，氧化胺基三阱之首字母縮略詞） 及隨著兩或多分子的三聚氰胺之脫氨化反應，自縮合產生 之縮聚物（主要是蜜白胺和蜜勒胺）。 此等副產物伴隨三聚氰胺離開合成反應器並形成其主 要雜質。將彼等藉特定純化處理與三聚氰胺分離，其使各 種生產程序特性化。 目前所使用之大多數方法中，使離開合成反應器之液 流與水溶液接觸，於此三聚氰胺溶解在其中，然後經由結 晶，將純三聚氰胺自其中分離出。然而，在分離純三聚氰 胺後所產生之水溶液，所謂母液，仍含有顯著數量的殘餘 三聚氰胺（通常每升自5至1〇克）。 因此，爲了使三聚氰胺之高產率成爲生產程序之特 點，必須將母液全部或部分地循環至結晶器上游之適當點。 然而’循環結晶母液受上述副產物的存在所制約。因 爲事實上’此等副產物’ 一般是〇 ATs和縮聚物，亦溶入母 液中，所以彼等潛在地污染最後產物。 此等副產物中’來自涉及三聚氰胺隨後反應之那些副 產物（典型是縮聚物）通常在含三聚氰胺之水的溶液之純 化過程中被移除，且大多數再被轉換成三聚氰胺並使合成 200911764 程序的產率之全面增加，且基於所採取之特定純化循環， 成比例部分地進入OATs中。 反之，當由反應中間物（一般是〇 ATs )組成之副產物 在水性處理介質中不能轉變成爲三聚氰胺時，必須將彼等 自水相純化循環連續萃取來防止其積聚，其最終將達到飽 和上限。其必須加以預防，因爲若〇 ATs在循環水溶液中達 到飽合値，彼等可能連同三聚氰胺沈澱入結晶器中結果污 染了末端產物。 自水相純化循環來萃取OATs是自脲出發合成三聚氰 胺程序中產率損失的最大原因之一。 如先前所指出，在三聚氰胺的生產程序中，結晶母液 通常含範圍自5至10克/升之三聚氰胺殘渣，而OATs通常 以範圍自3至4克/升之數量存在。 如果不經任何處理，通過簡單沖洗母液將OATs移除， 相較於相對之單獨〇 ATs者，產率可能有大得多之額外損 失。 然而，處理含OATs之沖洗流以回收包含在其中之三聚 氰胺殘渣是複雜且昂貴之操作。 事實上，爲了限制存在於該沖洗流中之三聚氰胺的損 失，必須在沖洗流本身中盡可能濃縮OATs，甚至更佳，係 經由沈澱和隨後過濾，將OATs自母液中分離。然而’當 應用於某些設備中時，由於OATs之膠體性質，此操作極 爲困難，其需要依賴於過濾助劑（舉例而言如矽藻土）其 -8- 200911764 結果並不完全令人滿意，如下文中較佳舉例說明。 根據過濾步驟，結晶母液接受蒸餾操作，其能供完全 回收包含在其中之氨（除氨）然後將此特定操作所製備之 離開蒸餾塔底部之母液冷卻及藉氣態c〇2予以酸化直至pH 低於7_5(中和作用在此等條件下，OATs以膠體形式自 水溶液中幾乎完全被分離出。在pH値低於7.5及5 0-60 °C 之溫度時，事實上，OATs在水溶液中的溶解度係低於 I 0 Oppm ° 如前述及，當此懸浮液具有膠體性質時，將它在存在 有充作爲助濾劑之一層的矽藻土的特定過濾器上過濾。以 此種方式，獲得澄清之水溶液，其中含殘留之結晶三聚氰 胺及低於1 OOppm之OATs (相當於在5 0-60 °C之正常過濾 溫度時，此等的溶解度）。實際上，相對於可溶餾分，所有 過量OATs係被扣留在濾餅中。 經由應用此方法，扣留在濾餅中之OATs係以大致30 重量％的比例存在於其中，然而，其用co2酸化其間共沈 澱之某些數量的固體三聚氰胺不可避免地相締合。於工業 實務上，經沈澱並存在於濾餅中之三聚氰胺的數量通常以 乾基計少於Ο ATs之數量的5 0 %，因此，相對於存在於如 所述之沖洗中三聚氰胺的數量，亦相對於〇 ATs之數量，大 爲減少。然而存在於作爲過濾助劑之外來物料的瀘餅中， 使得OATs及與它相締合之三聚氰胺的回收或昇級甚爲困 難。 -9- 200911764 除去操作之敏感性質和困難以外，使用此種〇ATs的分 離方法，亦引起如何移除濾餅而不污染環境之問題。 關於此點，使用WO 0 1 /46 1 59中所述之技術，其闡述 自含三聚氰胺之水流中分離呈膠體懸浮液之OATs之特別 有利方法。根據此技術，分離OATs之膠體懸浮液係由在多 孔陶瓷薄膜上之超過濾予以實施，不添加任何外來物質。 根據WO 0 1 /46 1 59中所述之操作，獲得兩種水流：OATs 貧乏之"滲透液〃，及實際上含濃縮膠體懸浮液形成之所有 OATs之 ''滯留液〃，但仍可泵送。 再根據WO 01M 6159，實際上不含OATs之滲透液，當 它含少於lOOppm的OATs在溶液中時，可被全部循環至三 聚氰胺的水相純化和分離循環，獲得包含其中之三聚氰胺 的完全回收’同時避免OATs之積聚於純化循環的水中。 該滞留液’如已述及，係以膠體懸浮液的形式，含有 相對於可溶餾分呈過量之OATs餾分，相當於OATs的幾乎 全部數量，可接受處理來毀壞或轉變該等OATs。在一般工 業實務中，經由在2 7 0 _3 00 °C之溫度之水解使滯留液接受完 全破壞’以便將存在之所有有機分子，因此包括0ATs 和二聚氨fee ’轉變成爲氨和二氧化碳，適合於可回收作爲 製造脲之起始原料。 在一方面’多孔陶瓷薄膜上之此超過濾處理，接著熱 分解滯留液可回收包含在滯留液中之有機物料，在另—方 面’使清潔的水能被排入大氣中，因此亦解決生態問題。 200911764 然而，自能量消耗的觀點，此處理昂貴’其導致在三聚氰 胺生產程序方面之產率的顯著損失且其亦具有操作上問 題，如下文中所闡述。 自操作觀點，在高壓泵送和藉熱交換器加壓至高溫 後，將滯留液送至熱分解器。在第一熱交換站中’回收離 開分解器之液體的熱，而在第二熱交換站中’使用適當之 加熱設備（例如透熱性油）來將滯留液帶到接下來藉由水 解之破壞處理所需要之溫度。 在加熱操作中，由於其膠體性質的結果’滯留液傾向 於變髒和甚至破壞泵，交換器和相關之連接管，造成各種 的缺陷，致使停止操作以進行必須之清潔和恢復等事項。 爲了減少此問題，通常將滯留液使用含氨之水流來稀釋。 然而，此技術造成增加含被處理之滞留液液流的體積，而 因此增加與其經由泵送和加熱之兩種動作相關連之能量消 耗。 如已述及，將三聚氰胺和〇ATs在熱分解器中經由水 解成爲氨和二氧化碳；然而’此操作造成三聚氰胺的損失。 分解器中所形成之氣體係適當地收集並循環，以回收可使 用作爲製造脲之起始原料之氨和二氧化碳。 將離開分解器之液體，其中氨和二氧化碳都已飽和， 在汽提塔（汽提器）中處理。循環上部之氣體以回收氨和亦 在此處二氧化碳作爲製造脲之原料。下部之液體是清潔的 水，可將它排入外界中。 200911764 因此’上述之滯留液的破壞操作造成與〇ATs相關連 之三聚氰胺的損失，滯留液中OATs之濃度愈低，損失愈 大’且由於泵、交換器和管線的上述積垢和外皮水垢亦可 能中斷操作本身的連續性。 【發明内容】 本發明的一個目的是克服已知技藝的缺點，主要與三 聚氰胺的損失及由間接加熱滞留液，即經由熱交換器加 熱所造成之積垢相關連。 因此，本發明的一個目的係關於用於增加三聚氰胺的 合成程序之效率及總產率之方法，係由處理三聚氰胺的結 晶母液、去氨化及中和，其特徵爲它包括下列操作期： a)使含OATs和三聚氰胺之母液流接受一或多次超過濾步 驟，隨著產生（i)由含三聚氰胺和OATs之唯一可溶餾分 之水溶液組成之滲透液’即實質上不含OATs，及（ii )由 相對於可溶餾分、包含過量OATs餾分之濃縮膠體水性懸浮 液組成之滯留液，其包括相當於OATs的幾乎全部數量；步 驟a )的目的係將如此獲得之滯留液體積減至最少； b )藉由溫度範圍自2 7 0 °C - 3 0 0 °C之水解’使得自操作期a ) 之滯留液接受分解處理’形成由NH3、c〇2和水蒸氣組成 之氣流及一液流；離開操作期a )之滯留液係經由與具有 一種溫度之水流混合（此溫度係致使自混合所產生之液流 具有範圍自270至300 °C之溫度）被帶至分解處理的溫度； c)使來自操作期b)之液流接受汽提處理’分離出由NH3、 200911764 C〇2和水蒸氣組成之另外氣流，其可視需要與來自操作期 b)者合流，及實質上不含有機化合物之液流。 根據本發明的方法，在操作期a)中，較佳使來自第 一次超過濾步驟之滯留液接受第二次超過濾步驟，形成第 二滲透液及具有較高之OATs濃度的第二滯留液，其體積相 對於來自第一次超過濾步驟之滯留液進一步減少。第二次 超過濾步驟後所獲得之滯留液之體積較佳相對於第一次超 過濾步驟後所獲得之滯留液體積減少約2 5至3 5 %。 根據本發明之超過濾操作期a )於任何狀況中皆被認 爲完整的，當在單一過濾步驟中，獲得滞留液的體積容量 減少時，其實質上等於使用數個超過濾步驟所獲得者。 然後將得自操作期a )之濃縮滯留液經由以適當比例 與具有適當溫度之水流混合而被帶至270-3 00°C之破壞溫 度，如此避免藉熱交換器之間接加熱過程，其熱交換表面 歷經外皮水垢的沈積和積聚。再者，使用在低溫條件下操 作之特定泵將滞留液帶至破壞壓力而因此不具有變成積垢 之趨勢。 將第一超過濾步驟中所獲得之滲透液循環至三聚氰胺 的水相純化和分離循環，然而亦可將第二超過濾步驟中所 獲得之滲透液連同第一超過濾步驟中所獲得之滲透液循環 至三聚氰胺的水相純化和分離步驟，或可將它循環至緊鄰 第一超過濾循環的上游。 在送至熱分解段前，爲了昇高其溫度至所需要之値， -13- 200911764 與滯留液相混合之水流可能是離開操作期C )之汽提處理 段之一整分的液流’即離開操作期C )的汽提塔之底部者’ 或是離開操作期b )的分解處理段之一整分的液流。 兩種情況中，與滯留液相混合之水流，相對於自混合 所產生之液流重量，係以範圍自85至95重量％之數量添 加，與可供利用之加熱流體的溫度有關連。 分解處理在270-300 °C範圍內之溫度進行：處理壓力維 持在7 5 -90巴，爲了獲得包含在其中之所有有機分子的幾 乎完全破壞，滯留液的處理時間範圍自1至1 〇小時，較佳 自2至5小時。 可使用離開操作期b )之分解段之液流來加熱離開操 作期c )汽提段之整分的液流，該整分隨後與滯留液混合。 本發明的主要優點是完全防止由滯留液所造成之積 垢。如已述及，事實上，滯留液的泵送操作在低溫條件下 進行而因此在〇 ATS之膠體懸浮液的穩定條件下，其因此不 具有與積垢相關連之問題。再者，回收熱交換及具有熱向 量流體（例如透熱性油）係在呈懸浮液之膠體物質之水流 中實施，因此它不具有熱交換表面的積垢之虞。 如已述及’該水流可便利地由離開汽提器底部之一部 分的液流組成。因爲此液流不含耐熱物質，因爲它實際上 是純水’所以可使用它作爲熱向量液體，具有優點是已經 係在離開超過濾之滯留液的溫度與熱分解所需要之溫度間 之中間溫度。 或者’該水流可由離開分解器之一部分的液流組成， -14- 200911764 除去亦具有穩定性之特性以外，因舄它是實際上溶液 中膠體物質之水且亦含定量之氨，所以它具有已經係在高 溫和壓力下的優點，且減少隨後汽提塔中蒸汽消耗，因爲 僅必須處理等於滯留液之數量。 根據本發明方法的另外優點’可由體積減少的被處理 滯留液之加熱和移動所代表的顯著總能量節省。 根據本發明方法的另外且同等重要優點在於增加整體 三聚氰胺設備的產率。實際上，來自第二次超過濾之附加 滲透液係與已經存在者合流，因此回收另外數量的三聚氰 胺。 在不限制本發明的應用性之情形，除了所附之圖以外 ，自下列敘述和實例可更佳了解本發明，且其優點將更顯 而易見。該等敘述’實例和圖應予考慮係非限制本發明的 範圍。 . 【實施方式】 第1圖中，其闡示現行技藝之狀況，將待處理之液流 (1)送至超過濾段U。由於滲透液（2)實際上不含OATs (即，表示含1 00ppm之濃度，等於在實施超過濾之指定條 件下’其最大溶解度），其係循環至三聚氰胺的水相純化和 分離循環，在該處回收包含在其中之所有三聚氰胺。將滯 留液（3 )，其實際上含所有欲被移除之OATs，使用氨水流 (4)稀釋，使用熱交換段El中之中等壓力MS下之水蒸 氣預熱。使用氨水流稀釋具有將泵P1和泵下游之交換器中 之積垢和外皮水垢減至最少之目的。將所產生之液流（5 ) -15- 200911764 藉栗P1在75-90巴之壓力下泵送並加熱至270-300 °C之溫 度’首先流經熱交換站E2中，在此處，液流（5)回收自 分解器D離去之液流（6 )中之熱，然後流經熱交換站E3 中之通道’在此處，藉作爲熱向量液體之透熱性油（DT) 將液流（5 )加熱至熱破壞程序的溫度。液流（5 )在2 70-3 00 °C 的預選溫度進入熱分解器D，在此處，將三聚氰胺、OATs 及所有存在之有機物質經由水解轉變成爲氨和二氧化碳。 將離開分解器D之氣體（7)適當分離以便回收可能使用作 爲製造脲之原料的氨和二氧化碳。使用離開分解器D之液 流（6 )來預熱通過熱交換站E2進入分解器本身之液流 (5 ) ’在熱交換後，將液流（6 )送至汽提器s。可將汽提 塔S的前端（8 )之氣流，其由氨、二氧化碳和水蒸氣組成， 適當結合至液流（7 )。離開汽提塔（9 )之液流係由乾淨的 水組成，可將它卸入環境中。 根據本發明方法的可行實施例之一，可參照第2圖來 ，闡述。將被處理之液流（1 )送至第一超過濾段U。將初級 滲透液（2 )循環至三聚氰胺的水相純化和分離循環，在此 處，回收包含在其中之所有三聚氰胺。在另一方面，將初 級滯留液（3)送至第二超過濾步驟U1，獲得另外之滲透 液（4 )及具有較高濃度OATs且相對於初級滯留液（3 ) 體積減少之滯留液（5)。亦可將另外之滲透液（4)循環至 三聚氰胺的水相純化和分離循環，回收含在其中之所有三 聚氰胺。 -16- 200911764 因爲進一步超過濾步驟u 1係以相對於來自母液的去 氨化柱之去氨化和中和流（1 )，含較大數量的呈懸浮狀態 之OATS的初級滯留液進料，所以它係在相對於超過濾步 驟U更爲臨界條件下操作且可分離出滲透液（4)，相對於 主要滲透液（2)，其無法於產生時直接回收。此情況中， 滲透液（4 )可以任何方式經由通過管線（4bi s如由虛線所 指示），循環至緊鄰超過濾單元U的上游來回收。 將來自超過濾段U1之含濃縮OATs之滯留液（5 )在 冷條件下藉由泵P1泵送，與預熱之水流（6 )混合後直接 至分解器D。 水流（6 )由離開汽提器S之整分的液流（1 1 )組成， 將其藉由泵P2在高壓下泵送至分解器D。首先通過熱交換 站E2 (它回收離開分解器D之液流（8 )的熱），然後通過 熱交換站E3，其使用適當之熱向量流體’例如透熱性油 (DT)將它加熱至高溫。 產生之液流（7 )，液流（5 )及（6 )的總和，已經在 分解溫度並進入熱分解器D，在此處將三聚氰胺，OATs和 所有存在之有機物質經由水解轉變成爲氨和二氧化碳。 將離開分解器D之氣流（9 )適當分離以便回收可使用 作爲製造脲之原料之氨和二氧化碳。 使用離開分解器D之液流（8)用於預熱通過熱交換站 E2之水流（6 )。在E2中熱交換後’液流（8 )進入汽提塔 S。可將汽提塔S頂部之氣流（1〇)，其係由氨、二氧化碳 -17- 200911764 和水蒸氣組成，適當結合至液流（9)。汽提塔S底部之液 流（1 1 )是清潔的水’將它部分地卸入環境（12 )中，及 如先前所述，通過P2，E2和E3部分地循環（6)至分解器 D。 第3圖中所代表之根據本發明方法之另種可行實施 例，將液流（1 )送至超過濾步驟並如第2圖中所述，以兩 步驟處理，獲得具有高濃度的〇ATs且相對於初級滯留液 (3 )體積減少之滯留液（5 )。 與預熱之水流（6 )混合後’將液流（5 )在冷條件下 藉由泵P1直接泵送至分解器D。 離開分解器D之整分的液流（8 )組成之水流（6 )，係 藉由泵P2進給至高壓泵P1的下游。通過熱交換站E3將它 加熱至高於分解溫度之適當溫度’熱交換站E3係使用適當 的熱向量流體，例如透熱性油（D Τ )。 產生之液流（7 )，係液流（5 )和（6 )之總和，已經 在分解溫度並進入熱分解器D’在此處’三聚氰胺' OATs 和其他存在的有機物質係由水解予以轉變成爲氨和二氧化 碳。 將離開分解器D之氣流（9)適當循環’以便回收可使 用作爲製造脲之原料之氨和二氧化碳° 將離開分解器D之液流（8 )部分地使用作爲水流（6 ) ’ 用來預熱通過熱交換站E3之液流（5 )。液流的其餘部分 (10)進入汽提塔S。可將汽提塔S上部之氣流（12)’其 200911764 由氨、二氧化碳和水蒸氣組成，適當結合至氣流（9)。汽 提塔S底部之液流（Π)是清潔的水’可將它卸入環境中。 爲了較佳舉例說明本發明的目的和優點，下文中提供 實用實例，但是決不應認爲是限制申請專利範圍的範圍。 眚例1 (比較件） 根據現行技藝之狀況，於30,〇〇〇t/y的三聚氰胺操作 中，將含1 · 1 5重量％的三聚氰胺’相當於41 4.0kg/h，及 0.5% 之 OATs，相當於 180.0kg/h’ 之 36,0〇〇kg/h、7(TC 水 溶液流送至超過濾段。 超過濾段分離之滲透液係由28,378kg/h的液流組成， 將其全部循環至三聚氰胺的純化分離循環。其含1.16%重 量之三聚氰胺，相當於3 2 7.9 kg/h之三聚氰胺，其係全部回 收，及0.03%重量之OATs，相當於8.5kg/h。 相當之滯留液由7,622 kg/h的液流組成，其被送至熱 分解器。它含1.13重量％之三聚氰胺’相當於86.1 kg/h， 及2.25重量％之〇ATs，相當於171.5 kg/h，該等物質係就 這樣在分解器中全部毀壞。 爲了將與膠體形式〇ATs的存在相關連之積垢現象減 至最少，將7〇°C時之滯留液與具有1，905 kg/h之流率及 17〇。(：之溫度的之氨水流混合。獲得之液流具有9,5 27kg/h 之流率及90 °C之溫度’將它在82巴之壓力下泵送然後在串 聯之兩熱交換段中加熱至290°C ’首先飼入離開分解器之溶 液，其次飼入透熱性油；將液流最後引入分解器中（見第 200911764 1圖的溶液（5 ))。 超過濾段中所回收之三聚氰胺的數量等於 327.9/4 1 4.0 * 1 00 = 79% 。 三聚氰胺產能3 0,000t/y，以等於7,8：Mh/y之操作因 數，相當於三聚氰胺之每小時產量3, 8 10 kg/h。此產量由進 料1 2，3 0 6 · 3 k g / h的1 0 0 %脲至設備而獲得，比耗損等於 12,306.3/3,810.0 = 3.23 kg/kg之三聚氰胺。而化學計量之 比耗損係等於2.86 kg/kg之三聚氰胺（見式1 )，所以自脲 來製造三聚氰胺方法的效率等於2.86/3.23* 100 = 88.5%。 實例2 在配備根據本發明活性方法之具有潛在產能等於 30，000 t/y之三聚氰胺製造設備中，有兩個超過濾單元。 將含1_15重量％之三聚氰胺，相當於4 1 4.0kg/h，及 0.5重量％之 〇ATs’相當於18〇〇kg/h，7〇t：的水溶液 3 6,00 0kg/h水流送至由位於串聯之兩單元組成之超過濾 段，如依照第3圖。 自兩個超過濾單元所獲得之滲透液總和整體而言，由 3 3，8 7 7kg/h的液流組成’將它全部循環至三聚氰胺的純化 和分離循環。此流含1 . 1 6重量％之三聚氰胺，相當於 3 9 1.4kg/h，然後將它全部回收，及〇 〇3重量％之〇ATs， 相當於l〇.2kg/h 。 離開第一超過濾單兀之最終滯留液係由2,^3 ““的 液流組成，將它送至熱分解器。它含1〇6重量％之三聚氰 -20- 200911764 胺，相當於22.61^/11，及8.00重量％之〇八丁5，相當於169.8 kg/h，該等物質係就這樣在分解器中全部破壞。 將70 °C時之最終滯留液在冷條件下，在82巴之壓力時 泵送，然後與具有1 5,5 6 8 kg/h之流速及320°C溫度之水流 混合。此水流由離開分解器之等於90%液流之部分數量組 成，將它在113巴時泵送及藉透熱性油在熱交換站上加 熱。兩液流之混合物具有17,691 kg/h之流速及290°C之溫 度且被直接引入分解器中（見第3圖之液流（7))。 超過濾段中所回收之三聚氰胺的量等於391.4/414.0* 1 0 0 = 9 5 %，正對比較性實例的7 9 %。因此，相對於根據 現行技藝狀況所獲得之每小時產量値，使用根據本發明方 法所獲得之三聚氰胺的增補回收等於 391.4_327.9 = 63.5kg/h，因此，三聚氰胺的每小時產量上昇至3810.0 + 63.5 = 3873.5 kg/h，具有等於 63.5/3810.0* 100= 1.7% 增加 率。 此較高之產量係由進給12,306.3 kg/h的100%脲至設 備再次被獲得，與比較性實例的3.23値相比較，具有等於 1 2,3 06.3/3,8 7 3.5 = 3.18 kg/kg之比耗損。當化學計量之比 耗損等於2.86 kg/kg時，自脲製造三聚氰胺方法之效率等 於2.86/3.18* 100= 89.9%，正對比較性實例之88.5%。 【圖式簡單說明】 第1圖是區段流程圖，其顯示根據現代技術水準之超 過濾及熱分解方法。 第2圖是區段流程圖，其顯示第一較佳實施例中，根 -21- 200911764 據本發明之超過濾及熱分解方法。 第3圖是區段流程圖，其顯示第二較佳實施例中，根 據本發明之超過濾及熱分解方法。 【主要元件符號說明】 1 母液 2 滲透液 3 滯留液；初級滯留液 4 氨水溶液；滲透液 4 bis 管線 5 液流；濃縮滯留液 6 液流；水流 7 氣流；液流 8 氣流；液流 9 液流；氣流 10 氣流；液流 11 液流 1 2 氣流；液流 D 分解器 DT 透熱性油 El 熱交換站 E2 熱交換站 E3 熱交換站 MS 中等壓力 PI 泵 -22- 200911764 P2 泵 S 汽提器 U 超過濾單元 Ul 超過濾單元 -23-