CN101560159B

CN101560159B - 乙醇胺生产中的氨回收方法

Info

Publication number: CN101560159B
Application number: CN2009100984993A
Authority: CN
Inventors: 孙立平
Original assignee: JIAXING JINYAN CHEMICALS CO Ltd
Current assignee: JIAXING JINYAN CHEMICALS CO Ltd
Priority date: 2009-05-12
Filing date: 2009-05-12
Publication date: 2012-08-08
Anticipated expiration: 2029-05-12
Also published as: CN101560159A

Abstract

本发明提供了一种乙醇胺生产中的氨回收的新工艺，其中氨的回收分三个步骤：第一步，带有大量氨的反应液进入闪蒸与蒸发一体的脱氨装置，在此装置中脱出反应液中98-99％的氨，蒸出的氨经冷凝回收到液氨周转罐；第二步，带有少许氨的反应液第二次闪蒸，闪蒸出的氨和水经冷凝后回到水催化罐，此时氨脱除率达到99.8％以上；第三步，带有微量氨的反应液，在脱水塔中被完全蒸出。脱水塔在真空条件下操作，它利用水催化剂作为工作液驱动喷射泵，同时起到抽气和吸收微量氨的效果。含有氨的水作为催化剂循环回反应单元，氨参与化学反应，最终达到氨的全部吸收。

Description

乙醇胺生产中的氨回收方法

技术领域

本发明属于乙醇胺制备领域，具体来说，涉及一种乙醇胺生产中的氨回收方法。

背景技术

现代大型连续化乙醇胺生产工艺，均采用NH₃和EO为原料，在生产过程中，根据对MEA、DEA、TEA三种产物的比例要求，投入的NH₃与E0的摩尔比(NH₃/EO)是可以选择的，但是，通常NH₃/EO不小于3，因为NH₃/EO＜3时，产物比例调整不易控制。所以在反应物中存在大量过剩的氨，实现乙醇胺生产中氨回收，使之循环使用，成为不能回避的问题。

通常乙醇胺生产中氨回收技术分两种类型：

第一种类型，是用在氨水与环氧乙烷反应——通常称为湿法生产乙醇胺中。该法是将液氨先在氨吸收塔中配置成20-50％的氨水，然后与环氧乙烷反应，反应时压力和温度控制较低。由于反应产物中含有大量水，所以氨可在板式塔中与水一道被蒸除，蒸出的氨和水回到氨吸收塔循环使用。

第二种类型，是用在液氨与环氧乙烷在以少量水——一般为液氨重量的2-10％为催化剂情况下反应——通常称为干法生产乙醇胺中。其反应压力较高，可以达到8.0MPa，温度可以达到175℃，在反应结束后，反应液先经闪蒸，同时伴以蒸发，使98％以上的氨变成气相，经冷凝回收，其余的氨再经蒸发，再用水吸收蒸出的氨形成氨水，氨水再蒸发回收氨，实现氨的循环利用。见图1。

由此可见，根据不同的乙醇胺生产工艺，氨回收的方法有所不同。氨的回收工艺要结合乙醇胺的生产工艺的特点，使之达到氨的最大利用，以降低对环境的污染。本发明的特点在于：

1、在一体化脱氨设备中，可使氨脱除率达到99.8％以上。

2、与同工艺比较，在不增加设备条件下，同样可以连续化生产。而且闭路循环，不对环境造成污染。

发明内容

本发明的目的在于提供一种乙醇胺生产中的氨回收工艺，该工艺采用如下的技术方案：

本发明的乙醇胺生产中的氨回收工艺中，乙醇胺反应产物进入一体化的蒸氨塔上部，压力的骤然降低使大量液态氨闪蒸成气态氨，液体通过中部中央循环管式换热器，蒸出大部分氨，含有剩余氨的反应液通过U型降液管导入塔的下体，借助再沸器提供的热量，进一步蒸出，氨气通过气体连通管上升到塔上部与闪蒸和被蒸出的氨汇聚，进入氨冷凝器，冷凝器的液态氨流入液氨周转罐；然后经过一次脱氨的反应液，进入闪蒸罐，氨再一次闪蒸出，在氨闪蒸的同时，也闪蒸出少量水，氨和水蒸汽被冷凝成液态，回到催化剂罐中；最后，经二次脱氨后的反应液，进入脱水塔，借助降膜再沸器加热，反应液中的残留微量氨和水催化剂一道被蒸出，再次冷凝，凝液一部分回流，大部分回到催化剂罐。

其中，所述一体化结构的蒸氨塔分为上体和下体两部分，上体为一次闪蒸一蒸发段，下体为二次蒸发段，上体的液体通过U型降液管导入下体，下体的气体通过气体连通管升到上体，上体留有足够的空间，中部中央循环管换热器对液料进行加热，补偿氨闪蒸过程中吸收的热量，并将氨蒸出，温度控制在100-130℃，塔顶温度80-120℃，塔顶压力1.2-1.5MPa，下体采用虹吸再沸器加热料液，温度控制在180-200℃。

进一步地，再一次闪蒸脱氨的闪蒸罐，压力降至0.1MPa以下，脱水塔在真空条件下操作，经此过程，氨回收率达到99.8％以上。

进一步地，乙醇胺反应液在脱水过程中，将氨全部回收，脱水塔在真空条件下操作，顶部压力25-35KPa，塔釜温度145-160℃。

进一步地，脱水塔利用水催化剂作为工作液的喷射泵，使得脱水塔在25-35KPa条件下操作，又吸收微量氨，使之再次参与反应。

本发明的乙醇胺生产中回收氨的工艺，氨回收与乙醇胺生产都处在同一闭路系统，有效保护环境不受污染。

附图说明

图1现有技术中干法生产乙醇胺过程中氨回收工艺流程图；

其中：T-101——蒸氨装置；T-201——蒸氨及氨吸收塔；D-201——料液周转罐；T-202——脱氨塔；

图2本发明的生产乙醇胺过程中氨回收工艺流程图；

图3是本发明的氨回收工艺中使用的蒸氨塔结构示意图。

其中：1——上体鲍尔环填料；2——进料管；3——中部换热器；4——U型降液管；5——气体连通管；6——下段鲍尔环填料；7—— 虹吸式再沸器。

具体实施方式

以下通过具体实施方式对本发明的乙醇胺生产中回收氨的工艺进行详细说明。

本发明的乙醇胺生产回收氨的工艺过程如图2所示。其中：T-101为一体化的蒸氨塔、E-101蒸氨塔中部换热器、E-102氨第一冷凝器、E-103氨再冷器、E-104虹吸式再沸器、FB-101闪蒸罐、E-105闪蒸冷凝器、D-101催化剂罐、J-101液体喷射泵、P-101液体喷射动力泵、T-102脱水塔、E-106(脱水塔)塔顶冷凝器、降膜再沸器、P-102输送泵。

本发明的乙醇胺生产中的氨回收工艺，适用于通常称之为干法的乙醇胺生产工艺。该工艺采用的是液氨与环氧乙烷在少量水催化剂的存在下反应，同时生成MEA、DEA、TEA三种产物。水催化剂一般占投入液氨重量的2-10％，反应压力5.0-8.0MPa，反应温度80-175℃，投料NH₃/EO摩尔比大小视所要求的三种产物的比例而定。由此可见，以干法生产乙醇胺时，反应产物中仅含少量的水，它不可能像湿法生产乙醇胺那样，氨以氨水的形式进行回收。

本发明的乙醇胺生产中的氨回收工艺分为三个步骤：

首先，乙醇胺反应产物进入一体化的蒸氨塔T-101上部，压力的骤然降低，大量液态氨闪蒸成气态氨，液体通过中部中央循环管式换热器E-101，蒸出大部分氨，含有剩余氨的反应液通过U型降液管导入塔的下体，借助E-104再沸器提供的热量，进一步蒸出，氨气通过气体连通管上升到塔上部与闪蒸和被E-101蒸出的氨汇聚，进入E-102和E-103氨冷凝器，冷凝器的液态氨流入液氨周转罐。

然后，经一次脱氨后的反应液，进入FB-101闪蒸罐，氨再一次闪蒸出，在氨闪蒸的同时，也闪蒸出少量水，氨和水蒸气在E-105中被冷凝成液态，回到催化剂罐D-101中。

最后，经二次脱氨后的反应液，进入T-102脱水塔，借助降膜再沸器加热，反应液中的残留微量氨和水催化剂一道被蒸出，并在E-106中冷凝，凝液一部分回流，大部分回到D-101催化剂罐。该塔在真空条件下操作，未被冷凝的气态氨被液体喷射泵工作液水催化剂吸收，进入催化剂中。

本发明乙醇胺生产中氨回收用的T-101蒸氨塔，使用了一体化的结构设计。其结构如图3所示。它分上下两体。上体为一次闪蒸一蒸发段，它具有足够的空间，顶部设置有鲍尔环填料层，以除去上升氨气流可能夹带的乙醇胺雾沫。中部E-101为中央循环管式换热器，可以对物料进行加热并蒸氨。塔上部的物料依靠U型降液管导入到下体分布器中，与下蒸发段E-104虹吸再沸器加热蒸出的气体，在鲍尔环填料层进行气-液交换传质过程，氨气通过气体连通管上升至上体空间，液体降至塔釜。蒸氨塔中部换热器E-101利用低压蒸汽加热，而塔釜E-104虹吸再沸器采用高压蒸汽作为热源。E-102、E-103冷凝器采用32-40℃的循环冷却水。

实现本发明氨回收的蒸氨塔，操作条件控制为：塔顶压力1.2-1.5MPa，温度80-120℃，中部换热器E-101的料液温度100-130℃，塔釜温度180-200℃。氨回收率在98％以上，可使反应液中的氨降至4％以下。

实现本发明的氨回收的FB-101闪蒸罐为切线进料，操作压力约0.1MPa，温度约130℃.二次脱氨后，使氨回收率达到99.8％以上。仅剩微量氨的料液，能确保脱水塔在要求的真空条件下操作。

实现本发明氨回收的T-102脱水塔为填料塔，其主要功能是除去反应液中的水，脱氨只是它的辅助功能。塔内填料上下两层不锈钢(板波纹或丝网)规整填料，在25-35kg真空的条件下操作，塔釜温度145-160℃.利用液体喷射泵获得真空，工作液为水催化剂。塔釜采用E-207降膜再沸器加热。料液从塔中部进入，从塔顶蒸出的水催化剂和残留氨，未被冷凝的氨被喷射泵工作液吸收进入D-101中。

根据图2所示工艺流程回收反应液中的剩余氨。

1、一步蒸氨：高压反应液进入蒸氨塔(T-101)控制塔顶压力为1.2MPa，温度100℃。中部换热器(E-101)温度控制130℃蒸出反应液中剩余的氨；在连续生产过程中，反应液通过U型管进入塔下部，经换热器(E-104)加热到200℃，再次蒸出余氨，气态氨由连通管升至塔顶，与塔顶氨气汇聚一起进入冷凝器(E-102)和再凝器(E-103)冷凝成液态氨回收循环使用，氨回收率达到98％以上，反应液中氨含量降至4％以下。

2、二步闪蒸脱氨：经蒸氨后的反应液进入闪蒸罐(FB-101)，减压至0.1MPa，温度130℃，闪蒸出氨和部分水，经冷凝器(E-105)冷凝成氨水，进入催化剂罐(D-101)。氨总回收率达到99.8％以上。

3、三步低压脱氨：带微量氨的反应液进入脱水塔，控制塔顶压力25KPa，温度65℃，微量氨蒸出并被塔顶冷凝器回流的水吸收，最后进入催化剂罐(D-101)，未能吸收的氨被液体喷射真空泵工作液带入催化剂罐(D-101)，催化剂罐(D-101)中的稀氨水作为催化剂重返反应系统。

尽管上文对本发明的具体实施方式给予了详细描述和说明，但是应该指明的是，我们可以依据本发明的构想对上述实施方式进行各种等效改变和修改，其所产生的功能作用仍未超出说明书及附图所涵盖的精神时，均应在本发明的保护范围之内。

Claims

1.乙醇胺生产中的氨回收工艺，适用于干法的乙醇胺生产工艺，其特征在于：乙醇胺反应产物进入一体化的蒸氨塔上部，压力的骤然降低使大量液态氨闪蒸成气态氨，液体通过中部中央循环管式换热器，蒸出大部分氨，含有剩余氨的反应液通过U型降液管导入塔的下体，借助再沸器提供的热量，进一步蒸出，氨气通过气体连通管上升到塔上部与闪蒸和被蒸出的氨汇聚，进入氨冷凝器，冷凝器的液态氨流入液氨周转罐；然后经过一次脱氨的反应液，进入闪蒸罐，氨再一次闪蒸出，在氨闪蒸的同时，也闪蒸出少量水，氨和水蒸汽被冷凝成液态，回到催化剂罐中；最后，经二次脱氨后的反应液，进入脱水塔，借助降膜再沸器加热，反应液中的残留微量氨和水催化剂一道被蒸出，再次冷凝，凝液一部分回流至脱水塔，大部分回到催化剂罐。

2.根据权利要求1所述的氨回收工艺，其特征在于所述一体化结构的蒸氨塔分为上体和下体两部分，上体为一次闪蒸一蒸发段，下体为二次蒸发段，上体的液体通过U型降液管导入下体，下体的气体通过气体连通管升到上体，上体留有足够的空间，中部中央循环管换热器对液料进行加热，补偿氨闪蒸过程中吸收的热量，并将氨蒸出，温度控制在100-130℃，塔顶温度80-120℃，塔顶压力1.2-1.5MPa，下体采用虹吸再沸器加热料液，温度控制在180-200℃。

3.根据权利要求1所述的氨回收工艺，其中再一次闪蒸脱氨的闪蒸罐，压力降至0.1MPa以下，脱水塔在真空条件下操作，经此过程，氨回收率达到99.8％以上。

4.根据权利要求1所述的氨回收工艺，其中脱水塔利用水催化剂作为工作液的喷射泵，使得脱水塔在25-35KPa条件下操作，又吸收微量氨，使之再次参与反应。