CN103936601A - 乙醇胺生产中的氨回收方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种液氨法生产乙醇胺的氨回收方法，主要解决现有技术中存在的氨回收工艺复杂、氨回收率低、环境污染等问题。本发明通过采用三级脱氨步骤为：①含有大量氨的反应产物分为三部分，第一部分反应产物经过减压进入闪蒸罐进行第一次闪蒸，闪蒸出的氨和乙醇胺冷凝回收；②第一次闪蒸后的液相与第二部分反应产物换热后，再加热进入闪蒸罐进行第二次闪蒸，气相冷凝回收，设置换热器，对第二部分反应产物起到冷却的作用，既节省了冷量消耗，又能回收反应热；③第二次闪蒸后的液相，含有少量氨的反应液，在脱氨塔中被完全脱出，进入氨压缩机压缩后冷凝回收的技术方案较好解决了该问题，可用于乙醇胺的工艺生产中。

Description

乙醇胺生产中的氨回收方法
技术领域
本发明涉及一种环氧乙烷催化氨化法生产乙醇胺中的氨回收方法。
背景技术
乙醇胺(EA)为氨中的氢原子分别被一个两个或三个羟基乙醇取代后的产物总称，分别为一乙醇胺(MEA)，二乙醇胺(DEA)与三乙醇胺(TEA)，是有机化工原料环氧乙烷(EO)重要的下游产品之一。近年来乙醇胺在二次采油、气体净化以及医药中间体等方面发挥着愈来愈重要的应用价值。
环氧乙烷氨解反应对于NH3而言是一组串联的逐次反应，而对于EO则是一系列并行的竞争反应。三个反应步骤的活化能几乎相同，产品组成主要依赖于原料中NH3和EO的比例（NH3/EO 摩尔比，氨烷比），氨烷比高时有利于生成一乙醇胺（MEA）；氨烷比偏低则倾向于多产三乙醇胺（TEA）。液氨法生产乙醇胺工艺中，氨烷比通常不小于6，当氨烷比小于6时，产物比例调整及质量不易控制，副产物增多。因此，在反应物中存在大量未反应的氨，实现乙醇胺生产中氨高效回收循环利用，非常关键。
不同的乙醇胺生产工艺，氨回收的方法有所不同。在传统氨水法生产乙醇胺工艺，为了得到高纯度的乙醇胺产品，反应完成后，需要对未反应的氨、乙醇胺、水、乙醇胺及副产物进行分离。分离操作的作用有两个：一方面是精制产品，分离出高纯度的目标产品；另一方面是将反应中大量过量的氨及作为催化剂使用的水分离出来，循环回反应部分，残余的氨送回收系统。
CN101560159A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。CN101560159A主要是针对氨水法生产乙醇胺工艺进行氨回收，而液氨法由于体系中不含有水，该发明不适用于液氨法生产乙醇胺工艺过程氨回收。
EO氨化制备乙醇胺是强放热反应，在回收氨过程中，不但要最大限度回收氨，同时还要通过回收氨对反应进料进行冷激，调节NH3/EO摩尔比，控制反应温升和产品质量。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是现有技术中存在的氨回收工艺复杂、氨回收率低、环境污染等问题，提供一种新的环氧乙烷催化氨化法生产乙醇胺的氨回收方法。该方法具有氨回收效率高、易于控制反应温升、节能环保的优点。 
为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案为：一种液氨法生产乙醇胺的氨回收方法，从生产乙醇胺的反应器出来的含氨反应产物分为三部分：
第一部分反应产物经过减压阀减压至1.6~2.2MPa，进入闪蒸罐第一次闪蒸；从一级闪蒸罐出来的气相进入冷凝器冷凝，所得冷凝液经过循环泵与新鲜液氨混合后进入反应器；从一级闪蒸罐出来的液相进入换热器，与第二部分反应产物换热到60~80℃，经过加热器加热到85~100℃后，进入二级闪蒸罐进行第二次闪蒸；从二级闪蒸罐出来的气相经过冷凝器冷凝，所得冷凝液经过循环泵与新鲜液氨混合后进入反应器；从二级闪蒸罐出来的液相经过减压阀减压至200~400kPa进入脱氨塔，塔釜温度控制在150~200℃；从脱氨塔塔顶出来的气相经过压缩机压缩至1.5~3.0MPa，然后进入冷凝器冷凝，所得冷凝液与新鲜液氨混合后进入反应器；
第二部分反应产物进入换热器，与第一级闪蒸罐出来的液相产物换热，换热后温度降低到50~60℃，进入冷却器进一步冷却至30~50℃，作为冷激液分别从反应器段间进入反应器，调节反应温度不超过110℃；
第三部分反应产物直接循环，与反应器进料混合后进入反应器，调节反应器入口物料温度不低于60℃。
上述技术方案中，以质量百分比计，含氨反应产物优选为由30~45份的第一部分反应产物、30~50份的第二部分反应产物、15~30份的第三部分反应产物组成，更优选为由35~45份的第一部分反应产物、35~50份的第二部分反应产物、20~30份的第三部分反应产物组成；一级闪蒸罐为切线进料，操作压力优选为1.6~2.2MPa，温度优选为40~60℃；二级闪蒸罐为切线进料，操作压力优选为1.6~2.2MPa，温度优选为75~95℃；从一级闪蒸罐出来的液相进入换热器，与第二部分反应产物换热后的温度优选为65~70℃，进入加热器加热后的温度优选为85~95℃；脱氨塔塔顶温度优选为40~60℃，塔顶压力优选为60~120kPa；从脱氨塔塔顶出来的气相经过压缩机压缩后的压力优选为1.5~2.0MPa；脱氨塔塔釜温度优选为150~200℃；第二部分反应产物进入换热器，换热后温度优选为50~60℃，进入冷却器后的温度优选为40~50℃。
采用本发明的液氨法生产乙醇胺中回收氨的工艺，氨回收与乙醇胺生产都处在同一闭路系统、氨回收率高、利于控制反应温升、节能环保、减少氨损失和对环境的污染，氨回收率达到99.99%及以上，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1为本发明液氨法生产乙醇胺的氨回收方法的流程示意图：
图1中，1为反应器，2为一级闪蒸罐，3为换热器，4为冷却器，5为加热器，6为二级闪蒸罐，7为脱氨塔，8为脱氨塔再沸器，9为压缩机，10为冷凝器，11为冷凝器，12为循环泵，S1为第一部分反应产物，S2为第二部分反应产物，S3为第三部分反应产物，EO为环氧乙烷，FN为新鲜液氨，RN为循环氨。
下面通过实施例对本发明做进一步的阐述，但是这些实施例无论如何都不对本发明的范围构成限制。
具体实施方式
【实施例1】
在如图1所示的工艺流程图中，环氧乙烷EO、新鲜液氨FN、循环氨RN分别以600kg/h、170.7 kg/h、1832.9kg/h的质量流量进入反应器1，反应器1分为三段，环氧乙烷EO分三部分从三段分别进料，新鲜液氨FN、循环氨RN混合后从反应器1顶部进料，与ZSM~5催化剂接触，在反应压力为8.0MPa，反应温度100~110℃的条件下反应，生成含氨的乙醇胺反应产物。
从反应器1出来的含氨的乙醇胺反应产物分为S1、S2、S3三部分，以质量百分比计，第一部分反应产物、第二部分反应产物、第三部分反应产物所占的份数分别为30、49、21。
（1）第一部分反应产物S1经过减压阀减压至1.75MPa，进入一级闪蒸罐2进行第一次闪蒸，一级闪蒸罐2的操作压力为1.75MPa，温度52℃；从一级闪蒸罐2出来的气相进入冷凝器11冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器1；经过一级脱氨，氨回收率达到48.17%。
从一级闪蒸罐2出来的液相进入换热器3，与第二部分反应产物换热到75℃，经过加热器5加热到90℃后，进入二级闪蒸罐6进行第二次闪蒸，二级闪蒸罐6的操作压力为1.65MPa，温度90℃；从二级闪蒸罐6出来的气相经过冷凝器11冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器1；经过二级脱氨，氨回收率达到89.21%。
从二级闪蒸罐6出来的液相经过减压阀减压至200kPa进入脱氨塔7，脱氨塔7塔顶温度控制在60℃，塔顶压力控制在60kPa，塔釜温度控制在180℃；从脱氨塔7塔顶出来的气相经过压缩机9压缩至2.0MPa，然后进入冷凝器10冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器1；经过三级脱氨，氨回收率达到99.99%以上。
（2）第二部分反应产物S2进入换热器3，与第一级闪蒸罐2出来的液相产物换热，换热后温度降低到60℃，进入冷却器冷却至40℃，作为冷激液分别从反应器1段间进入反应器1，调节反应温度不超过110℃。
（3）第三部分反应产物S3直接循环，与反应器1进料混合后进入反应器1，调节反应器入口物料温度不低于60℃。
 
【实施例2】
在如图1所示的工艺流程图中，环氧乙烷EO、新鲜液氨FN、循环氨RN分别以600kg/h、170.7 kg/h、1832.9kg/h的质量流量进入反应器1，反应器1分为三段，环氧乙烷EO分三部分从三段分别进料，新鲜液氨FN、循环氨RN混合后从反应器1顶部进料，与ZSM~5催化剂接触，在反应压力为8.0MPa，反应温度100~110℃的条件下反应，生成含氨的乙醇胺反应产物。
从反应器1出来的含氨的乙醇胺反应产物分为S1、S2、S3三部分，以质量百分比计，第一部分反应产物、第二部分反应产物、第三部分反应产物所占的份数分别为45、38.5、16.5。
（1）第一部分反应产物S1经过减压阀减压至1.8MPa，进入闪蒸罐2进行第一次闪蒸，一级闪蒸罐2的操作压力为1.8MPa，温度55℃；从一级闪蒸罐2出来的气相进入冷凝器11冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器1；经过一级脱氨，氨回收率达到54.48%。
从一级闪蒸罐出来的液相进入换热器，与第二部分反应产物换热到75℃，经过加热器5加热到90℃后，进入二级闪蒸罐6进行第二次闪蒸，二级闪蒸罐6的操作压力为1.65MPa，温度90℃；从二级闪蒸罐6出来的气相经过冷凝器11冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器；经过二级脱氨，氨回收率达到88.68%。
从二级闪蒸罐6出来的液相经过减压阀减压至200kPa进入脱氨塔7，脱氨塔7塔顶温度控制在50℃，塔顶压力控制在90kPa，塔釜温度控制在180℃；从脱氨塔7塔顶出来的气相经过压缩机压缩至1.8MPa，然后进入冷凝器10冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器1；经过三级脱氨，氨回收率达到99.99%以上。
（2）第二部分反应产物S2进入换热器3，与第一级闪蒸罐2出来的液相产物换热，换热后温度降低到60℃，进入冷却器冷却至40℃，作为冷激液分别从反应器1段间进入反应器1，调节反应温度不超过110℃。
（3）第三部分反应产物S3直接循环，与反应器1进料混合后进入反应器1，调节反应器入口物料温度不低于60℃。
 
【实施例3】
在如图1所示的工艺流程图中，环氧乙烷EO、新鲜液氨FN、循环氨RN分别以600kg/h、170.7 kg/h、1832.9kg/h的质量流量进入反应器1，反应器1分为三段，环氧乙烷EO分三部分从三段分别进料，新鲜液氨FN、循环氨RN混合后从反应器1顶部进料，与ZSM~5催化剂接触，在反应压力为8.0MPa，反应温度100~110℃的条件下反应，生成含氨的乙醇胺反应产物。
从反应器1出来的含氨的乙醇胺反应产物分为S1、S2、S3三部分，以质量百分比计，第一部分反应产物、第二部分反应产物、第三部分反应产物所占的份数分别为40、42、18。
（1）第一部分反应产物S1经过减压阀减压至1.75MPa，进入一级闪蒸罐2进行第一次闪蒸，一级闪蒸罐2的操作压力为1.75MPa，温度60℃；从一级闪蒸罐2出来的气相进入冷凝器11冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器1；经过一级脱氨，氨回收率达到54.32%。
从一级闪蒸罐2出来的液相进入换热器3，与第二部分反应产物换热到75℃，经过加热器5加热到90℃后，进入二级闪蒸罐6进行第二次闪蒸，二级闪蒸罐6的操作压力为1.65MPa，温度90℃；从二级闪蒸罐6出来的气相经过冷凝器11冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器；经过二级脱氨，氨回收率达到88.68%。
从二级闪蒸罐6出来的液相经过减压阀减压至350kPa进入脱氨塔7，脱氨塔7塔顶温度控制在40℃，塔顶压力控制在120kPa，塔釜温度控制在150℃；从脱氨塔7塔顶出来的气相经过压缩机压缩至2.0MPa，然后进入冷凝器10冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器1；经过三级脱氨，氨回收率达到99.99%以上。
（2）第二部分反应产物S2进入换热器3，与第一级闪蒸罐2出来的液相产物换热，换热后温度降低到60℃，进入冷却器冷却至40℃，作为冷激液分别从反应器1段间进入反应器1，调节反应温度不超过110℃。
（3）第三部分反应产物S3直接循环，与反应器1进料混合后进入反应器1，调节反应器入口物料温度不低于60℃。
 
【实施例4】
在如图1所示的工艺流程图中，环氧乙烷EO、新鲜液氨FN、循环氨RN分别以600kg/h、170.7 kg/h、1832.9kg/h的质量流量进入反应器1，反应器1分为三段，环氧乙烷EO分三部分从三段分别进料，新鲜液氨FN、循环氨RN混合后从反应器1顶部进料，与ZSM~5催化剂接触，在反应压力为8.0MPa，反应温度100~110℃的条件下反应，生成含氨的乙醇胺反应产物。
从反应器1出来的含氨的乙醇胺反应产物分为S1、S2、S3三部分，以质量百分比计，第一部分反应产物、第二部分反应产物、第三部分反应产物所占的份数分别为40、36、24。
（1）第一部分反应产物S1经过减压阀减压至1.75MPa，进入闪蒸罐2进行第一次闪蒸，一级闪蒸罐2的操作压力为1.75MPa，温度55℃；从一级闪蒸罐2出来的气相进入冷凝器11冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器1；经过一级脱氨，氨回收率达到54.14%。
从一级闪蒸罐出来的液相进入换热器，与第二部分反应产物换热到75℃，经过加热器5加热到90℃后，进入二级闪蒸罐6进行第二次闪蒸，二级闪蒸罐6的操作压力为1.65MPa，温度90℃；从二级闪蒸罐6出来的气相经过冷凝器11冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器；经过二级脱氨，氨回收率达到89.80%。
从二级闪蒸罐6出来的液相经过减压阀减压至300kPa进入脱氨塔7，脱氨塔7塔顶温度控制在40℃，塔顶压力控制在120kPa，塔釜温度控制在180℃；从脱氨塔7塔顶出来的气相经过压缩机压缩至2.0MPa，然后进入冷凝器10冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器1；经过三级脱氨，氨回收率达到99.99%以上。
（2）第二部分反应产物S2进入换热器3，与第一级闪蒸罐2出来的液相产物换热，换热后温度降低到60℃，进入冷却器冷却至40℃，作为冷激液分别从反应器1段间进入反应器1，调节反应温度不超过110℃。
（3）第三部分反应产物S3直接循环，与反应器1进料混合后进入反应器1，调节反应器入口物料温度不低于60℃。
 
【实施例5】
在如图1所示的工艺流程图中，环氧乙烷EO、新鲜液氨FN、循环氨RN分别以800kg/h、170.7 kg/h、2015kg/h的质量流量进入反应器1，反应器1分为三段，环氧乙烷EO分三部分从三段分别进料，新鲜液氨FN、循环氨RN混合后从反应器1顶部进料，与ZSM~5催化剂接触，在反应压力为8.0MPa，反应温度100~110℃的条件下反应，生成含氨的乙醇胺反应产物。
从反应器1出来的含氨的乙醇胺反应产物分为S1、S2、S3三部分，以质量百分比计，第一部分反应产物、第二部分反应产物、第三部分反应产物所占的份数分别为30、49、21。
（1）第一部分反应产物S1经过减压阀减压至1.75MPa，进入闪蒸罐2进行第一次闪蒸，一级闪蒸罐2的操作压力为1.75MPa，温度52℃；从一级闪蒸罐2出来的气相进入冷凝器11冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器1；经过一级脱氨，氨回收率达到48.17%。
从一级闪蒸罐出来的液相进入换热器，与第二部分反应产物换热到75℃，经过加热器5加热到90℃后，进入二级闪蒸罐6进行第二次闪蒸，二级闪蒸罐6的操作压力为1.65MPa，温度90℃；从二级闪蒸罐6出来的气相经过冷凝器11冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器；经过二级脱氨，氨回收率达到89.21%。
从二级闪蒸罐6出来的液相经过减压阀减压至200kPa进入脱氨塔7，脱氨塔7塔顶温度控制在50℃，塔顶压力控制在100kPa，塔釜温度控制在180℃；从脱氨塔7塔顶出来的气相经过压缩机压缩至2.0MPa，然后进入冷凝器10冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器1；经过三级脱氨，氨回收率达到99.99%以上。
（2）第二部分反应产物S2进入换热器3，与第一级闪蒸罐2出来的液相产物换热，换热后温度降低到60℃，进入冷却器冷却至40℃，作为冷激液分别从反应器1段间进入反应器1，调节反应温度不超过110℃。
（3）第三部分反应产物S3直接循环，与反应器1进料混合后进入反应器1，调节反应器入口物料温度不低于60℃。
 
【实施例6】
在如图1所示的工艺流程图中，环氧乙烷EO、新鲜液氨FN、循环氨RN分别以800kg/h、170.7 kg/h、2015kg/h的质量流量进入反应器1，反应器1分为三段，环氧乙烷EO分三部分从三段分别进料，新鲜液氨FN、循环氨RN混合后从反应器1顶部进料，与ZSM~5催化剂接触，在反应压力为8.0MPa，反应温度100~110℃的条件下反应，生成含氨的乙醇胺反应产物。
从反应器1出来的含氨的乙醇胺反应产物分为S1、S2、S3三部分，以质量百分比计，第一部分反应产物、第二部分反应产物、第三部分反应产物所占的份数分别为35、35.75、29.25。
（1）第一部分反应产物S1经过减压阀减压至1.75MPa，进入闪蒸罐2进行第一次闪蒸，一级闪蒸罐2的操作压力为1.60MPa，温度55℃；从一级闪蒸罐2出来的气相进入冷凝器11冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器1；经过一级脱氨，氨回收率达到51.13%。
从一级闪蒸罐出来的液相进入换热器，与第二部分反应产物换热到75℃，经过加热器5加热到90℃后，进入二级闪蒸罐6进行第二次闪蒸，二级闪蒸罐6的操作压力为1.65MPa，温度90℃；从二级闪蒸罐6出来的气相经过冷凝器11冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器；经过二级脱氨，氨回收率达到90%。
从二级闪蒸罐6出来的液相经过减压阀减压至200kPa进入脱氨塔7，脱氨塔7塔顶温度控制在40℃，塔顶压力控制在120kPa，塔釜温度控制在200℃；从脱氨塔7塔顶出来的气相经过压缩机压缩至2.0MPa，然后进入冷凝器10冷凝，所得冷凝液经过循环泵12与新鲜液氨混合后进入反应器1；经过三级脱氨，氨回收率达到99.99%以上。
（2）第二部分反应产物S2进入换热器3，与第一级闪蒸罐2出来的液相产物换热，换热后温度降低到60℃，进入冷却器冷却至40℃，作为冷激液分别从反应器1段间进入反应器1，调节反应温度不超过110℃。
（3）第三部分反应产物S3直接循环，与反应器1进料混合后进入反应器1，调节反应器入口物料温度不低于60℃。
。

Claims (10)

1.一种液氨法生产乙醇胺的氨回收方法，从生产乙醇胺的反应器出来的含氨反应产物分为三部分：
第一部分反应产物经过减压阀减压至1.6~2.2MPa，进入闪蒸罐第一次闪蒸；从一级闪蒸罐出来的气相进入冷凝器冷凝，所得冷凝液经过循环泵与新鲜液氨混合后进入反应器；从一级闪蒸罐出来的液相进入换热器，与第二部分反应产物换热到60~80℃，经过加热器加热到85~100℃后，进入二级闪蒸罐进行第二次闪蒸；从二级闪蒸罐出来的气相经过冷凝器冷凝，所得冷凝液经过循环泵与新鲜液氨混合后进入反应器；从二级闪蒸罐出来的液相经过减压阀减压至200~400kPa进入脱氨塔，塔釜温度控制在150~200℃；从脱氨塔塔顶出来的气相经过压缩机压缩至1.5~3.0MPa，然后进入冷凝器冷凝，所得冷凝液与新鲜液氨混合后进入反应器；
第二部分反应产物进入换热器，与第一级闪蒸罐出来的液相产物换热，换热后温度降低到50~60℃，进入冷却器进一步冷却至30~50℃，作为冷激液分别从反应器段间进入反应器，调节反应温度不超过110℃；
第三部分反应产物直接循环，与反应器进料混合后进入反应器，调节反应器入口物料温度不低于60℃。
2.根据权利要求1所述液氨法生产乙醇胺的氨回收方法，其特征在于以质量百分比计，含氨反应产物由30~45份的第一部分反应产物、30~50份的第二部分反应产物、15~30份的第三部分反应产物组成。
3.根据权利要求2所述液氨法生产乙醇胺的氨回收方法，其特征在于以质量百分比计，含氨反应产物由35~45份的第一部分反应产物、35~50份的第二部分反应产物、20~30份的第三部分反应产物组成。
4.根据权利要求1所述液氨法生产乙醇胺的氨回收方法，其特征在于一级闪蒸罐为切线进料，操作压力为1.6~2.2MPa，温度为40~60℃。
5.根据权利要求1所述液氨法生产乙醇胺的氨回收方法，其特征在于二级闪蒸罐为切线进料，操作压力为1.6~2.2MPa，温度为75~95℃。
6.根据权利要求1所述液氨法生产乙醇胺的氨回收方法，其特征在于从一级闪蒸罐出来的液相进入换热器，与第二部分反应产物换热到65~70℃，进入加热器加热到85~95℃。
7.根据权利要求1所述液氨法生产乙醇胺的氨回收方法，其特征在于脱氨塔塔顶温度控制在40~60℃，塔顶压力控制在60~120kPa。
8.根据权利要求1所述液氨法生产乙醇胺的氨回收方法，其特征在于从脱氨塔塔顶出来的气相经过压缩机压缩至1.5~2.0MPa。
9.根据权利要求1所述液氨法生产乙醇胺的氨回收方法，其特征在于脱氨塔塔釜温度控制在150~200℃。
10.根据权利要求1所述液氨法生产乙醇胺的氨回收方法，其特征在于第二部分反应产物进入换热器，换热后温度降低到50~60℃，进入冷却器冷却到40~50℃。
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