CN103936601B - 乙醇胺生产中的氨回收方法 - Google Patents
乙醇胺生产中的氨回收方法 Download PDFInfo
- Publication number
- CN103936601B CN103936601B CN201310023054.5A CN201310023054A CN103936601B CN 103936601 B CN103936601 B CN 103936601B CN 201310023054 A CN201310023054 A CN 201310023054A CN 103936601 B CN103936601 B CN 103936601B
- Authority
- CN
- China
- Prior art keywords
- ammonia
- product
- ethanolamine
- reactor
- flash tank
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Active
Links
Classifications
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
- Y02P20/10—Process efficiency
Landscapes
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
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
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、170.7kg/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、170.7kg/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、170.7kg/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、170.7kg/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、170.7kg/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、170.7kg/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 (9)
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℃;
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。
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。
3.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℃。
4.根据权利要求1所述液氨法生产乙醇胺的氨回收方法,其特征在于二级闪蒸罐为切线进料,操作压力为1.6~2.2MPa,温度为75~95℃。
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℃。
6.根据权利要求1所述液氨法生产乙醇胺的氨回收方法,其特征在于脱氨塔塔顶温度控制在40~60℃,塔顶压力控制在60~120kPa。
7.根据权利要求1所述液氨法生产乙醇胺的氨回收方法,其特征在于从脱氨塔塔顶出来的气相经过压缩机压缩至1.5~2.0MPa。
8.根据权利要求1所述液氨法生产乙醇胺的氨回收方法,其特征在于脱氨塔塔釜温度控制在150~200℃。
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℃。
Priority Applications (1)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
CN201310023054.5A CN103936601B (zh) | 2013-01-23 | 2013-01-23 | 乙醇胺生产中的氨回收方法 |
Applications Claiming Priority (1)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
CN201310023054.5A CN103936601B (zh) | 2013-01-23 | 2013-01-23 | 乙醇胺生产中的氨回收方法 |
Publications (2)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
CN103936601A CN103936601A (zh) | 2014-07-23 |
CN103936601B true CN103936601B (zh) | 2016-08-03 |
Family
ID=51184521
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
CN201310023054.5A Active CN103936601B (zh) | 2013-01-23 | 2013-01-23 | 乙醇胺生产中的氨回收方法 |
Country Status (1)
Country | Link |
---|---|
CN (1) | CN103936601B (zh) |
Families Citing this family (2)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
CN107777706A (zh) * | 2016-08-30 | 2018-03-09 | 中国石油化工股份有限公司 | 回收氨的方法 |
CN107880260B (zh) * | 2017-12-21 | 2024-03-26 | 红宝丽集团股份有限公司 | 一种小分子量端氨基聚醚的连续制备装置及制备方法 |
Citations (4)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
CN1173862A (zh) * | 1995-02-08 | 1998-02-18 | 阿克佐诺贝尔公司 | 生产氨基乙基醇胺和/或羟乙基哌嗪的方法 |
JP2004231540A (ja) * | 2003-01-29 | 2004-08-19 | Nippon Shokubai Co Ltd | アミン類の製造方法 |
CN101148414A (zh) * | 2007-09-29 | 2008-03-26 | 吴兆立 | 乙醇胺生产中的mea液吸尾氨技术 |
CN101560159A (zh) * | 2009-05-12 | 2009-10-21 | 嘉兴金燕化工有限公司 | 乙醇胺生产中的氨回收方法 |
Family Cites Families (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US6566556B2 (en) * | 2000-12-19 | 2003-05-20 | Nippon Shokubai Co., Ltd. | Method for production of alkanolamine and apparatus therefor |
-
2013
- 2013-01-23 CN CN201310023054.5A patent/CN103936601B/zh active Active
Patent Citations (4)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
CN1173862A (zh) * | 1995-02-08 | 1998-02-18 | 阿克佐诺贝尔公司 | 生产氨基乙基醇胺和/或羟乙基哌嗪的方法 |
JP2004231540A (ja) * | 2003-01-29 | 2004-08-19 | Nippon Shokubai Co Ltd | アミン類の製造方法 |
CN101148414A (zh) * | 2007-09-29 | 2008-03-26 | 吴兆立 | 乙醇胺生产中的mea液吸尾氨技术 |
CN101560159A (zh) * | 2009-05-12 | 2009-10-21 | 嘉兴金燕化工有限公司 | 乙醇胺生产中的氨回收方法 |
Non-Patent Citations (1)
Title |
---|
国内外乙醇胺生产现状与发展趋势;秦伟程;《化工科技市场》;20041112(第11期);第19-24页 * |
Also Published As
Publication number | Publication date |
---|---|
CN103936601A (zh) | 2014-07-23 |
Similar Documents
Publication | Publication Date | Title |
---|---|---|
CN102451572B (zh) | 醋酸脱水塔精馏分离醋酸和水的方法 | |
CN101157442B (zh) | 一种用于co变换的余热回收方法 | |
CN101558037B (zh) | 尿素制备方法及相关设备 | |
CN109999618B (zh) | 一种中高压气源中二氧化碳的分离系统及方法 | |
CN206767964U (zh) | 低压甲醇合成系统 | |
CN102936198B (zh) | 生产醋酸乙烯的方法 | |
CN104817481A (zh) | 一种从dmso水溶液中回收dmso的工艺方法 | |
CN107216236A (zh) | 低压甲醇合成方法 | |
US11247955B2 (en) | Process for the preparation of methanol | |
CN103936601B (zh) | 乙醇胺生产中的氨回收方法 | |
CN101591269A (zh) | 尿素生产设备的改进方法 | |
CN102337159A (zh) | 一种饱和热水塔高水气比co变换工艺 | |
CN101607718A (zh) | 一种粗吗啉中氨的回收方法 | |
CN105111042A (zh) | 甲醇合成系统及该甲醇合成系统的蒸汽扩容方法 | |
CN116751613A (zh) | 一种节能型负压脱苯工艺及系统 | |
CN113559540A (zh) | 一种环氧乙烷的汽提方法和汽提装置 | |
CN113842852B (zh) | 一种年产20万吨甲胺的工艺及系统 | |
CN102502697A (zh) | 一种吗啉溶液中氨的回收方法 | |
CN102452925B (zh) | 用于分离醋酸和水的方法 | |
CN113201370A (zh) | 一种电加热制取过热蒸汽的负压脱苯工艺及系统 | |
CN102452926B (zh) | 分离醋酸和水的方法 | |
CN106608829B (zh) | 乙醇胺联产工艺中的氨回收方法 | |
CN104056461A (zh) | 一种热泵蒸馏节能新工艺 | |
CN110156603A (zh) | 一种碳酸二甲酯自回热精馏的方法及装置 | |
CN221557550U (zh) | 一种mto双效节能降耗系统 |
Legal Events
Date | Code | Title | Description |
---|---|---|---|
C06 | Publication | ||
PB01 | Publication | ||
C10 | Entry into substantive examination | ||
SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
C14 | Grant of patent or utility model | ||
GR01 | Patent grant |