CN1305758C - 羟胺水溶液的制备方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种制备游离羟胺水溶液(HA)的方法，该方法通过用氨或氨水同步逆流处理HA盐，然后通过用汽提介质蒸馏和再浓缩逆流中的HA水溶液，分离HA。根据本发明，所用的汽提介质是水蒸汽和不凝惰性气体的混合物；在规定压力下，通过柱入口处的不凝惰性气体量，控制过程温度。优选的，不凝惰性气体是氮气。本发明可使制备游离HA水溶液的安全性提高，方法损耗降低。

Description

羟胺水溶液的制备方法
技术领域
本发明涉及一种游离羟胺(hydroxylamine，HA)水溶液的制备方法，其通过用氨或氨水同步逆流处理HA盐，然后通过蒸馏和再浓缩该HA水溶液，分离HA。根据本发明，使得制备游离HA水溶液的方法安全性提高，损耗降低。
背景技术
当制备HA时，必须遵守特定的安全条件，这是由于热不稳定性是HA的性质之一，即，HA在爆炸时，尤其是在金属离子存在下，在强碱性介质中，以及在高温和高浓度下会分解。HA的热分解引起不可逆的损耗，并降低成品产率。
改进HA制备方法的主要途径为：制备高纯度的、专门用于电子工业的HA；提高HA制备方法的效率；以及提高HA制备方法的安全性。
由德国专利DE 19,936,594 A1可知，高纯度而稳定的游离HA水溶液的制备方法为：用碱型阴离子交换剂处理含阴离子的游离HA水溶液，然后与HA稳定剂混合。可用任何碱，尤其是氨制备碱型阴离子交换剂。
该已知方法的弊端为由昂贵的阴离子交换剂导致的高成本。此外，该方法并不是很高效的，尤其当其用途限定为用于电子工业的溶液时。
美国专利US 5,472,679描述了一种HA水溶液的制备方法，该方法为：在约60℃的温度下，使硫酸羟胺(Hydroxyl ammonium sulfate，HAS)与适宜的碱反应。然后，将所得混合物在低于65℃的温度下减压蒸馏。在该方法中，HA在较高温度下热分解，导致它的损耗会相当多。得到有固体的底部残渣(当释放HA形成盐时)，馏出物为含16～23％HA的水溶液。
该方法并未提供充分的工艺安全性。在蒸发时分离水，导致HA浓度增加。已知的，当HA的浓度升至以重量计大于70％时，HA分解的可能性增加。高浓度HA引发HA爆炸分解的危险性增加。
此外，在大规模操作时，该HA水溶液的制备方法并不是足够可靠，这是由于固体的底部残渣(例如，硫酸钠)在装置的内壁上堆积，形成很难除去的沉积物，削弱该装置的功能，造成设备故障的情况。该方法的不足还包括效率低下。进行减压蒸馏需要真空泵或排水蒸汽装置，其提高了该方法的能源成本和操作成本。
由专利公开WO 97/22551可知，游离HA水溶液的制备方法为：用碱处理HA盐；然后，通过在高于80℃的温度下，将所得溶液蒸馏成HA的水馏分(water fraction)和盐馏分(salt fraction)，来分离该溶液；随后，通过在蒸馏柱中用水蒸汽汽提该HA水溶液，再浓缩该溶液。
该方法的缺点为：如果将氢氧化钠用作碱时，HA溶液会被钠离子污染。在该产品中金属离子的存在造成HA爆炸分解的危险性，其表现为该已知方法具有较低的工艺安全性。此外，盐(硫酸钠)可以在提馏柱的底部沉淀，其降低了大规模操作的可靠性，需要全面监测工艺参数，显著增加了该方法的成本。
如果将氨用作碱，该已知方法的缺点为：HA的产率较低，约60～70％。这是由于氨是比氢氧化钠弱的碱，例如，氢氧化钠可以使HA完全从硫酸羟胺(HAS)中解离出来。在该已知方法中，超过30％的HA作为废料，以HAS的形式从蒸馏柱的底部排放出来，从而不能够进一步使用。显著的伴随着废水的HA损耗，以及处理该废料的必要性增加了该已知方法的费用(成本)，使得其不能有效的应用于工业规模。
由专利公开DE 10,004,818可知，含HA溶液的处理方法为，用水蒸汽汽提HA。其缺点为：由于该方法涉及真空蒸馏，因而需要消耗很多的能量。该已知方法缺乏对内能的利用。
由专利公开WO 99/07637可知，游离HA水溶液的制备方法为：用作为碱的氨或氨水同步逆流处理HA盐溶液；通过蒸馏将所得溶液分离成HA水溶液和盐馏分；然后，通过在蒸馏柱中用水蒸汽蒸馏，再浓缩HA水溶液。类似的应用见DE 19,733,681 A1和EP 1,012,114。
该方法的主要缺点为：由于HA热分解导致工艺安全性不足，HA损耗增加。HA的物理性质和该方法的具体工艺导致该方法的安全性不足。而且，在低于(在真空下)和高于大气压的整个压力范围内，不能确保该已知方法的安全条件。当在真空下使用该已知方法时，HA的热分解和损耗是很小的，但是，当反应蒸馏柱减压时存在吸入环境空气的危险，在反应蒸馏柱中会形成爆炸性的空气/氨混合物。此外，HA与氧气在空气中反应可生成增加爆炸物危险性的亚硝酸盐。
当在真空下操作的反应蒸馏柱减压时，局部形成爆炸性的氨/空气混合物的危险性不仅在柱的反应部分存在，而且在柱的蒸馏部分也存在。使用已知的方法时，如果在该的反应部分存在过量的氨(HAS的损耗除外)，该过量的氨被汽提，并从柱头以气相排放。当在真空下操作时，氨在柱反应部分和蒸馏部分的同时存在会显著降低该已知方法的工艺安全性。
如果在增加的压力，即，高于大气压的压力下使用该已知方法，不会形成爆炸性的氨/空气混合物(当该柱减压时)，但是，会出现其它危险：当加工温度升至100℃以上，与汽/液平衡的条件相应，HA的损耗显著增加；而且，由于HA热分解，爆炸的危险性产生。在已知方法中，如果在约1.5×105帕斯卡的压力(温度约为130℃)下，使用水蒸汽，在该柱的反应部分会出现HA的局部过热，导致HA分离增加，产率降低。在水蒸汽与溶液达成热动力平衡之前，局部过热一直在降低HA制备过程的产率。HA溶液的局部过热区域甚至可以在柱反应部分的相当高的高度出现。
因此，已知制备HA的方法安全性降低会导致下列缺点：
在大气压以上，工艺过程的温度升高，会导致HA热分解和爆炸的危险性增加。
HA热分解增加，会导致HA产率降低。
当在低于大气压下(在真空下)减压该柱时，会出现爆炸性氨/空气混合物和亚硝酸盐形成的危险性。
发明内容
本发明所要解决的问题在于，改进制备游离HA水溶液的方法安全性，并提高游离HA的产率。
本发明通过如下制备游离HA水溶液的方法解决该问题：用氨或氨水同步逆流处理HA盐溶液；通过在高于大气压的压力下将所得HA溶液蒸馏成HA的水溶液和盐馏分，来分离该HA溶液；通过在配备液相蒸发器的反应蒸馏柱中用汽提介质(strip medium)蒸馏逆流中的HA水溶液，再浓缩该HA溶液，本发明所述的汽提介质是水蒸汽和不凝惰性气体(non-condensableinert gas)的混合物，在规定的压力下，通过在柱入口处的不凝惰性气体量(以与HAS溶液量相比的重量百分数计)控制工艺过程的温度。
优选的，所述不凝惰性气体是氮气。
基于下列原则控制所述工艺过程温度：
不凝惰性气体的比例增加导致温度降低，该气体比例的减少导致温度的升高。
为了得到最好的结果，该工艺过程所用柱压范围为1.05～2.5×105帕斯卡，优选的，为1.1～1.8×105帕斯卡。
与HAS溶液的进料量相比，不凝惰性气体的重量应为前者重量的0.44～5.8倍，优选的，为1.8～5.4倍。
所述解决方案的区别性特征的本质及其对解决本发明问题的影响如下：
由本质上可知，在反应蒸馏柱中，该工艺过程在大气压以上进行。当该反应蒸馏柱减压时，这样的技术解决方案(technological solution)可确保该方法的高度安全性。
所用的汽提介质是水蒸汽和不凝惰性气体的混合物。这对于本发明是很关键的。由于该工艺过程是在包含不凝惰性气体的混合物中进行，确保工艺温度的降低，从而，通过减少由热分解导致的损耗，提高产品产率；通过降低由HA热分解导致的爆炸危险性，改进该方法的安全性。
当进行传质(mass transfer)时(用碱处理HA盐溶液，通过蒸馏成HA水溶液和盐馏分分离所得溶液，然后通过蒸馏再浓缩该HA水溶液)，汽相中不凝惰性气体的存在产生新的技术效果，即，在同一压力的反应蒸馏柱中进行该工艺过程的温度降低。不凝惰性气体存在导致工艺过程温度降低的物理本质是基于通过改变其组分的分压力而改变汽相的组成。本发明所述溶液的汽相是由不凝气体、水蒸汽和HA组成。将不凝组分添加入汽相组成可降低其它组分的分压力(即，水蒸汽、HA、以及氨(如果使用了过量的氨))。从而，在同一工艺压力下，汽相中不凝组分的存在减少水蒸汽和HA的分压力，确保传质温度降低。降低工艺过程温度直接影响到该方案所要解决的问题：
降低由HA热分解导致的损耗，提高HA的产率；通过调节反应蒸馏柱中的技术工艺参数，消除危险结果发生，即HA热分解的条件，提高工艺过程的安全性。
由于不凝气体同时又是惰性气体，不会与工艺过程中涉及的物质发生任何化学反应，其确保该新方法的工艺可靠性和安全性。
将新的组分引入已知体系中，不会由于新组分的存在而在柱中引起任何反应，这确保了终产品，即HA溶液，达到所需的纯度。由于该气体是不凝的，该方法防止溶液的主要部分溶入液相中的组分，从而避免污染。
举例来说，原则上，所有未在此描述的惰性气体均可适用作不凝惰性气体——贵重气体。然而，由于经济原因，生产中优选的气体为氮气。氮气满足工艺要求：它不与待分离的组分(即，水、HA、HAS、氨、硫酸铵)发生化学反应，而且实际上不溶于这些组分。此外，氮气易于获得，且价廉。
进行该工艺过程时，柱压范围为105～250Kpa，优选为110～180Kpa。推荐的柱压范围是确保工艺安全性的最佳压力。当柱减压或工艺温度降低时，该压力防止可能的对工艺过程的空气供给。通过减少由热分解引起的HA损耗，降低工艺温度可提高HA的产率。
在预定压力下，通过柱入口处不凝气体的量或比例控制工艺温度。该工序在所述解决方案中引起新的效果：在保持工艺压力恒定的同时，允许选择降低工艺温度。这样，本发明能够将在真空下进行该工艺过程的优点(降低工艺过程温度，减少由热分解导致的HA损耗，提高安全性)与在大气压下进行该方法的优点(大规模操作的高度可靠性，以及由于不需有真空产生设备所致的低成本)相结合。所述体系中存在新工艺特性的事实(在保持压力恒定的同时允许选择改变工艺温度)，证明其在原则上区别于已知方法，符合发明的标准。
由于汽相组成中不凝惰性气体加入引起的改变，可减少水蒸汽/气体混合物中其它组分的分压力，所以通过改变供给的不凝惰性气体量，允许选择改变或控制工艺温度。该物理关系导致柱底盐溶液沸点的降低，从而，温度按供给的不凝惰性气体量成比例的相应降低。
与HAS溶液的进料量相比，不凝惰性气体的重量范围应当通常为HAS溶液进料量的0.44～5.8倍，优选的，为1.8～5.4倍。该方案在工艺温度的降低和柱容积参数(column dimensions parameters)的增加之间提供最佳的关系。汽提介质中不凝惰性气体的存在削弱了传质的驱动力，这是由于它稍微降低了汽相中物质的浓度，该汽相需要相之间的较大接触面积，通常由增加传质装置的容积来实现。然而，装置容积的增加为10％～20％，相对较低。
所用的不凝惰性气体再循环到工艺过程中，可使该新方法的补充材料供给减到最少，为节约工艺过程的资源作了准备。
将再循环的水蒸汽/气体混合物，有效地冷却至形成液相，然后，在分离器中进行相分离。在冷却的同时，由于大部分待再循环的水蒸汽/气体混合物冷凝，该混合物的绝对湿度降低。该步骤导致不凝惰性气体干燥，这增加了它的蒸发势，并且，当将它供应给柱时，可有利于大幅度降低工艺过程温度。
通过用汽提水蒸汽将不凝惰性气体转换到热平衡状态，可有利于再循环该气体。用汽提水蒸汽将不凝惰性气体转换到热平衡状态，可确保汽提介质组分的温度平衡。这防止柱反应部分溶液的局部过热，减少作为局部过热结果的HA热分解导致的HA损耗。
例如，通过将不凝惰性气体传输到液相蒸发器柱底上游区的液柱内，该气体可以转换到与汽提水蒸汽的热平衡状态。该方法最有可能充分利用释放的溶解热。这样，惰性气体与在环路中传输的液相接触，并被水蒸汽饱和；这在汽提水蒸汽加热惰性气体的同时降低了柱底的温度。
如果供给流包含过量的氨，为了得到最好的结果，该再循环不凝惰性气体应当在吸收器中脱氨而精制，然后用已用过的汽提介质加热。这样，过量的氨从工艺过程中排放，简化了控制HA制备过程的系统。举例来说，该排放的氨还可用在生产氨水的工厂中。
随后，用已用过的汽提介质加热精制的不凝惰性气体可确保气体蒸发势的显著增加，这有助于大幅度降低反应柱底温度。这就是改进工艺安全性和提高HA产率的方法所在。
由于添加的要素，即不凝惰性气体，决定性的修改了根据DE 19,733,681A1或WO 99/07637的已知工艺方法，当在大气压以上实行该方法时，防止了爆炸性的氨/空气混合物的形成，然后通过降低工艺温度，从开始就减少了HA的热分解。这不是显而易见的措施，这就是该技术方案相当于特殊发明成果的原因所在。
已知方法仅允许选择性的改变(降低)过程温度——改变(降低)柱内的公称压力。该控制工艺温度的方法提高了对柱压力控制系统(产生和维持真空的系统，其涉及复杂的设备)的功能安全性和工艺安全性的要求。由于真空产生和维持系统仅有很小的余地来优化操作条件，因此，这些系统的操作成本和能量需要比改变工艺过程温度的范围更高、更大。
本发明所述的方法提供了在保持工艺压力恒定的同时改变工艺温度的新途径。这使得本发明将在真空下运行工艺过程的优点(较低的工艺温度——减少热分解导致的HA损耗)与在大气压及大气压以上运行工艺过程的益处(大规模操作的可靠性较高，工艺过程安全性提高)相结合。
以下，通过对该方法进行示例性的描述，解释本发明，但本发明并不限于此。
所用的最普通的HA盐是硫酸羟铵(HAS)的水溶液。在该溶液中可添加稳定剂。如果以工业规模运行本工艺过程，用作逆流处理水溶液中的HA盐的挥发性碱是氨或氨水。
挥发性碱的量应当确保HA盐完全转变成游离的HA，或者为最小的过剩量。在氨过量的情况下，当优选温度范围为10℃～95℃时，逆流处理可以是不连续的或连续的。所得的产物为包含游离HA和盐溶液的水溶液：硫酸铵溶液，从该水溶液中分离HA。汽相含有没有参与形成HA反应的氨。
用在排放HA和将所得溶液分离成HA水溶液和盐馏分的工艺中的设备为反应蒸馏柱，在该柱中，用氨和汽提介质(水蒸汽和不凝惰性气体的混合物)逆流处理HA盐溶液。优选的，该不凝惰性气体为氮气，这是由于氮气极好的满足了工艺需要：柱的反应部分(反应柱)可配备传质板(多孔底，泡罩板)，或者配备填料(Sulzer boilers，腊希格环，鲍尔环)。理论塔板数的范围为5～30。将该HA盐溶液(进料液)提供给柱反应部分的顶部(在顶板的最上部，或在顶板之一，或在填料的上部)。如果需要，可以将用于分离被传送的液滴的分离器或除雾器安装在进料板上。在反应柱中，中和、分离溶液，以便从柱底提取盐溶液，并从进料板的高度或比进料板更高的高度提取HA水溶液。
反应柱装备有设计为单流壳管式热交换器的压力循环再沸器。在环路中传输的溶液流入热交换器的管道中，加热介质(水蒸汽或热水)流入热交换器的管道之间的空间中。加热介质的温度为120～130℃。氮气进入在液相蒸发器的环路上游传输的溶液。
反应柱中的温度是由压力和不凝惰性气体量与进料液量的比率确定的，其范围为65～94℃。反应柱中的压力高于大气压(正常压力)，通常的压力范围为1.05～2.5×105帕斯卡，优选的，为1.1～1.8×105帕斯卡。当反应蒸馏柱减压时，在高于大气压的压力下在反应柱中采用该方法，可确保工艺的高度安全性。通过改变从反应蒸馏柱顶部排放的水蒸汽/气体混合物产量，可控制压力高于大气压。
当以HAS进料液中的HAS的重量计，HA盐浓度为20～30％时，反应柱底的水量为该进料液量的3～8倍，优选的，为4～6倍。传输到柱底的氮气量为进料液量的0.44～5.8倍，优选的，为1.8～5.4倍。供给的氮气的温度为50～85℃。
由柱反应部分的顶部得到的汽态或液态HA馏分可以在任何工艺设计的蒸馏管中再浓缩。以汽态HA馏分形式的供给流进入在下底板或填料下半部之下的柱蒸馏部分。如果供给流是HA溶液，它在驱动部分和加速部分的塔板数比率为1～3这样的水平下进入柱的蒸馏部分。在蒸馏期间，如果使用了过量的氨，由柱蒸馏部分的顶部会得到水蒸汽、不凝惰性气体和氨的混合物，而由柱蒸馏部分的底部会得到浓度由蒸馏条件决定的HA溶液。
压缩由该柱蒸馏部分的顶部得到的水蒸汽混合物，并将其冷却至50～60℃，在该过程期间，大部分湿气冷凝。在部分冷凝器中，进行冷却水蒸汽/气体混合物至温度低于水蒸汽冷凝点的工艺。
如果将供给反应柱的过量氨用在生产HA的方法中，从蒸馏管的顶部作为汽态水蒸汽/氮气/氨的混合物排放的汽提介质被压缩，有效冷却，去除氨而精制，然后，用排放的汽提介质的热量加热该精制气体。排放的汽提介质被冷却，同时在壳管式热交换器和回流换热器中加热该精制气体。
排放的冷却汽提介质经吸收脱氨而精制。该精制工艺在吸收柱中发生，该吸收柱可以用传质板(多孔底板、泡罩板)，或者用填料(Sulzer boilers，腊希格环，鲍尔环)改进。理论塔板数为5～12个。包含冷却氨的排放的汽提介质供给到传质板下半部之下，进入柱底。水作为吸收剂，注入柱头(或注到顶板的最上部之上，或注到顶板之一的上面，或注到填料的上部之上)。如果需要，用于分离传输的液滴的分离器和除雾器可以被安装在最高的板上。氨的水吸收和氨水的形成发生在吸收柱中，这是由于氨水从柱底提取出，精制的不凝惰性气体从柱头排放出。将精制的不凝惰性气体输入用排放的汽提介质加热的管壳式热交换器和回流换热器。
将所述不凝惰性气体从部分冷凝器，或从热交换器和回流换热器传输到分离器，在分离器中，控制气相压力，如果需要，分离气相和液相。该分离器是类似容器的装置，可在它的上部包含除雾器，以尽可能完成液滴和气相的分离。来自分离器的液相可以用作回流，进入柱的蒸馏部分；还可用作供给水流，在反应柱的底部产生水蒸汽。
该分离器通过外源不凝惰性气体的自动供给和排放，确保水蒸汽/气体混合物的恒定压力在规定的水平。用一系统，其包括安装在分离器后并连接到该分离器上部的进口阀和出口阀，以及压力传感器，使水蒸汽/气体混合物的压力保持在规定的水平。如果水蒸汽/气体混合物的压力低于设定压力值，打开进口阀，供给不凝惰性气体，直至达到规定压力。如果水蒸汽/气体混合物的压力超过设定压力值，打开出口阀，过量的不凝惰性气体排放到外部系统中，直至达到规定压力。
通过控制到柱入口的不凝惰性气体的供给，控制反应蒸馏柱中的温度。优选的，不凝惰性气体进料量的改变取决于25％～30％HAS溶液的进料量。不凝惰性气体进料量的改变还可取决于柱反应部分中的温度。气体的供给由阀来控制，该阀安装在柱入口处的不凝惰性气体进料管道上。通过控制不凝惰性气体的供给和流出，使阀门的管道上游的压力保持恒定。
假定如所描述，用取决于供给的HAS溶液量的不凝惰性气体的量控制柱温，举例来说，需要91℃的恒定柱温，则需要在压力增高1.1～1.8×105帕斯卡的区间内，增加不凝惰性气体的供给量4.2～10.4千克/千克供给的HAS溶液。
在大气压以上的压力下，在反应柱中进行该工艺，当反应蒸馏柱减压时，可确保高度的工艺安全性。当在有不凝惰性气体的混合物中实施该工艺时，可确保工艺过程温度降低，并通过降低热分解所致的损耗提高产品产率，通过降低HA热分解所致的爆炸的危险性，改进该方法的安全性。
柱入口处不凝惰性气体量的改变，在解决方案中带来的新工艺效果是：在规定的柱压力下工艺温度的改变。例如，如果在规定压力为1.1×105帕斯卡时，供给的氮气量从2.1kg/kg HAS溶液增加到4.2kg/kg HAS溶液，则柱温从99℃降至91℃。
再利用不凝惰性气体涉及将已用过的不凝惰性气体再循环入工艺过程中，这使得该新方法的补充原料供应减到最少，可以节约资源。
在柱底，将不凝惰性气体转变到与汽提水蒸汽的热平衡状态，确保在汽提介质的组分与包含HA的溶液接触之前，对这些组分的温度调节。这防止柱反应部分的溶液局部过热，减少由作为局部过热结果的HA热分解所致的HA损耗。
供给不凝惰性气体到液相蒸发器的底部溶液上游确保利用释放的溶液的热量，同时，用水蒸汽饱和气体可降低柱底的温度。
本发明所述方法的优点包括提高安全性，在适当的温度下进行，并且利用释放的工艺流程中的热量。
附图的简要说明
图1为本发明所述方法的工艺流程图，其中：
A  反应蒸馏柱，反应部分(反应柱)
B  反应蒸馏柱，蒸馏部分(蒸馏柱)
C  蒸发器(在反应柱的底部)
D  压缩器
E  阀
F  阀
1、HAS液供给
2、氨供给
3、水供给
4、再循环水蒸汽/气体混合物供给
5、水蒸汽或热水供给
6、从底部的排放
7、经由蒸发器的水蒸汽/液体混合物供给
8、盐溶液
9、柱环路入口
10、HA液排放
11、水蒸汽/气体混合物排放
12、不凝惰性气体供给或排放
本发明的具体实施方式
所述方法的一个实施例如图1所示，但该方法并不限于此。
如图所示，在用于在反应蒸馏柱A+B中汽提和分离HA的方法中，用再循环水蒸汽/气体混合物作为汽提介质。
柱的下半部为反应部分(A＝反应柱)，上半部为蒸馏部分(B＝蒸馏柱)。反应柱的底部配备有蒸发器C。
HAS溶液1进入反应柱的顶部。氨2、水3、以及再循环水蒸汽/气体混合物4进入反应柱的底部，其中，水蒸汽/气体混合物包含不凝惰性气体、水蒸汽，如果使用了过量的氨，还可选择性的包含氨残余物。
所述水蒸汽/气体混合物通过蒸发器C的上游，进入在环路中传输的底部溶液。根据HAS溶液进料量和选定柱温，使用压力控制阀F，改变提供给反应柱的水蒸汽/气体混合物量，以使提供的水蒸汽/气体混合物与HAS溶液的重量比保持恒定。
用热水水蒸汽5加热所述蒸发器C，以使大部分底流6通过蒸发器循环，然后作为水蒸汽/液体混合物7流回柱中。通过从柱底提取已除去大部分HA的盐溶液8，以及通过排出无盐的水蒸汽/气体混合物，在柱中汽提和分离HA。所述无盐的水蒸汽/气体混合物包含水蒸汽、不凝惰性气体、HA，如果使用了过量的氨，还包含部分氨。
将所述来自反应柱顶部的水蒸汽/气体混合物，作为供给流传输到用回流9喷淋的蒸馏柱。通过侧面排放或者柱底排放，从蒸馏柱中排出无盐的HA溶液10。从蒸馏柱的顶部排放已除去HA的水蒸汽/气体混合物11；该混合物包含水蒸汽、不凝惰性气体，如果氨2过量，还包含氨。
该混合物在压缩器D中被压缩，然后在环路中被传输到反应柱的底部，当大部分水蒸汽和氨在充满作为冷却和吸收介质的上游冷凝器和吸收柱中分离后，大部分上述混合物是有用的。通过在使用控制阀的适当位置加入或去除不凝惰性气体12，保持环路内水蒸汽/气体混合物的恒定压力。通过改变从使用控制阀E的柱头排放出的水蒸汽/气体混合物量，保持柱内的压力为大气压以上的规定值。
以下为使用该方法的实施例。
【实施例1】
在反应蒸馏柱中，通过直接供给氨至柱反应部分的底部，用氨在逆流工艺中从HAS中回收游离HA；并通过用水蒸汽和氮气的混合物汽提所得到的溶液，同时添加经化学计量的氨，从硫酸铵溶液中同步分离HA水溶液。
1421g/h HAS溶液直接进入柱反应部分的顶部。将与供给的HAS相比3500g/h水和370g/h重量比为4.4∶1的氨水和氮气提供给反应部分的底部。不添加稳定剂。底部的压力为1.1×105帕斯卡。来自柱反应部分的底液包含以重量计约1.70％的HA，以及以总重量计，约16.41％硫酸铵(AS)和HAS。柱反应部分的底部温度为83.8℃。
HA、水蒸汽和氮气的汽化流，以HA的浓度为0.36克分子百分数，从柱反应部分的顶部排放，在柱蒸馏部分的下底板传输。从柱蒸馏部分的顶部排放的汽化流不包含任何HA。来自柱蒸馏部分的底部液体溶液包含以重量计8.91％的HA。HA的分解率为2.41％。HA的产率为以重量计84.17％。
【实施例2】
在反应蒸馏柱中，用氨从逆流工艺的HAS中回收游离HA；并通过用水蒸汽、氮气和过量氨的混合物汽提所得到的溶液，从硫酸铵溶液中同步分离HA水溶液。
710g/h HAS溶液直接通过柱反应部分的顶部。将3500g/h水和与提供的HAS溶液相比重量比为5.3∶1的541g/h的氨水和氮气供给到反应部分的底部。加热柱底。柱反应部分的底部压力为1.1×105帕斯卡。不需加入稳定剂即可游离并分离HA。
来自柱反应部分的底部液体溶液包含以重量计约0.22％的HA。来自柱蒸馏部分的底部液体溶液包含以重量计5.47％的HA。HA的分解率约为2％。HA的产率为以重量计95.8％。

Claims (15)

1、一种游离羟胺水溶液的制备方法，包括
用氨或氨水同步逆流处理HA盐溶液；
通过在高于大气压的压力下，将HA溶液蒸馏成HA水溶液和盐馏分，分离该HA溶液；
通过在配备液相蒸发器的反应蒸馏柱中，用汽提介质蒸馏逆流中的HA水溶液，再浓缩该HA水溶液；
其特征在于，
该汽提介质是水蒸汽和不凝惰性气体的混合物；以及
在规定压力下，通过柱入口处的不凝惰性气体量来控制工艺温度。
2、根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述不凝惰性气体为氮气。
3、根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，通过提高不凝惰性气体的比例控制工艺温度，导致温度降低；通过降低所述气体的比例控制工艺温度，导致温度升高。
4、根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，在1.05～2.5×105帕斯卡的柱压范围内实施该方法。
5、根据权利要求4所述的方法，其特征在于，在1.1～1.8×105帕斯卡的柱压范围内实施该方法。
6、根据权利要求3所述的方法，其特征在于，在1.05～2.5×105帕斯卡的柱压范围内实施该方法。
7、根据权利要求6所述的方法，其特征在于，在1.1～1.8×105帕斯卡的柱压范围内实施该方法。
8、根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，以重量计，不凝惰性气体量为HA盐水溶液进料量的0.44～5.8倍。
9、根据权利要求8所述的方法，其特征在于，以重量计，不凝惰性气体量为HA盐水溶液进料量的1.8～5.4倍。
10、根据权利要求3所述的方法，其特征在于，以重量计，不凝惰性气体量为HA盐水溶液进料量的0.44～5.8倍。
11、根据权利要求10所述的方法，其特征在于，以重量计，不凝惰性气体量为HA盐水溶液进料量的1.8～5.4倍。
12、根据权利要求4所述的方法，其特征在于，以重量计，不凝惰性气体量为HA盐水溶液进料量的0.44～5.8倍。
13、根据权利要求12所述的方法，其特征在于，以重量计，不凝惰性气体量为HA盐水溶液进料量的1.8～5.4倍。
14、根据权利要求6所述的方法，其特征在于，以重量计，不凝惰性气体量为HA盐水溶液进料量的0.44～5.8倍。
15、根据权利要求14所述的方法，其特征在于，以重量计，不凝惰性气体量为HA盐水溶液进料量的1.8～5.4倍。
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