CN210215203U

CN210215203U - 氨解反应系统

Info

Publication number: CN210215203U
Application number: CN201920802836.1U
Authority: CN
Inventors: Xiaoxiang He; 何孝祥; Xianghua Yao; 姚祥华; Junhua Peng; 彭俊华; Zhirong Chen; 陈志荣; Yingkuo Yang; 杨应阔; Zeben Tang; 汤泽锛; Guobin Lu; 鲁国彬
Original assignee: SHANGYU XINHECHENG BIO-CHEMICAL Co Ltd; ZHEJIANG NHU PHARMACEUTICAL CO Ltd; Zhejiang University ZJU; Zhejiang NHU Co Ltd
Current assignee: SHANGYU XINHECHENG BIO-CHEMICAL Co Ltd; ZHEJIANG NHU PHARMACEUTICAL CO Ltd; Zhejiang University ZJU; Zhejiang NHU Co Ltd
Priority date: 2019-05-30
Filing date: 2019-05-30
Publication date: 2020-03-31
Anticipated expiration: 2029-05-30

Abstract

本实用新型提供一种氨解反应系统，其包括：氨解反应器，所述氨解反应器为氨解反应的容器，所述氨解反应采用氨作为胺化剂；氨分离装置，所述氨分离装置与所述氨解反应器相连接，所述氨分离装置用于将所述氨解反应后未参与反应的氨分离出来而得到含氨气态物；以及压缩装置，所述压缩装置分别与所述氨分离装置、所述氨解反应器相连接，所述压缩装置用于将所分离得到的所述含氨气态物进行压缩得到超临界态流体，并将所述超临界态流体循环至所述氨解反应器。本实用新型还提供利用所述氨解反应系统制备牛磺酸中间体牛磺酸钠及牛磺酸的方法。

Description

氨解反应系统

技术领域

本实用新型涉及牛磺酸的制备技术领域，特别是涉及在制备牛磺酸/牛磺酸中间体(牛磺酸钠)过程中采用的氨解反应系统。

背景技术

牛磺酸(2-氨基乙磺酸)，又名牛胆酸、牛胆素，呈白色结晶或粉末，无臭、无毒、微酸味。它是一种非蛋白质类氨基酸，是人体必需的重要氨基酸之一，具有独特的药理及营养保健作用。牛磺酸可广泛应用于医药、食品添加剂、荧光增白剂、有机合成等领域，也可用作生化试剂、湿润剂、缓冲剂等。西方发达国家已普遍将牛磺酸应用于医药及食品添加剂中。

牛磺酸的制备方法主要有生物提取法、发酵法和化学合成方法，其中化学合成方法的研究最为迅速。牛磺酸的化学合成方法根据原料和工艺不同，目前有20多种。但由于受到原料来源、生产成本、产品收率及合成工艺条件和设备要求等限制，真正能用于工业化生产的有两种方法：

(1)乙醇胺法：以乙醇胺为原料，两步合成牛磺酸，按合成路线又可分为酯化法、氯化法、乙撑亚胺法。其中酯化法原料易得，收率较其他方法高，为国内外多数厂家采用，所述反应以乙醇胺、硫酸、亚硫酸钠为原料，首先硫酸与乙醇胺进行酯化反应合成中间体2-氨基乙基硫酸酯，再与亚硫酸钠或亚硫酸铵进行磺化反应合成牛磺酸。反应方程式如下：

NH₂CH₂CH₂OSO₃H+Na₂SO₃→NH₂CH₂CH₂SO₃H+Na₂SO₄

或

NH₂CH₂CH₂OSO₃H+(NH₄)₂SO₃→NH₂CH₂CH₂SO₃H+(NH₄)₂SO₄

但其中酯化反应为可逆反应，反应不完全，制约着乙醇胺的转化率及反应收率，且反应体系有硫酸钠生成，易造成分离困难，影响产品收率和质量，环保压力大。

(2)环氧乙烷法：以环氧乙烷为原料，先与亚硫酸钠开环加成，然后在加热加压条件下与氨反应合成牛磺酸钠，酸化得到牛磺酸。其反应过程如下：

②HOCH₂CH₂SO₃Na+NH₃→H₂NCH₂CH₂SO₃Na+H₂O

③H₂NCH₂CH₂SO₃Na+H₂SO₄→H₂NCH₂CH₂SO₃H+Na₂SO₄

副反应：

2HOCH₂CH₂SO₃Na+NH₃→HN(CH₂CH₂SO₃Na)₂+H₂O

3HOCH₂CH₂SO₃Na+NH₃→N(CH₂CH₂SO₃Na)₃+H₂O

环氧乙烷法包括加成、氨解、酸化步骤，其收率较乙醇胺法的高，目前应用较广。

环氧乙烷法的氨解和酸化步骤是环氧乙烷法制备牛磺酸工艺的关键影响步骤。在专利US1932907中提到羟乙基磺酸盐与胺类物质的氨解反应，其中氨与羟乙基磺酸盐的摩尔比在6.8:1，反应温度240℃～250℃下反应2h时，得到牛磺酸钠的产率仅为80％。专利DD219023中提及羟乙基磺酸钠氨解产物的组成，当氨与羟乙基磺酸钠的摩尔比在(10～20):1时，并加入碱金属或碱金属氢氧化物作为催化剂，在200～290℃下反应5～45分钟，得到含有71％牛磺酸钠和29％二牛磺酸钠及三牛磺酸钠的氨解产物，但收率最高仅有64％。可知，在羟乙基磺酸钠氨解牛磺酸钠时，易生成副产物二牛磺酸盐、三牛磺酸盐。针对氨解反应，羟乙基磺酸钠与氨的反应为热效应不明显的可逆反应，上述文献中采用的氨虽为过量状态，但氨与羟乙基磺酸钠的摩尔比低，且氨在液相中具有一定的溶解度，在反应时液相中溶解的氨量远低于设定的氨/羟乙基磺酸钠的值，如此导致大量副反应进行，易生成副产物二牛磺酸盐和三牛磺酸盐，从而造成牛磺酸钠的低收率。为了提高氨解收率，现有技术中采取了一些研究，如文献[刘福明，山东化工[J]，2015,44:27-28,30]、专利CN105732440、CN108314633均是将氨解反应液经酸中和后分离得到的母液全部或者大部分循环至氨解，加入的母液越多，氨解反应收率越高。上述文献均提到将母液循环至氨解继续反应，收率上有了大幅的提高，但母液中除了含有副产物二牛磺酸盐和三牛磺酸盐外，还含有硫酸钠、乙二醇、聚乙二醇、微量金属元素等多种复杂成分，未经处理的母液循环至体系中时，随着循环次数增加，体系中的杂质大量聚集，不利于反应进行，如果直接排放则为高浓度污染物，对环境的影响非常大，且母液循环至氨解时，需要补加氨量，为达到氨解的高温高压条件，需要对母液及补加的氨重新进行加热加压，需要的热量大幅增加，不利于工业化生产。

牛磺酸制备过程中，氨解反应通常以氨过量的形式进行，在氨解完成后需要进行脱氨处理，而通常氨解液拥有较高的温度和压力，在脱氨处理过程中形成的含氨气相仍具有一定的热量，而针对这部分热量的回收利用问题，现有技术中作了一部分研究，如专利CN101528658中公开了氨解液的处理方式，将氨解液分别经一级闪蒸、二级闪蒸降膜蒸发、多效降膜蒸发浓缩进行处理，利用闪蒸汽作为下一级蒸发器的热源介质进行加热，但专利中并未提及回收的氨后续如何处理的问题。对于脱除的氨循环利用问题，普遍的做法是将高含量的氨冷凝循环回氨解步骤，低含量的氨冷凝后使用诸如蒸氨塔等设备进行精制，达到一定浓度后再循环利用，但经过处理的氨循环回氨解步骤时，为了达到氨解的高温高压反应条件，需加压加热，同样需要消耗大量的能源。然而，现有技术并未涉及如何将氨以低能耗的方式循环利用。

此外，针对牛磺酸钠的酸化过程，现有技术中普遍采用硫酸、盐酸等试剂进行处理，如专利US9061976、CN101486669、CN101508657均是采用硫酸或者亚硫酸进行酸化。采用硫酸酸化易产生硫酸钠等大量无机盐分，造成分离困难、设备堵塞、生产成本高等问题。

实用新型内容

针对上述问题，本实用新型提供一种氨解反应系统，所述氨解反应系统通过将未参与反应的氨回收分离，并以超临界态流体循环至氨解反应器中，而提高产品收率以及实现最大程度的能源利用。

本实用新型提供一种氨解反应系统，其包括：

氨解反应器，所述氨解反应器为氨解反应的容器，所述氨解反应采用氨作为胺化剂；

氨分离装置，所述氨分离装置与所述氨解反应器相连接，所述氨分离装置用于将所述氨解反应后未参与反应的氨分离出来而得到含氨气态物；以及

压缩装置，所述压缩装置分别与所述氨分离装置、所述氨解反应器相连接，所述压缩装置用于将所述氨分离装置中的所述含氨气态物进行压缩得到含氨的超临界态流体，并将所述超临界态流体循环至所述氨解反应器，使所述超临界态流体中的氨作为至少部分所述胺化剂。

优选的，所述氨分离装置包括一个氨分离器。

优选的，所述氨分离装置包括两个氨分离器，分别为第一级氨分离器以及第二级氨分离器，

所述第一级氨分离器与所述氨解反应器相连接，所述第一级氨分离器用于将所述氨解反应后的混合物中未参与反应的氨分离出来，得到第一含氨气态物以及第一剩余混合物；

所述第二级氨分离器与所述第一级氨分离器相连接，所述第二级氨分离器用于对所述第一剩余混合物再进行氨气分离，得到第二含氨气态物以及第二剩余物，并将所述第二含氨气态物循环至所述第一级氨分离器中。

优选的，所述压缩装置包括第一压缩装置和第二压缩装置，

所述第一压缩装置分别与所述第一级氨分离器、所述氨解反应器相连接，用于将所述第一级氨分离器中的所述含氨气态物进行压缩得到所述超临界态流体，并将所述超临界态流体循环至所述氨解反应器；

所述第二压缩装置分别与所述第一级氨分离器和所述第二级氨分离器连接，用于将所述第二含氨气态物循环至所述第一级氨分离器中。

优选的，所述氨分离装置包括n个依次排列的氨分离器，n为大于2，小于20的整数，

所述依次排列的n个氨分离器中的第一级氨分离器与所述氨解反应器相连接，所述第一级氨分离器用于将所述氨解反应后所得到的混合物中未参与反应的氨分离出来，得到第一含氨气态物以及第一剩余混合物；

所述依次排列的n个氨分离器中的第二级氨分离器与所述第一级氨分离器相连接，所述第二级氨分离器用于对所述第一剩余混合物再进行氨气分离，得到第二含氨气态物以及第二剩余物，并将所述第二含氨气态物循环至所述第一级氨分离器中；

所述依次排列的n个氨分离器中的第i级氨分离器与第i-1级氨分离器相连接，i为整数且2<i≤n，所述第i级氨分离器用于对通过所述第i-1级氨分离器得到的第i-1剩余混合物再进行氨气分离，得到第i含氨气态物以及第i剩余物，并将所述第i含氨气态物循环至第i-1级氨分离器。

优选的，所述氨解反应系统还包括n个压缩装置，

所述n个压缩装置中的第一压缩装置分别与所述第一级氨分离器、所述氨解反应器相连接，用于将所述第一级氨分离器中的所述含氨气态物进行压缩得到所述超临界态流体，并将所述超临界态流体循环至所述氨解反应器；

所述n个压缩装置中的第二压缩装置分别与所述第一级氨分离器和所述第二级氨分离器连接，用于将所述第二含氨气态物循环至所述第一级氨分离器中；

所述n个压缩装置中的第i压缩装置分别与所述第i-1级氨分离器和所述第i级氨分离器连接，用于将所述第i含氨气态物循环至第i-1级氨分离器。

优选的，所述氨反应系统中包括n个依次排列的氨分离器，n个压缩装置，n为3或4。

所述氨解反应系统具有以下优点：通过氨分离装置将未参与反应的氨分离出来而得到含氨气态物，并通过所述压缩装置将含氨气态物进行压缩得到超临界态流体，再将所述超临界态流体循环至氨解反应器，在此过程中，以较小的能耗实现氨的全循环套用。所述系统中，在将含氨气态物转换成所述超临界态流体后，所述超临界态流体具有较高的温度及压强，当所述超临界态流体循环至氨解反应器时，可直接将能量耦合至氨解反应器中，从而形成氨解反应过程中所需的高温高压条件，节约了能源。另外，将未反应的氨回收再次参与所述氨解反应，提高了氨的浓度，可提高氨解反应的反应程度，大大提高了反应的收率，而且降低了成本。

附图说明

图1为本实用新型一实施例所述氨解反应系统的结构示意图。

图2为本实用新型另一实施例所述氨解反应系统的结构示意图。

图3为本实用新型另一实施例所述氨解反应系统的结构示意图。

图中，1表示氨解反应器；2表示氨分离装置；21表示第一级氨分离器；22表示第二级氨分离器；23表示第三级氨分离器；3表示压缩装置；31表示第一压缩装置；32表示第二压缩装置；33表示第三压缩装置；4表示换热器。

具体实施方式

下面将对本实用新型实施方式中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施方式仅仅是本实用新型一部分实施方式，而不是全部的实施方式。基于本实用新型中的实施方式，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其它实施方式，都属于本实用新型保护的范围。

请参阅图1，本实用新型一实施例提供一种氨解反应系统。所述氨解反应系统包括氨解反应器1、氨分离装置2和压缩装置3。其中，所述氨解反应器1作为氨解反应的容器，所述氨解反应中采用氨作为胺化剂。所述氨分离装置2连接于所述氨解反应器1。所述氨分离装置2用于将所述氨解反应后未参与反应的氨分离出来而得到含氨气态物。所述压缩装置3分别与所述氨解反应器1、所述氨分离装置2相连接。即，所述压缩装置3位于所述氨解反应器1与所述氨分离装置2之间。所述压缩装置3用于将所述氨解反应器1中的所述含氨气态物进行压缩得到超临界态流体，并将所述超临界态流体循环至所述氨解反应器1。此时，所述氨分离装置2为单级氨分离器。

所述氨解反应器1可为高温高压反应器，其作为制备牛磺酸中间体牛磺酸钠的反应场所。具体的，所述氨解反应器1可为高压釜、管式反应器或合成塔，优选为管式反应器。

所述氨分离装置2即为单个氨分离器。所述氨分离装置2可为通过蒸发或者闪蒸的方式进行氨分离的装置。具体的，当所述氨分离装置2为闪蒸器时，所述闪蒸器可在闪蒸的过程中带压，以实现更好的氨分离效果。所述含氨气态物自所述氨分离装置2导出时，会自身具有一定的温度及压力。换句话说，氨解反应后所得的混合物中的部分能量会转移至所述具有一定的温度及压力的所述含氨气态物，以便更充分的利用余热能量。

所述压缩装置3可为压缩机，其用于将所述含氨气态物进行压缩得到含氨的超临界态流体。在这一过程中，所述含氨气态物经过所述氨分离装置2导出至压缩装置3，所述含氨气态物的体积会减小，内能增加，而得到超临界态流体。需要说明的是，所述超临界态流体至少包括超临界态的氨；所述超临界态流体还包括气态的水以及可能存在的超临界态的水。相比所述含氨气态物而言，所述超临界态流体具有较高的温度以及较高的压强。此过程中，可理解为：压缩机所做的功，一部分转化成所述含氨气态物中气体分子克服分子间的势能而转成分子间距较小的超临界态流体，另一部分转化成分子的动能，即表现为所述超临界态流体具有较高的温度以及较高的压强。

当所述超临界态流体循环至所述氨解反应器1时，优选与羟乙基磺酸钠原料预先直接混合，得到混合物，再通入氨解反应器中反应，可达到加热促使原料预热的效果，并同时使氨解反应器1内的温度及压力升高，而为氨解反应提供了高压高热的反应条件，大大节约了能源。并且，所述超临界态流体中的氨可作为反应原料，而提升氨解反应中氨的浓度，促使反应充分进行，提高反应的产率，降低了副产物，节约了成本。

请参阅图2，本实用新型另一实施例还提供一种氨解反应系统。所述氨解反应系统包括氨解反应器1、氨分离装置和第一压缩装置31。所述氨分离装置包括两个氨分离器，即为第一级氨分离器21及第二级氨分离器22。其中，所述第一级氨分离器21连接于所述氨解反应器1。所述第二级氨分离器22连接于所述第一级氨分离器21。所述第一级氨分离器21用于将所述氨解反应后的混合物中未参与反应的氨分离出来，得到第一含氨气态物以及第一剩余混合物。所述第二级氨分离器22用于对所述第一剩余混合物再进行氨气分离，得到第二含氨气态物以及第二剩余物，并将所述第二含氨气态物循环至第一级氨分离器21。需要说明的是，本实施例中设置两个氨分离器，将得到的第二含氨气态物循环至所述第一级氨分离器21。所述第一含氨气态物和第二含氨气态物混合，而运送至所述第一压缩装置31；即，所述第一级氨分离器21中的所述含氨气态物为所述第一含氨气态物和第二含氨气态物的总和。这种逐级回流的方式，是为了逐渐增大压力，使得所述第一压缩装置31在进行压缩时的负荷不致过大，而较容易的将所述含氨气态物压缩成所述超临界态流体。

所述第一压缩装置31分别与所述氨解反应器1、所述第一级氨分离器21相连接。即，所述第一压缩装置31位于所述氨解反应器1与所述第一级氨分离器21之间。所述第一压缩装置31与所述压缩装置3相同。所述第一压缩装置31用于将所述第一级氨分离器21中的所述含氨气态物进行压缩得到所述超临界态流体，并将所述超临界态流体循环至所述氨解反应器1。

该实施例中，所述第二级氨分离器22对所述第一剩余混合物再进行氨气分离，此过程是为了进一步提升氨的回收率，也最大程度的实现余热能源利用。可以理解，为了使所述第二含氨气态物顺利的进入所述第一级氨分离器21，可设置气泵或者第二压缩装置32，优先为第二压缩装置32。所述第二压缩装置32可设置不同的操作温度及压力，以便赋予所述第二含氨气态物具有一定的温度及压力，从而更利于第二含氨气态物进入第一级氨分离器21之后，再通过第一压缩装置31变成超临界态流体。

请参阅图3，本实用新型另一实施例还提供一种氨解反应系统。所述氨解反应系统包括氨解反应器1、氨分离装置和第一压缩装置31。所述氨分离装置为三级氨分离器，即包括第一级氨分离器21、第二级氨分离器22及第三分离器23。其中，所述第一级氨分离器21连接于所述氨解反应器1。所述第二级氨分离器22连接于所述第一级氨分离器21。所述第三级氨分离器23连接于所述第二级氨分离器22。所述第一级氨分离器21用于将所述氨解反应后的混合物中未参与反应的氨分离出来，得到第一含氨气态物以及第一剩余混合物。所述第二级氨分离器22用于对所述第一剩余混合物再进行氨气分离，得到第二含氨气态物以及第二剩余物，并将所述第二含氨气态物循环至第一级氨分离器21。第三级氨分离器23用于对所述第二剩余混合物再进行氨气分离，得到第三含氨气态物以及第三剩余物，并将所述第三含氨气态物循环至第二级氨分离器22，并继续循环至所述第一级氨分离器21。此时，所述第一级氨分离器21中所存在的所述含氨气态物包括所述第一含氨气态物、所述第二含氨气态物以及所述第三含氨气态物，即是各级氨分离器的所分离得到的含氨气态物之和。

该实施例中，所述第二级氨分离器22对所述第一剩余混合物再进行氨气分离，所述第三级氨分离器23对所述第二剩余混合物再进行氨气分离，此过程是为了进一步提升氨的回收率，也最大程度的实现余热能源利用。可以理解，为了使所述第二含氨气态物顺利的进入所述第一级氨分离器21、所述第三含氨气态物顺利的进入所述第二级氨分离器22，可设置气泵或者压缩装置，如第二压缩装置32、第三压缩装置33。所述第二压缩装置32及第三压缩装置33可设置不同的操作温度及压力，以便赋予所述第二含氨气态物、第三含氨气态物具有一定的温度及压力，从而更利于第三含氨气态物依次进入所述第二级氨分离器22、第一级氨分离器21之后，以及第二含氨气态物进入所述第一级氨分离器21之后，均再通过第一压缩装置31变成超临界态流体。

本实用新型中氨分离装置不限于两级氨分离器、三级氨分离器，可为多级氨分离器。换句话说，所述多级氨分离器可实现逐级的氨气分离，分离后的氨气可分别直接通过压缩装置循环至氨解反应器中参与反应，或者逐级回流，最终均通过第一压缩装置31压缩变成超临界流体，此时，反应后的混合物中的能量也逐级回收聚集。可表示如下：

所述氨分离装置包括n个依次排列的氨分离器，n为大于2，小于20的整数，其中，

此时，所述氨解反应系统还包括n个压缩装置。所述n个压缩装置中的第一压缩装置分别与所述第一级氨分离器、所述氨解反应器相连接，用于将所述第一级氨分离器中的所述含氨气态物进行压缩得到所述超临界态流体，并将所述超临界态流体循环至所述氨解反应器；

本申请所述氨解反应系统具有以下优点：

通过氨分离装置将未参与反应的氨分离出来而得到含氨气态物，并通过所述压缩装置将含氨气态物进行压缩得到超临界态流体，再将所述超临界态流体循环至氨解反应器，在此过程中，以较小的能耗实现氨的全循环套用。所述系统中，在将含氨气态物转换成所述超临界态流体后，所述超临界态流体具有较高的温度及压强，当所述超临界态流体循环至氨解反应器时，可直接将能量耦合至氨解反应器中，从而促成氨解反应过程中所需的高温高压条件，节约了能源。另外，将未反应的氨回收再次参与所述氨解反应，提高了氨的浓度，可大大提高氨解反应的反应程度，降低了副产物的量，提高反应的收率，而且大大降低成本。

以下将通过实施例对本实用新型所述所述氨解反应系统应用至制备牛磺酸中间体牛磺酸钠及牛磺酸作进一步的说明。

实施例1

采用如图1所示的氨解反应系统。

将氨水与液氨的混合物与羟乙基磺酸钠水溶液混合后经高压泵加压，预热后通过氨解反应器反应，经闪蒸器处理，得到的气相加压循环与羟乙基磺酸钠水溶液直接混合，通入氨解反应器中反应。补加的氨气与闪蒸液换热后由闪蒸罐进入。稳定后，控制系统中，氨与羟乙基磺酸钠的摩尔比为16:1。

具体的工艺条件为：272Kg/h质量分数为15％的羟乙基磺酸钠水溶液经高压泵加压至18MPa，与经过加压后的循环氨直接混合后，温度升高至280℃。混合物通入氨解反应器中，在18MPa、280℃下反应，停留时间30min，得到氨解反应液。将氨解反应液送至闪蒸器，闪蒸器操作压力为0.1MPa，操作温度为96℃。闪蒸器出来的第一含氨气态物经压缩机压缩至300℃，18.2MPa，循环至氨解反应器。闪蒸器出来的第一液态物与补加的氨换热后得到牛磺酸钠溶液279Kg/h。补加的氨量为7.0Kg/h。

检测牛磺酸钠溶液中各组分的含量，牛磺酸钠含量13％，二牛磺酸钠含量1.50％，三牛磺酸钠含量0.19％，计算得到牛磺酸钠的收率为89.5％。

生产单耗为每吨牛磺酸钠消耗1.46吨标煤。

实施例2

将氨水与液氨的混合物与羟乙基磺酸钠水溶液混合后经高压泵加压，预热后通过氨解反应器反应，分别经一级闪蒸罐、二级蒸发器逐级处理。二级蒸发得到的气相加压循环至一级闪蒸罐。一级闪蒸得到的气相加压循环而与通入的羟乙基磺酸钠水溶液直接混合加热，通入氨解反应器中反应。补加的氨气由二级蒸发器进入。稳定后，控制系统中，氨与羟乙基磺酸钠的摩尔比为16:1。

具体的工艺条件为：272Kg/h质量分数为15％的羟乙基磺酸钠水溶液经高压泵加压至18MPa，与经过加压后的循环氨直接混合后，温度升高至280℃。混合物通入氨解反应器中，在18MPa、280℃下反应，停留时间30min，得到氨解反应液。将氨解反应液送至一级闪蒸罐闪蒸，一级闪蒸操作压力为8MPa，操作温度为210℃。一级闪蒸罐出来的第一含氨气态物经压缩机压缩至300℃，18.2MPa，循环至氨解反应器。一级闪蒸罐出来的第一液态物进入二级蒸发器。二级蒸发器的操作压力为0.1MPa，操作温度为90℃。二级蒸发器得到的第二含氨气态物经压缩至210℃，8.2MPa，循环至一级闪蒸罐中闪蒸。二级蒸发器得到的第二液态物进入与补加的氨换热后得到牛磺酸钠溶液279Kg/h。补加的氨量为7Kg/h。

检测牛磺酸钠溶液中各组分的含量，牛磺酸钠含量13.1％，二牛磺酸钠含量1.45％，三牛磺酸钠含量0.12％，计算得到牛磺酸钠的收率为90.17％。

生产单耗为每吨牛磺酸钠消耗0.72吨标煤。

实施例3

采用如图3所示的氨解反应系统。

将氨水与液氨的混合物与羟乙基磺酸钠水溶液混合后经高压泵加压，预热后通过氨解反应器反应，分别经一级闪蒸罐、二级闪蒸罐、三级蒸发器逐级处理。三级蒸发得到的气相加压循环至二级闪蒸罐。二级闪蒸得到的气相加压循环至一级闪蒸罐。一级闪蒸得到的气相加压循环而与通入的羟乙基磺酸钠水溶液直接混合加热，通入氨解反应器中反应。补加的氨气由三级蒸发器进入。稳定后，控制系统中，氨与羟乙基磺酸钠的摩尔比为16:1。

具体的工艺条件为：272Kg/h质量分数为15％的羟乙基磺酸钠水溶液经高压泵加压至18MPa，与经过加压后的循环氨直接混合后，温度升高至280℃。混合物通入氨解反应器中，在18MPa、280℃下反应，停留时间30min，得到氨解反应液。将氨解反应液送至一级闪蒸罐闪蒸，一级闪蒸操作压力为8MPa，操作温度为248.0℃。一级闪蒸罐出来的第一含氨气态物经压缩机压缩至300℃，18.2MPa，循环至氨解反应器。一级闪蒸罐出来的第一液态物进入二级闪蒸罐闪蒸。二级闪蒸罐的操作压力为3MPa，操作温度为201.6℃。二级闪蒸罐得到的第二含氨气态物经压缩至290℃，8.2MPa，循环至一级闪蒸罐中闪蒸。二级闪蒸罐得到的第二液态物进入三级蒸发器中，蒸发器的操作压力为0.1MPa，操作温度为96.8℃。三级蒸发器得到的第三含氨气态物经压缩至210℃，3.1MPa后循环至二级闪蒸罐中闪蒸。三级蒸发器得到的第三液态物与补加的氨换热后得到牛磺酸钠溶液279Kg/h。补加的氨量为7Kg/h。

检测牛磺酸钠溶液中各组分的含量，牛磺酸钠含量13.2％，二牛磺酸钠含量1.4％，三牛磺酸钠含量0.09％，计算得到牛磺酸钠的收率为90.87％。

生产单耗为每吨牛磺酸钠消耗0.44吨标煤。

实施例4

采用与实施例5相同的操作方法，控制系统中氨与羟乙基磺酸钠的摩尔比为30:1。

具体的工艺条件为：272Kg/h质量分数为15％的羟乙基磺酸钠水溶液经高压泵加压至18MPa，与经过加压后的循环氨直接混合后，温度升高至280℃。混合物通入氨解反应器中，在18MPa、280℃下反应，停留时间30min，得到氨解反应液。将氨解反应液送至一级闪蒸罐闪蒸，一级闪蒸操作压力为8MPa，操作温度为245.5℃。一级闪蒸罐出来的第一含氨气态物经压缩机压缩至300℃，18.2MPa，循环至氨解反应器。一级闪蒸罐出来的第一液态物进入二级闪蒸罐闪蒸。二级闪蒸罐的操作压力为3MPa，操作温度为203.4℃。二级闪蒸罐得到的第二含氨气态物经压缩至290℃，8.2MPa，循环至一级闪蒸罐中闪蒸。二级闪蒸罐得到的第二液态物进入三级蒸发器中，蒸发器的操作压力为0.1MPa，操作温度为97℃。三级蒸发器得到的第三含氨气态物经压缩至210℃，3.1MPa后循环至二级闪蒸罐中闪蒸。三级蒸发器得到的第三液态物与补加的氨换热后得到牛磺酸钠溶液279Kg/h。补加的氨量为8Kg/h。

检测牛磺酸钠溶液中各组分的含量，牛磺酸钠含量13.9％，二牛磺酸钠含量0.76％，三牛磺酸钠含量0.08％，计算得到牛磺酸钠的收率为95.68％。

生产单耗为每吨牛磺酸钠消耗0.65吨标煤。

实施例5

采用与实施例5相同的操作方法，控制系统中氨与羟乙基磺酸钠的摩尔比为40:1。

具体的工艺条件为：272Kg/h质量分数为15％的羟乙基磺酸钠水溶液经高压泵加压至18MPa，与经过加压后的循环氨直接混合后，温度升高至280℃。混合物通入氨解反应器中，在18MPa、280℃下反应，停留时间30min，得到氨解反应液。将氨解反应液送至一级闪蒸罐闪蒸，一级闪蒸操作压力为8MPa，操作温度为243℃。一级闪蒸罐出来的第一含氨气态物经压缩机压缩至300℃，18.2MPa，循环至氨解反应器。一级闪蒸罐出来的第一液态物进入二级闪蒸罐闪蒸。二级闪蒸罐的操作压力为3MPa，操作温度为203℃。二级闪蒸罐得到的第二含氨气态物经压缩至290℃，8.2MPa，循环至一级闪蒸罐中闪蒸。二级闪蒸罐得到的第二液态物进入三级蒸发器中，蒸发器操作压力为0.1MPa，操作温度为97℃。三级蒸发器得到的第三含氨气态物经压缩至210℃，3.1MPa后循环至二级闪蒸罐中闪蒸。三级蒸发器得到的第三液态物与补加的氨换热后得到牛磺酸钠溶液279Kg/h。补加的氨量为8Kg/h。

检测牛磺酸钠溶液中各组分的含量，牛磺酸钠含量14.1％，二牛磺酸钠含量0.71％，三牛磺酸钠含量0.05％，计算得到牛磺酸钠的收率为97.1％。

生产单耗为每吨牛磺酸钠消耗0.74吨标煤。

实施例6

采用与实施例5相同的操作方法，控制系统中氨与羟乙基磺酸钠的摩尔比为50:1。

具体的工艺条件为：272Kg/h质量分数为15％的羟乙基磺酸钠水溶液经高压泵加压至18MPa，与经过加压后的循环氨直接混合后，温度升高至280℃。混合物通入氨解反应器中，在18MPa、280℃下反应，停留时间30min，得到氨解反应液。将氨解反应液送至一级闪蒸罐闪蒸，一级闪蒸操作压力为8MPa，操作温度为241℃。一级闪蒸罐出来的第一含氨气态物经压缩机压缩至300℃，18.2MPa，循环至氨解反应器。一级闪蒸罐出来的第一液态物进入二级闪蒸罐闪蒸。二级闪蒸罐的操作压力为3MPa，操作温度为203℃。二级闪蒸罐得到的第二含氨气态物经压缩至290℃，8.2MPa，循环至一级闪蒸罐中闪蒸。二级闪蒸罐得到的第二液态物进入三级蒸发器中，蒸发器的操作压力为0.1MPa，操作温度为97℃。三级蒸发器得到的第三含氨气态物经压缩至210℃，3.1MPa后循环至二级闪蒸罐中闪蒸。三级蒸发器得到的第三液态物与补加的氨换热后得到牛磺酸钠溶液279Kg/h。补加的氨量为8Kg/h。

检测牛磺酸钠溶液中各组分的含量，牛磺酸钠含量14.3％，二牛磺酸钠含量0.65％，三牛磺酸钠含量0.03％，计算得到牛磺酸钠的收率为98.43％。

生产单耗为每吨牛磺酸钠消耗0.80吨标煤。

实施例7

将二氧化硫通入到73.0kg质量浓度为18％的氢氧化钠水溶液，当pH达到4.5时停止通二氧化硫。将13.5kg环氧乙烷通入到反应液中，反应温度控制在30-40℃，当pH＝11.0时，反应结束，得到含量羟乙基磺酸钠反应液。将羟乙基磺酸钠反应液、用碱室液调pH至11.0的结晶母液在储罐中混合均匀，增压后与循环氨混合，通入氨解反应系统中反应，控制氨与羟乙基磺酸钠的摩尔比为25:1，得到牛磺酸钠溶液，过滤，稀释至10％浓度，进入双极膜电渗析系统进行酸化。碱室得到6％的碱液，物料室获得牛磺酸溶液，牛磺酸溶液进一步浓缩至45％浓度，结晶，得到牛磺酸产品，含量为99.4％，总收率为94％(含母液循环的收率)。

对比例1

采用现有技术的方法进行羟乙基磺酸钠与氨的氨解反应及氨后处理。

272Kg/h质量分数为15％的羟乙基磺酸钠水溶液与液氨及氨水的混合物流混合，控制氨与羟乙基磺酸钠的摩尔比为30:1，混合物流经高压泵加压至18MPa，预热至280℃，通入氨解反应器中，在18MPa、280℃下反应，停留时间30min，得到氨解反应液。将氨解反应液分别送至两级闪蒸罐，三级蒸发器处理，得到牛磺酸钠溶液278Kg/h，一级闪蒸操作压力为8MPa，操作温度为241℃，二级闪蒸罐的操作压力为3MPa，操作温度为203℃，三级蒸发器的操作压力为0.1MPa，操作温度为97℃。各级闪蒸及蒸发得到的含氨物质分别经过冷凝器冷凝后，进入蒸氨塔回收处理，塔顶回收的氨添加新鲜的氨后循环至氨解反应器重新参与反应。

检测牛磺酸钠溶液中各组分的含量，牛磺酸钠含量13.8％，二牛磺酸钠含量1.2％，三牛磺酸钠含量0.1％，计算得到牛磺酸钠的收率为94.59％。

生产单耗为每吨牛磺酸钠消耗1.32吨标煤。

对比例1没有采用本实用新型的压缩装置，也没有将回收的氨变成超临界态流体而进行循环操作，而是直接将氨分离器得到的含氨气相通过蒸氨塔处理，回收的高含量氨再循环至氨解步骤。与实施例4对比，发现在同样的氨分离器处理下，采用对比例1的氨回收方法需要消耗的能量比采用本实用新型氨解反应系统消耗的能量多出很多，这导致了成本增加。

以上所述实施例的各技术特征可以进行任意的组合，为使描述简洁，未对上述实施例中的各个技术特征所有可能的组合都进行描述，然而，只要这些技术特征的组合不存在矛盾，都应当认为是本说明书记载的范围。

以上所述实施例仅表达了本实用新型的几种实施方式，其描述较为具体和详细，但并不能因此而理解为对实用新型专利范围的限制。应当指出的是，对于本领域的普通技术人员来说，在不脱离本实用新型构思的前提下，还可以做出若干变形和改进，这些都属于本实用新型的保护范围。因此，本实用新型专利的保护范围应以所附权利要求为准。

Claims

1.一种氨解反应系统，其特征在于，其包括：

2.如权利要求1所述的氨解反应系统，其特征在于，所述氨分离装置包括一个氨分离器。

3.如权利要求1所述的氨解反应系统，其特征在于，所述氨分离装置包括两个氨分离器，分别为第一级氨分离器以及第二级氨分离器，

4.如权利要求3所述的氨解反应系统，其特征在于，所述压缩装置包括第一压缩装置和第二压缩装置，

5.如权利要求1所述的氨解反应系统，其特征在于，所述氨分离装置包括n个依次排列的氨分离器，n为大于2，小于20的整数，

6.如权利要求5所述的氨解反应系统，其特征在于，所述氨解反应系统还包括n个压缩装置，

7.如权利要求5或6所述的氨解反应系统，其特征在于，所述氨解反应系统包括n个依次排列的氨分离器，n个压缩装置，n为3或4。