液氨法生產乙醇胺的方法
2024-03-09 12:07:15
液氨法生產乙醇胺的方法
【專利摘要】本發明涉及液氨法生產乙醇胺的方法，主要解決現有技術中存在的反應體系龐大、副產物多、氨回收率低、能耗高等技術問題。本發明通過採用三段絕熱固定床反應器，反應產物分為三部分，第一部分反應產物第一次閃蒸後液相與第二部分反應產物換熱後、加熱進行第二次閃蒸，第二部分反應產物換熱後再次冷卻、循環回反應器作為冷激液控制反應器反應溫度，第三部分反應產物直接循環回反應器第一段；第一部分反應產物第二次閃蒸後的液相，經過氨回收塔再次回收氨，氨回收塔塔釜液相經過一乙醇胺精餾塔、二乙醇胺精餾塔、三乙醇胺精餾塔減壓精餾分離側線抽出得到一乙醇胺、二乙醇胺、三乙醇胺產品的技術方案較好地解決了該問題，可用於乙醇胺的工業生產中。
【專利說明】液氨法生產乙醇胺的方法
【技術領域】
[0001]本發明涉及乙醇胺生產領域，具體來說，涉及一種以液氨和環氧乙烷作原料在催化劑作用下生產乙醇胺的方法。
【背景技術】
[0002]近年來乙醇胺在二次採油、氣體淨化以及醫藥中間體等方面發揮著愈來愈重要的作用。目前，全世界乙醇胺的總產能約為180萬噸，年產量約為150萬噸，產能主要集中在美國、歐洲和東亞地區，主要消費地區是美國、歐洲和中國等地。
[0003]工業上，環氧乙烷和氨在液相條件下發生反應，反應是三步串連反應，生成一乙醇胺、二乙醇胺和三乙醇胺三種產品，反應方程式如下:
MH3+CH2CH20 做例 > H2NC2H4QH_A)
H2NC2H4OH+CH2 CH2O 糊 >HN( C2H4OH)2 (DEA)
HN(C2H4OH)2 +CH2CH2Q '鹽 > HN (C2H4OH)' (TEA)
三個反應步驟的活 化能幾乎相同，產品組成主要依賴於進料中NH3和EO的比例(ΝΗ3/Ε0摩爾比,氨烷比)。
[0004]世界上主要生產公司擁有不同的自行開發技術，主要區別是在於各公司視產品組成的需求，相應地採取不同的原料摩爾比和工藝條件，在同一裝置上靈活的獲得不同產品。國外乙醇胺生產不僅在工藝條件上進行改進，在反應器構型上研究開發也取得較大進展，目前反應器主要選擇循環串聯式反應器、管式反應器和絕熱柱塞流反應器等。國外的乙醇胺生產，主要採用含水低於I %的高濃度氨為原料，而且氨、環氧乙烷的投料摩爾比比較低，可獲得較高的DEA和TEA產率，如加大氨與環氧乙烷摩爾比，可以獲得較高含量的MEA。目前，國外從事乙醇胺生產的相關企業主要有Dow化學，BASF公司，Huntsman公司，NipponShokubai公司等。根據氨的濃度可以將乙醇胺企業主要分為四類，結合實際生產公司進行分析。I)美國SD公司該公司採用低濃度的氨水為反應原料，將EO和20~30 的氨水(包括新鮮的物料和循環的物料)和循環的MEA在固定床離子交換反應器中進行反應(用MEA調節反應產物的結構)，NH3/E0=10: 1，反應溫度100°C，系統壓強0.5MPa，反應後產物經過分離、精餾分別得到高純度的MEA、DEA、TEA，其相對含量分別為69 wt%、21 wt%U0 wt%，反應體系中過量的氨經減壓蒸餾回收，殘餘氨以氨水的形式重複循環。由於體系中的水含量高，在反應升溫與降溫過程中耗能高，且產物易溶於水，脫水能耗高；儘管低濃度的氨水合成方法雖然反應條件溫和，然而其能耗過高，將逐漸被淘汰。2)Dow化學公司該公司採用中高濃度的氨水為反應原料，氨水濃度在35~50 wt%，系統壓強在3.5MPa，反應溫度在115~130°C，且Dow化學公司首次採用高真空閃蒸的方法來回收體系中的氨，產物分布由原料氨的含量來調變，且該公司在生產中採用EO與乙醇胺的聯產裝置。3)BASF公司，該公司採用高濃度的氨水為原料，氨水濃度在90 wt%以上，系統壓強在lOMPa，NH3/E0= (15^25): 1，停留時間3^30 min，採用四級絕熱管式反應器，EO分批次於不同節點處於進入反應器，反應後物料在閃蒸塔減壓，蒸去大部分氨，氨冷凝成液氨返回，殘留氨於0.4 MPa蒸出，用脫水塔的水吸收成稀氨水後，再與液氨配製成90%濃氨水參與反應。採用高濃度的氨已經成為氨水法工藝的趨勢，氨水法可獲得產品平衡組成，但存在產品副產物多，分離難度高，反應熱無法回收等問題。4) Nippon Shokubai公司，該公司以液氨為原料，以La改性的沸石為催化劑,高選擇性的生成二乙醇胺，並已實施工業化應用。其工藝條件如下:反應溫度10(Tl2(rC，壓力在12~15 MPa，液相空速在8~10 h—1，採用固定床反應器，二乙醇胺的單程重量選擇性在41%左右，通過循環單乙醇胺，其二乙醇胺的重量選擇性達到81%，環氧乙烷的完全轉化。該工藝選擇性高，產品分離容易，反應熱可集中回收利用，能耗低，是乙醇胺技術的發展方向，然而其催化劑運行周期短(只有幾天)，是急需解決的問題。
[0005]目前，國內乙醇胺生產主要採用傳統的氨水法生產，反應體系龐大，由於水的存在，胺醚等副產物增加，氨回收效率低，且分離過程需要脫除水、單位產品物耗、能耗高。總體來看，目前國內乙醇胺產業處於發展階段，乙醇胺產品質量一般，產品色度高，現有工藝技術水平低，競爭力差，產品比例可調範圍窄。
[0006]由於市場對三種乙醇胺產品中三種產品的需求量隨時在發生變化，需要在乙醇胺產品的生產過程中做到最大限度的調整三種乙醇胺產品之間的產品比例，追求最大的經濟效益。因此，提高裝置的靈活性，根據市場需求及時調節產品比例，可以提高企業的核心競爭力。液氨法生產乙醇胺工藝氨回收率高，屬綠色環保工藝，可抑制副產物生成，產品比例方便調節，產品質量高且分離容易。
【發明內容】
[0007]本發明所要解決的技術問題是現有技術中存在的反應體系龐大、副產物多、氨回收率低、能耗、物耗高等技術問題，提供一種新的液氨法生產乙醇胺的方法。該方法具有反應體系簡單、副產物少、氨回收效率高、能耗低等優點。
[0008]為解決上述技術問題，本發明採用的技術方案為:一種液氨法生產乙醇胺的方法，環氧乙烷、新鮮液氨和循環氨進入三段絕熱固定床反應器，與ZSM-5催化劑接觸，在反應壓力為8~12MPa、溫度為100-110?的條件下反應，生成含氨的乙醇胺反應產物；
從反應器出來的含氨反應產物分為三部分:
(1)第一部分反應產物經過減壓閥減壓至1.6^2.2MPa，進入一級閃蒸罐進行第一次閃蒸；從一級閃蒸罐出來的氣相進入冷凝器冷凝，所得冷凝液經過循環泵與新鮮液氨混合後進入反應器；從一級閃蒸罐出來的液相進入換熱器，與第二部分反應產物換熱到6(T75°C，進入加熱器加熱到8(T95°C，然後進入二級閃蒸罐進行第二次閃蒸；從二級閃蒸罐出來的氣相經過冷凝器冷凝，所得冷凝液經過循環泵與新鮮液氨混合後進入反應器；從二級閃蒸罐出來的液相減壓至8(T220kPa，從氨回收塔塔頂進入氨回收塔，塔頂溫度控制在4(T60°C，塔頂壓力控制在6(Tl50kPa，塔釜溫度控制在15(T200°C ;從氨回收塔塔頂出來的氣相經過壓縮機壓縮至1.5^3.0MPa，然後進入冷凝器冷凝，所得冷凝液經過循環泵與新鮮液氨混合後進入反應器；
從氨回收塔塔釜出來的產物依次經過一乙醇胺精餾塔、二乙醇胺精餾塔、三乙醇胺精餾塔減壓精餾，側線抽出分別得到一乙醇胺、二乙醇胺、三乙醇胺產品；
(2)第二部分反應產物進入換熱器，與從一級閃蒸罐出來的液相產物換熱，換熱後溫度降低到5(T70°C，進入冷卻器冷卻至4(T50°C，分為三部分，分別進入反應器第一段、第二段、第二段;
(3)第三部分反應產物直接循環，與反應器進料混合後進入反應器。
[0009]上述技術方案中，循環氨和新鮮液氨混合後從第一段進入反應器，或者分為三部分分別從第一段、第二段、第三段進入反應器；環氧乙烷分為三部分分別從第一段、第二段、第三段進入反應器；一乙醇胺精餾塔的塔頂溫度優選控制在10(T13(TC，塔頂壓力優選控制在I飛kPa，塔釜溫度優選控制在15(Tl80°C ;二乙醇胺精餾塔的塔頂溫度優選控制在10(Tl30°C，塔頂壓力優選控制在(T0.6kPa，塔釜溫度優選控制在15(Tl75°C ;三乙醇胺精餾塔的塔頂溫度優選控制在10(Tl3(TC，塔頂壓力優選控制在(T0.5kPa，塔釜溫度優選控制在16(Tl75°C ;以質量百分比計，含氨反應產物優選為由30-50份的第一部分反應產物、30-50份的第二部分反應產物、15~25份的第三部分反應產物組成，更優選為由30-45份的第一部分反應產物、35~50份的第二部分反應產物、15~20份的第三部分反應產物組成；一級閃蒸罐優選為切線進料，操作壓力優選為1.6^2.0MPa，溫度優選為5(T60°C ;二級閃蒸罐優選為切線進料，操作壓力優選為1.6^2.0MPa，溫度優選為75~95°C。
[0010]採用本發明的技術方案，結果表明在入口溫度≥60°C，反應壓力8.0~12.0 MPa,氨比比≥6.0(摩爾比)，LHSV 5.0-8.0 IT1條件下，環氧乙烷的轉化率大於99.5%，乙醇胺的收率超過99.0%，其中二乙醇胺的單程選擇性可以達到55wt%;穩定性試驗結果表明催化劑活性和選擇性高，採用氨解再生技術對加速失活處理的催化劑進行了再生，再生後催化劑其催化活性同其初活性接近，取得了較好的技術效果。反應產物經過三級脫氨(兩級閃蒸罐加上氨回收塔)，氨回收率可達到99.99%以上，高於傳統的「幹法」工藝和「溼法」工藝。並且在氨回收過程中，利用反應產物間相互換熱，可充分利用反應熱，減少蒸汽和冷卻水消耗量。由於不需要脫除水，與「溼法」工藝比較，省去了氨吸收塔，脫水塔。與「幹法」工藝比較，省去了殘留氨吸收塔及解吸塔。
[0011]採用本發明的乙醇胺生產工藝流程，能夠達到甚至超過現有幹法工藝裝置的產率和產品質量，環氧乙烷利用率達99%以上，氨回收率達99.9%以上，產品收率達99%以上，噸產品消耗180kg標油以下，遠低於氨水法工藝300kg標油/噸產品。因此，本發明的工藝能夠大幅度地節省設備投資和生產過程中的能源消耗、運行費用，降低生產成本，工藝過程環保，取得了較好的技術效果。
【專利附圖】
【附圖說明】
[0012]圖1為本發明液氨法生產乙醇胺的工藝流程示意圖。
[0013]圖1中，R-101為三段絕熱固定床反應器，E-101為換熱器，E-102為冷卻器，E-103為加熱器，E-104為冷凝器，E-105為冷凝器，V-101為一級閃蒸罐，V-102為二級閃蒸罐，C-101為壓縮機，T-101為氨回收塔，T-102為MEA精餾塔，T-103為DEA精餾塔，T-104為TEA精餾塔，E-106為氨回收塔再沸器，E-107為MEA精餾塔冷凝器，E-108為MEA精餾塔再沸器，E-109為DEA精餾塔冷凝器，E-110為DEA精餾塔再沸器，E-1ll為TEA精餾塔冷凝器，E-112為TEA精餾塔再沸器，P-101為回收氨循環泵，P-102為MEA精餾塔塔頂餾出物循環泵，P-103為DEA精餾塔塔頂餾出物循環泵，P-104為TEA精餾塔塔頂餾出物循環泵，EO為環氧乙烷，FN為新鮮液氨，RN為循環氨，SI為第一部分反應產物，S2為第二部分反應產物，S3為第三部分反應產物，MEA為一乙醇胺產品，DEA為二乙醇胺產品，TEA (I)為三乙醇胺一級品，TEA (II)為三乙醇胺二級品。
[0014]下面通過實施例對本發明作進一步的闡述，但是這些實施例無論如何都不對本發明的範圍構成限制。
【具體實施方式】
[0015]【實施例1】
採用如圖1所示的工藝流程。環氧乙烷E0、新鮮液氨FN和循環氨RN進入三段絕熱固定床反應器R-101，與ZSM-5催化劑接觸發生反應，生成含氨的乙醇胺反應產物；
從反應器R-101出來的含氨反應產物分為S1、S2、S3三部分:
(1)第一部分反應產物SI經過減壓閥減壓至2.2MPa，進入一級閃蒸罐V-101進行第一次閃蒸；從一級閃蒸罐V-101出來的氣相進入冷凝器E-104冷凝，所得冷凝液經過循環泵P-101與新鮮液氨FN混合後進入反應器R-101 ;從一級閃蒸罐V-101出來的液相進入換熱器E-101，與第二部分反應產物S2換熱到70°C，進入加熱器E-103加熱到95°C，然後進入二級閃蒸罐V-102進行第二次閃蒸；從二級閃蒸罐V-102出來的氣相經過冷凝器E-104冷凝，所得冷凝液經過循環泵P-101與新鮮液氨FN混合後進入反應器R-101 ;從二級閃蒸罐V-102出來的液相經過減壓閥減壓至200kPa，從塔頂進入氨回收塔T-101，從氨回收塔T-101塔頂出來的氣相經過壓縮機C-101壓縮至2.0MPa，然後進入冷凝器E-105冷凝，所得冷凝液經過循環泵P-101與新鮮液氨FN混合後進入反應器R-101 ； 從氨回收塔T-101塔釜出來的產物依次經過一乙醇胺精餾塔T-102、二乙醇胺精餾塔T-103、三乙醇胺精餾塔T-104進行減壓精餾，側線抽出分別得到一乙醇胺產品MEA、二乙醇胺產品DEA、三乙醇胺產品TEA( I )和(II );
(2)第二部分反應產物S2進入換熱器E-101，與從一級閃蒸罐V-101出來的液相產物換熱，換熱後溫度降低到55°C，進入冷卻器E-102至40°C，分為三部分分別反應器R-101的第一段、第二段、第三段進料；
(3)第三部分反應產物S3直接循環，與反應器進料混合後進入反應器R-101。
[0016]上述工藝流程中各裝置所採用的具體工藝條件為:
I)以質量百分比計，第一部分反應產物、第二部分反應產物、第三部分反應產物所佔的份數分別為30、49、21。
[0017]2)反應器R-101的操作條件為:新鮮液氨的質量流量為170kg/h，循環液氨的質量流量為1834kg/h，新鮮液氨和循環液氨混合後分為三部分分別從第一段、第二段、第三段進入反應器；新鮮環氧乙烷的總質量流量為600kg/h，均分為三部分分別從第一段、第二段、第三段進入反應器；反應器R-101第一段入口溫度為60°C，出口溫度為100°C;反應器R-101第二段入口溫度為78°C，出口溫度為102°C ;反應器R-101第三段入口溫度為83°C，出口溫度為102°C ;反應器操作壓力為8.0Mpa0
[0018]3) 一級閃蒸罐V-101的操作條件:操作壓力為1.8Mpa，溫度為50°C。
[0019]4) 二級閃蒸罐V-102操作條件，操作壓力為1.7Mpa，溫度為95°C。
[0020]5)氨回收塔T-101的操作條件:塔頂溫度控制在45°C，塔頂壓力75Kpa，塔釜溫度控制在150°C，塔頂氣相經過壓縮機壓縮至2.8Mpa。[0021]6)MEA塔T-102的操作條件:塔頂溫度控制在110°C，塔頂壓力lKpa，塔釜溫度控制在165 0C ο
[0022]7)DEA塔T-103的操作條件:塔頂溫度控制在115°C，塔頂壓力0.4Kpa，塔釜溫度控制在170°C。
[0023]8) TEA塔T-104的操作條件:塔頂溫度控制在120°C，塔頂壓力0.1Kpa,塔釜溫度控制在175°C。
[0024]9)MEA產品的質量流量為385kg/h，DEA產品的質量流量為348 kg/h, TEA( I )產品的質量流量為32 kg/h, TEA( II )產品的質量流量為6 kg/h。
[0025]10)每噸乙醇胺噸產品消耗130kg標油。
[0026]【實施例2】 採用如圖1所示的工藝流程。環氧乙烷E0、新鮮液氨FN和循環氨RN進入三段絕熱固定床反應器R-101，與ZSM-5催化劑接觸發生反應，生成含氨的乙醇胺反應產物；
從反應器R-101出來的含氨反應產物分為S1、S2、S3三部分:
(1)第一部分反應產物SI經過減壓閥減壓至1.7MPa，進入一級閃蒸罐V-101進行第一次閃蒸；從一級閃蒸罐V-101出來的氣相進入冷凝器E-104冷凝，所得冷凝液經過循環泵P-101與新鮮液氨FN混合後進入反應器R-101 ;從一級閃蒸罐V-101出來的液相進入換熱器E-101，與第二部分反應產物S2換熱到60°C，進入加熱器E-103加熱到80°C，然後進入二級閃蒸罐V-102進行第二次閃蒸；從二級閃蒸罐V-102出來的氣相經過冷凝器E-104冷凝，所得冷凝液經過循環泵P-101與新鮮液氨FN混合後進入反應器R-101 ;從二級閃蒸罐V-102出來的液相經過減壓閥減壓至220kPa，從塔頂進入氨回收塔T-101，從氨回收塔T-101塔頂出來的氣相經過壓縮機C-101壓縮至1.7MPa，然後進入冷凝器E-105冷凝，所得冷凝液經過循環泵P-101與新鮮液氨FN混合後進入反應器R-101 ；
從氨回收塔T-101塔釜出來的產物依次經過一乙醇胺精餾塔T-102、二乙醇胺精餾塔T-103、三乙醇胺精餾塔T-104進行減壓精餾，側線抽出分別得到一乙醇胺產品MEA、二乙醇胺產品DEA、三乙醇胺產品TEA( I )和(II );
(2)第二部分反應產物S2進入換熱器E-1OI，與從一級閃蒸罐V-101出來的液相產物換熱，換熱後溫度降低到70°C，進入冷卻器E-102至40°C，分為三部分分別反應器R-101的第一段、第二段、第三段進料；
(3)第三部分反應產物S3直接循環，與反應器進料混合後進入反應器R-101。
[0027]上述工藝流程中各裝置所採用的具體工藝條件為:
I)以質量百分比計，第一部分反應產物、第二部分反應產物、第三部分反應產物所佔的份數分別為45、39、16。
[0028]2)反應器R-101的操作條件為:新鮮液氨的質量流量為170kg/h，循環液氨的質量流量為1834kg/h，新鮮液氨和循環液氨混合後分為三部分分別從第一段、第二段、第三段進入反應器；新鮮環氧乙烷的總質量流量為600kg/h，均分為三部分分別從第一段、第二段、第三段進入反應器；反應器R-101第一段入口溫度為60°C，出口溫度為100°C;反應器R-101第二段入口溫度為78°C，出口溫度為102°C ;反應器R-101第三段入口溫度為83°C，出口溫度為102°C ;反應器操作壓力為lOMpa。
[0029]3) 一級閃蒸罐V-101的操作條件:操作壓力為1.8Mpa，溫度為50°C。[0030]4) 二級閃蒸罐V-102操作條件，操作壓力為1.7Mpa，溫度為90°C。
[0031]5)氨回收塔T-101的操作條件:塔頂溫度控制在60°C，塔頂壓力140Kpa，塔釜溫度控制在150°C，塔頂氣相經過壓縮機壓縮至1.7Mpa。
[0032]6)MEA塔T-102的操作條件:塔頂溫度控制在110°C，塔頂壓力lKpa，塔釜溫度控制在165 0C ο
[0033]7)DEA塔T-103的操作條件:塔頂溫度控制在115°C，塔頂壓力0.4Kpa，塔釜溫度控制在170°C。
[0034]8) TEA塔T-104的操作條件:塔頂溫度控制在120°C，塔頂壓力0.1Kpa,塔釜溫度控制在175°C。
[0035]9)MEA產品的質量流量為370kg/h，DEA產品的質量流量為360 kg/h, TEA( I )產品的質量流量為39 kg/h, TEA( II )產品的質量流量為8 kg/h。
[0036]10)每噸乙醇胺噸產品消耗128kg標油。
[0037]【實施例3】
採用如圖1所示的工藝流程。環氧乙烷E0、新鮮液氨FN和循環氨RN進入三段絕熱固定床反應器R-101，與ZSM-5催化劑接觸發生反應，生成含氨的乙醇胺反應產物； 從反應器R-101出來的含氨反應產物分為S1、S2、S3三部分:
(1)第一部分反應產物SI經過減壓閥減壓至2.0MPa，進入一級閃蒸罐V-101進行第一次閃蒸；從一級閃蒸罐V-101出來的氣相進入冷凝器E-104冷凝，所得冷凝液經過循環泵P-101與新鮮液氨FN混合後進入反應器R-101 ;從一級閃蒸罐V-101出來的液相進入換熱器E-101，與第二部分反應產物S2換熱到75V，進入加熱器E-103加熱到90°C，然後進入二級閃蒸罐V-102進行第二次閃蒸；從二級閃蒸罐V-102出來的氣相經過冷凝器E-104冷凝，所得冷凝液經過循環泵P-101與新鮮液氨FN混合後進入反應器R-101 ;從二級閃蒸罐V-102出來的液相經過減壓閥減壓至220kPa，從塔頂進入氨回收塔T-101，從氨回收塔T-101塔頂出來的氣相經過壓縮機C-101壓縮至1.7MPa，然後進入冷凝器E-105冷凝，所得冷凝液經過循環泵P-101與新鮮液氨FN混合後進入反應器R-101 ；
從氨回收塔T-101塔釜出來的產物依次經過一乙醇胺精餾塔T-102、二乙醇胺精餾塔T-103、三乙醇胺精餾塔T-104進行減壓精餾，側線抽出分別得到一乙醇胺產品MEA、二乙醇胺產品DEA、三乙醇胺產品TEA( I )和(II );
(2)第二部分反應產物S2進入換熱器E-101，與從一級閃蒸罐V-101出來的液相產物換熱，換熱後溫度降低到55°C，進入冷卻器E-102至50°C，分為三部分分別反應器R-101的第一段、第二段、第三段進料；
(3)第三部分反應產物S3直接循環，與反應器進料混合後進入反應器R-101。
[0038]上述工藝流程中各裝置所採用的具體工藝條件為:
I)以質量百分比計，第一部分反應產物、第二部分反應產物、第三部分反應產物所佔的份數分別為50、35、15。
[0039]2)反應器R-101的操作條件為:新鮮液氨的質量流量為170kg/h，循環液氨的質量流量為2032.8kg/h，新鮮液氨和循環液氨混合後分為三部分分別從第一段、第二段、第三段進入反應器；新鮮環氧乙烷的總質量流量為600kg/h，均分為三部分分別從第一段、第二段、第三段進入反應器；反應器R-101第一段入口溫度為61°C，出口溫度為99°C ;反應器R-1Ol第二段入口溫度為81°C，出口溫度為104°C ;反應器R-1Ol第三段入口溫度為87V,出口溫度為106°C ;反應器操作壓力為12Mpa。
[0040]3) 一級閃蒸罐V-101的操作條件:操作壓力為1.8Mpa，溫度為50°C。
[0041]4) 二級閃蒸罐V-102操作條件，操作壓力為1.7Mpa，溫度為90°C。
[0042]5)氨回收塔T-101的操作條件:塔頂溫度控制在50°C，塔頂壓力lOOKpa，塔釜溫度控制在200°C，塔頂氣相經過壓縮機壓縮至1.7Mpa。
[0043]6)MEA塔T-102的操作條件:塔頂溫度控制在110°C，塔頂壓力lKpa，塔釜溫度控制在165 0C ο
[0044]7)DEA塔T-103的操作條件:塔頂溫度控制在115°C，塔頂壓力0.4Kpa，塔釜溫度控制在170°C。
[0045]8) TEA塔T-104的操作條件:塔頂溫度控制在120°C，塔頂壓力0.1Kpa,塔釜溫度控制在175°C。
[0046]9)MEA產品的質量流量為350kg/h，DEA產品的質量流量為370 kg/h, TEA( I )產品的質量流量為45 kg/h, TEA( II )產品的質量流量為10 kg/h。
[0047]10)每噸乙醇胺噸產品`消耗135kg標油。
【權利要求】
1.一種液氨法生產乙醇胺的方法，環氧乙烷、新鮮液氨和循環氨進入三段絕熱固定床反應器，與ZSM-5催化劑接觸，在反應壓力為8~12MPa、溫度為60- 11 (TC的條件下反應，生成含氨的乙醇胺反應產物； 從反應器出來的含氨反應產物分為三部分: (1)第一部分反應產物經過減壓閥減壓至1.6^2.2MPa，進入一級閃蒸罐進行第一次閃蒸；從一級閃蒸罐出來的氣相進入冷凝器冷凝，所得冷凝液經過循環泵與新鮮液氨混合後進入反應器；從一級閃蒸罐出來的液相進入換熱器，與第二部分反應產物換熱到6(T75°C，進入加熱器加熱到8(T95°C，然後進入二級閃蒸罐進行第二次閃蒸；從二級閃蒸罐出來的氣相經過冷凝器冷凝，所得冷凝液經過循環泵與新鮮液氨混合後進入反應器；從二級閃蒸罐出來的液相減壓至8(T220kPa，從氨回收塔塔頂進入氨回收塔，塔頂溫度控制在4(T60°C，塔頂壓力控制在6(Tl50kPa，塔釜溫度控制在15(T200°C ;從氨回收塔塔頂出來的氣相經過壓縮機壓縮至1.5^3.0MPa，然後進入冷凝器冷凝，所得冷凝液經過循環泵與新鮮液氨混合後進入反應器； 從氨回收塔塔釜出來的混胺產物依次經過一乙醇胺精餾塔、二乙醇胺精餾塔、三乙醇胺精餾塔減壓精餾，側線抽出分別得到一乙醇胺、二乙醇胺、三乙醇胺(I )以及三乙醇胺(II )廣品； (2)第二部分反應產物進入換熱器，與從一級閃蒸罐出來的液相產物換熱，換熱後溫度降低到5(T70°C，進入冷卻器冷卻至4(T50°C，分為三部分，分別進入反應器第一段、第二段、第二段; (3)第三部分反應產物直接循環，與反應器進料混合後進入反應器。
2.根據權利要求1所述液氨法生產乙醇胺的方法，其特徵在於循環氨和新鮮液氨混合後從第一段進入反應器，或者分為三部分分別從第一段、第二段、第三段進入反應器；環氧乙烷分為三部分分別從第一段、第二段、第三段進入反應器。
3.根據權利要求1所述液氨法生產乙醇胺的方法，其特徵在於一乙醇胺精餾塔的塔頂溫度控制在10(Tl3(rC，塔頂壓力控制在I飛kPa，塔釜溫度控制在15(Tl80°C。
4.根據權利要求1所述液氨法生產乙醇胺的方法，其特徵在於二乙醇胺精餾塔的塔頂溫度控制在10(Tl3(rC，塔頂壓力控制在(Π).6kPa，塔釜溫度控制在15(Tl75°C。
5.根據權利要求1所述液氨法生產乙醇胺的方法，其特徵在於三乙醇胺精餾塔的塔頂溫度控制在10(Tl3(rC，塔頂壓力控制在(Π).5kPa，塔釜溫度控制在16(Tl75°C。
6.根據權利要求1所述液氨法生產乙醇胺的方法，其特徵在於以質量百分比計，含氨反應產物由30-50份的第一部分反應產物、30-50份的第二部分反應產物、15~25份的第三部分反應產物組成。
7.根據權利要求6所述液氨法生產乙醇胺的方法，其特徵在於以質量百分比計，含氨反應產物由30-45份的第一部分反應產物、35~50份的第二部分反應產物、15~20份的第三部分反應產物組成。
8.根據權利要求1所述液氨法生產乙醇胺的方法，其特徵在於一級閃蒸罐為切線進料，操作壓力為1.6~2.0MPa，溫度為5(T60°C。
9.根據權利要求1所述液氨法生產乙醇胺的方法，其特徵在於二級閃蒸罐為切線進料，操作壓力為1.6~2.0MPa，溫度為75~95°C。
【文檔編號】C07C215/08GK103772211SQ201210412556
【公開日】2014年5月7日 申請日期:2012年10月25日 優先權日:2012年10月25日
【發明者】胡松, 楊衛勝 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司上海石油化工研究院