CN109292808A - 一种低氨耗的己内酰胺生产工艺 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种低氨耗的己内酰胺生产工艺。首先，将己内酰胺生产过程副产的饱和硫酸铵水溶液与石灰乳溶液进行混合、反应，生成富含氨的气相和富含硫酸钙沉淀的水浆料；将反应生成的富含硫酸钙沉淀的水浆料进行蒸汽汽提脱氨处理，汽提得到的含氨蒸汽送去氨回收步骤，脱氨后的浆料送入石膏回收步骤；通过精馏、冷凝的方法由汽提脱氨的含氨蒸汽和反应生成的含氨气相中回收高浓度氨水和氨气，将回收的氨送回己内酰胺生产过程用作中和氨；最后，由汽提脱氨后的含硫酸钙沉淀浆料回收高品质石膏产品。采用本技术一方面可解决硫铵副产品的出路问题，同时可大幅降低己内酰胺生产过程中的氨耗，提高己内酰胺装置的经济效益。

Description

一种低氨耗的己内酰胺生产工艺

技术领域

本发明提出一种己内酰胺生产的改进方法，将己内酰胺生产过程中副产的硫 酸铵转化成氨和硫酸钙，氨返回己内酰胺生产过程循环利用，是一种低氨耗的己 内酰胺生产工艺和方法。

背景技术

己内酰胺是生产锦纶(尼龙6纤维)和尼龙6工程塑料的单体，又称ε-己内 酰胺。典型的己内酰胺生产工艺(CN102675176A)流程包括有四个步骤：1) 氨肟化反应：在催化剂的作用下，氨被双氧水氧化成羟胺，羟胺与环己酮进行无 催化反应生成环己酮肟；2)重排反应：环己酮肟在含10％SO₃的发烟硫酸存在 下发生贝克曼分子重排反应，并形成己内酰胺硫酸盐溶液，同时放出大量的热； 3)中和单元：己内酰胺硫酸盐溶液采用过量氨中和置换，生成硫酸铵水溶液和 己内酰胺油相；4)油相分离：经水油两相分离，油相粗己内酰胺去后续精制单 元获得己内酰胺产品，饱和硫酸铵水溶液相去结晶分离获得硫铵副产品。简要的工艺路线示于图1。

环己酮肟重排反应中需要用发烟硫酸作催化剂，不仅消耗了发烟硫酸和氨， 副产硫酸铵，很不经济，且工艺中还存在设备腐蚀和环境污染等问题。为此不副 产硫酸铵的环己酮肟重排技术的开发受到人们的关注。荷兰DSM公司在专利 US5,571,913中公开了一种用改性的磺化聚苯乙烯-二乙烯基苯树脂作催化剂，在 二甲基亚砜溶液中进行的环己酮肟贝克曼重排反应工艺；住友化学公司在专利 US52,25,547中公开了采用烷基化试剂和DMF组成的环己酮肟贝克曼重排催化 体系，可使己内酰胺的选择性达到99.8％。但相关技术均未见工业应用的报道。 中石化在专利CN1621405、CN103896839中公开了一种环己酮肟气相贝克曼重 排制己内酰胺的方法，该方法采用无铝MFI分子筛为催化剂，避免采用发烟硫 酸作催化剂。将环己酮肟与饱和脂肪醇溶剂按照一定比例混合汽化送入装填有MFI结构分子筛催化剂固定床，在250-500℃进行反应，己内酰胺的选择性可以 达到95.8％。鉴于气相催化重排存在温度高、副反应多、催化剂失活等问题，该 技术目前也停留在实验室阶段。

目前，典型的己内酰胺生产工艺均采用副产硫酸铵的环己酮肟重排技术，提 高发烟硫酸催化剂的利用效率，减少硫酸铵副产量值得尝试。专利 CN102746228A公开了一种两步环己酮肟重排方法：首先占总量80～90％的环己 酮肟与全部的发烟硫酸反应；利用反应完成后反应产物中剩余的三氧化硫，再加 入占总量10～20％的环己酮肟进行第二步反应。该技术可降低发烟硫酸消耗和副 产硫酸铵量约10～20％。

典型的己内酰胺生产过程中，每生产1吨己内酰胺产品，会副产约1.5～2.0 吨的硫酸铵。硫酸铵主要用作氮肥，但长期施用会导致土壤酸化，应用受限。近 年来，随着氨法脱硫技术的推广应用，硫酸铵产量还将大幅上升，未来硫酸铵将 一直处于供需失衡的状态，会维持于价格。每副产一吨硫酸铵需要中和消耗 258kg液氨，以2017年平均价格(液氨3200元/吨)计算，每生产一吨硫酸铵需 要消耗800多元的液氨，而硫酸铵价格维持在400～500元/吨，消耗昂贵的氨去 副产低附加值的硫酸铵，明显得不偿失。因此，硫酸铵回收氨气值得尝试，一旦 将氨进行循环利用，有望大幅提高相关过程的经济效益。

迄今为止，尝试由硫酸铵回收制氨的相关报导并不多见，研究较多的是硫酸 铵热解法回收氨。陈天朗(化学研究与应用,2002,14(6):737-739)通过管式炉实 验考察了硫酸铵于不同气氛条件下的热解规律；曹发海等(高校化学工程学 报,2011,25(2):341-346)采用热重的方法对硫酸铵热解反应动力学进行了研究， 结果表明硫酸铵热解过程非常复杂，包括有硫酸铵脱氨生成硫酸氢铵、硫酸氢铵 失水生成焦硫酸铵以及焦硫酸铵的分解生成氮气和二氧化硫等步骤。结果表明， 硫酸铵热解过程氨回收率低，温度高能耗大，没有可行性。

采用强碱性物质(如石灰、NaOH或KOH)来与硫酸铵进行反应生成相应 的硫酸盐和氨气进行氨回收也是显而易见，但是采用昂贵的NaOH或KOH是没 有经济效益的，不可行。可采用的强碱物质仅有廉价的石灰水，石灰水可与硫酸 铵发生复分解反应生成硫酸钙和氨：

(NH₄)₂SO₄+Ca(OH)₂→H₂O+2NH₃↑+CaSO₄↓ (1)

专利CN107935016A公开了一种由含硫酸铵废水制备α型半水石膏的方法： 将含硫酸铵废水与氢氧化钙混合，发生复分解反应，得到硫酸钙粗品；硫酸钙粗 品与水混合后，用硫酸调节pH值为6～8，得到二水石膏溶液；二水石膏溶液与 复合转晶剂混合发生相变反应，得到α型半水石膏。硫酸铵水溶液与氢氧化钙混 合生成硫酸钙和氨的反应是显而易见的，该专利的目的是获得α型半水石膏产 品。为了获得α型半水石膏，需要添加多种辅助化学试剂，包括添加硫酸调节 PH值，添加硫酸铝钾和柠檬酸钠等转晶剂等，过程复杂，成本高，工业实施困 难。特别地，该专利对于过程生成氨的回收交代不多。

发明内容

为了降低己内酰胺生产过程中的氨耗，解决副产硫铵的出路问题，本发明提 出一种低氨耗的己内酰胺生产工艺和方法。本发明所述的低氨耗己内酰胺生产工 艺简要流程示于图2，主要思路是在原有的己内酰胺过程中新增一个硫铵转化单 元，将过程副产的硫酸铵转化成氨和高品质石膏，获得的氨循环用作中和氨，获 得的高品质石膏对外销售。采用本技术可将低值化固定于硫铵副产品中的氨回收 并循环利用，提高经济效益。

本发明所述的低氨耗的己内酰胺生产工艺和方法中，由硫酸铵溶液回收氨和 石膏的典型工艺过程可参照图3，具体包括混合反应结晶、汽提脱氨、氨回收、 石膏回收四个步骤：

1)首先，将来自于己内酰胺生产过程副产的饱和硫酸铵水溶液与石灰乳溶 液进行混合、反应，生成富含氨的气相和富含硫酸钙沉淀的水浆料，浆料去汽提 脱氨步骤，含氨气相送去氨回收步骤。

2)然后，将反应生成的富含硫酸钙沉淀的水浆料进行蒸汽汽提脱氨处理， 汽提得到的含氨蒸汽送去氨回收步骤，脱氨后的浆料送入石膏回收步骤。

3)通过精馏、冷凝的方法由汽提脱氨的含氨蒸汽和反应生成的含氨气相中 回收高浓度氨水和氨气，将回收的氨送回己内酰胺生产过程用作中和氨。

4)最后，由汽提脱氨后的含硫酸钙沉淀浆料回收高品质石膏产品，典型的 固液分离过程包括过滤、洗涤、干燥等。

本发明所述的低氨耗的己内酰胺生产工艺和方法中，加入反应结晶器中的饱 和硫酸铵溶液来自于己内酰胺生产装置的硫铵单元，该硫酸铵溶液物料流中硫酸 铵的含量约为20～60wt％。

本发明所述的低氨耗的己内酰胺生产工艺和方法中，来自于石灰乳配置单元 的石灰乳溶液经泵送进反应结晶器，与来自于硫铵单元的硫酸铵溶液进行充分混 合、反应、结晶，反应结晶器采用带有强化混合装置的釜式反应器。反应器中， 溶解的硫酸铵中的铵离子与氢氧根离子结合生成自由氨，一部分以氨气的形式进 入气相；同时，硫酸铵中的硫酸根离子会与钙离子结合生成硫酸钙沉淀，在不同 的反应温度和压力条件，沉淀的硫酸钙会结合不同比例的水分子。涉及的主要反 应见式(2)-(4)：

本发明所述的低氨耗的己内酰胺生产工艺和方法中，釜式反应器配有搅拌或 液相喷射进料等装置，通过液相搅动强化混合，同时防止硫酸固体沉淀结疤。反 应结晶器在加压条件下操作，优选的温度范围为100～150℃，以确保沉淀析出的 硫酸钙结晶主要为半水石膏或无水石膏或二者的混合物。

本发明所述的低氨耗的己内酰胺生产工艺和方法中，，来自于反应结晶器底 部的浆料富含硫酸钙沉淀颗粒，同时还饱和溶解有氨，需采用蒸汽汽提脱除溶解 的氨。蒸汽汽提脱氨在多级汽提塔中进行，富含硫酸钙沉淀颗粒的水浆料由塔上 部加入，塔底通入蒸汽。浆料和蒸汽经过多级逆流接触脱去溶解氨，由塔顶收集 的含氨蒸汽，送去氨回收步骤进一步回收高浓度氨水和氨气，脱氨完全后的水浆 料由塔底部送去后续的石膏回收步骤。为了防止硫酸钙沉淀颗粒结疤，汽提塔须 保证在95℃以上操作，塔底温度控制范围为100～～170℃，优选120～150℃。

本发明所述的低氨耗的己内酰胺生产工艺和方法中，多级蒸汽汽提脱氨塔的 理论气液平衡级数可选2～20级，优选3～7个理论平衡级。汽提塔的塔板构件需 采用防结疤设计，可选用的防结疤塔板结构有“锥帽”式塔板。

本发明所述的低氨耗的己内酰胺生产工艺和方法中，采用多级精馏塔对回收 的气相氨进行提浓，精馏塔可采用填料塔或板式塔。来自汽提脱氨塔塔顶的含氨 蒸汽由精馏塔底加入，来自反应结晶器的含氨气相也由塔的合适位置加入精馏 塔；塔底获得的低浓度氨水可加入反应器中用作稀释水，也可用作汽提塔的回流 水；结晶塔顶气相采用冷凝器冷凝，凝液部分回流；由不凝气回收高纯度氨气， 由凝液回收高浓度氨水；回收氨水浓度可通过凝液回流比和冷凝器负荷进行调 节。冷凝温度低，回流比大，可获得较高浓度的氨水，同时也会增加***能耗， 凝液回流比选自0.1～3，优选0.5～1.5。回收的氨气和氨水返回己内酰胺装置的中 和单元用作中和氨。

本发明所述的低氨耗的己内酰胺生产工艺和方法中，涉及的汽提脱氨塔和氨 精馏塔可进行一体化集成设计，即在一个塔设备中实现两个功能，一体化集成设 计可简化流程、减少设备数目、节约用地。典型的集成方案是将氨精馏塔置于汽 提脱氨塔的上方，即在塔的下段完成浆料汽提，在塔的上段完成氨精馏，汽提段 的含氨蒸汽直接进入氨精馏进行氨水精馏，同时还可将冷凝器置于塔顶内，凝液 直接回流，回收的氨气和氨水由塔顶抽出。

本发明所述的低氨耗的己内酰胺生产工艺和方法中，富含硫酸钙沉淀的浆料 经过汽提脱氨后，再通过多级固液分离过程获得高品质石膏产品。多级固液分离 过程均在高于100℃的条件下进行，确保最终获得的石膏产品主要为高品质的无 水石膏、半水石膏或二者的混合物。所采用的多级固液分离序列可包括旋流器浓 缩、过滤、洗涤、干燥过程。浆料经过旋流器浓缩后，清液可循环至反应器；浓 缩浆料经过过滤、洗涤后滤饼送去干燥获得石膏产品；滤液和洗涤液一部分作为 补充水加入到石灰乳化罐中，一部分可作为废水排出介区外进一步处理。

本发明所述的低氨耗的己内酰胺生产工艺和方法，是在原有的己内酰胺装置 中新增一个硫酸铵转化单元(具体间图3)，将己内酰胺装置过程副产的硫酸铵 母液与石灰乳反应转化成氨和高品质石膏，获得的氨循环用作中和氨，获得的高 品质石膏对外销售。

目前，典型的己内酰胺生产方法的每吨己内酰胺产品的氨耗在550～680kg 左右。采用本发明所述的低氨耗的己内酰胺生产工艺和方法，可将低值化固定于 硫铵副产品中的氨回收并循环利用，可将氨耗降到200kg氨/吨己内酰胺以下， 己内酰胺生产过程中的氨耗降低70wt％。同时，还解决了副产硫铵的出路问题， 提高经济效益。

与现有技术相比，采用本发明技术可明显带来的技术优势包括：

1)本发明将己内酰胺生产过程的副产硫酸铵转化成氨和高品质石膏，避免 副产低附加值的硫酸铵；

2)本发明由硫酸铵回收氨并用作中和氨，实现了己内酰胺生产过程中氨的 循环利用，可大幅降低氨耗；

3)本发明获得的石膏产品为低结合水的半水石膏或无水石膏，中间过程避 免了生成二水石膏，过程简单，能耗低。

附图说明

图1典型的己内酰胺生产工艺简要流程；

图2增加了氨回收单元的低氨耗己内酰胺生产工艺简要流程；

图3由硫酸铵回收氨和高品质石膏的工艺流程简图；

图4不同条件下石膏结晶产品的XRD分析结果对比，图中，A-实施例1；B-实 施例2；C-实施例3；D-实施例4；E-实施例5；

图5不同条件下石膏结晶产品的粒径分析结果对比，图中，A-实施例1；B-实施 例2；C-实施例3；D-实施例4；E-实施例5。

具体实施方式

实施例1

在2L的搅拌釜中实验考察硫酸铵和石灰乳的混合反应结晶规律。首先向搅 拌釜中装入900ml浓度为1.1mol/L的Ca(OH)₂溶液，机械搅拌，反应器外夹套 通入导热油加热控温，温度控制在100℃；然后，将450ml浓度为2.0mol/L的 (NH₄)₂SO₄溶液(21.2wt％)一次性迅速倒入反应器中，石灰乳保持过量，经机 械搅拌混合均匀。反应开始后，定时取样测定溶液的PH值、钙离子浓度和硫酸 根离子浓度，同时对取样分析生成的石膏结晶的晶型和颗粒粒径。反应过程中向 液相鼓入50ml/min的氮气，生成的气相经在后续的吸收瓶中被稀盐酸溶液吸收， 通过定时取样检测吸收瓶中铵离子的浓度来确定氨的回收率。通过PH计测定PH值；采用EDTA络合滴定法测定钙离子浓度，采用硫酸钡比浊法测定硫酸根离子 的浓度；采用纳氏试剂分光光度法测定吸收液中的铵离子浓度；采用马尔文激光 粒径分析仪测定石膏结晶颗粒粒径，采用X射线衍射仪测定XRD图谱判断石膏 结晶类型。反应60min后，分析尾气吸收瓶中的铵离子浓度，以加入的硫酸铵为 基准，计算得氨回收率为99.1wt％，说明氨基本可得到完全回收。反应60min后 得到的硫酸钙XRD图谱如图4(A)所示。由图4(A)可知，得到的硫酸钙晶型为半 水石膏(CaSO₄·0.5H₂O)。粒径分布如图5(A)所示，平均粒径为27.7μm，同时存 在大量的小粒径细晶分布。

实施例2

同实施例1一样在2L的搅拌釜中实验考察硫酸铵和石灰乳的混合反应结晶 规律，考虑的反应温度也为100℃，不同的是加料方式，在搅拌条件下将石灰乳 一次性加入硫酸铵溶液中。先在2L的搅拌釜中装入450ml浓度为2.0mol/L的 (NH₄)₂SO₄溶液(21.2wt％)，然后将900ml浓度为1.1mol/L的Ca(OH)₂溶液一 次性迅速倒入反应器中，石灰乳保持过量，加机械搅拌保持混合均匀，同时向液 相鼓入50ml/min的氮气。反应60min后，取样分析尾气吸收瓶中的铵离子浓度， 以加入的硫酸铵为基准计算得氨回收率为98.5wt％，说明氨基本上得到完全回 收。对固体取样分析，采用马尔文粒径分析仪测定颗粒粒径，X射线衍射仪测定XRD图谱。反应60min后得到的硫酸钙XRD图谱如图4(B)所示。由图4(B)可 知，得到的硫酸钙晶型为半水石膏(CaSO₄·0.5H₂O)。粒径分布如图5(B)所示， 同时存在大量的小粒径细晶分布，平均粒径为32.5μm。

实施例3

同实施例1一样在2L的搅拌釜中实验考察硫酸铵和石灰乳的混合反应结晶 规律，采用不同的是反应温度和加料方式，反应温度为120℃，在搅拌条件下将 硫酸铵溶液由泵连续加入到石灰乳中。先在2L的搅拌釜中装入900ml浓度为 1.1mol/L的Ca(OH)₂溶液，然后将450ml浓度为2.0mol/L的(NH₄)₂SO₄溶液 (21.2wt％)以50ml/min的流量连续加入反应器中，9分钟加完硫酸铵溶液，加 机械搅拌保持混合均匀，同时向液相鼓入50ml/min的氮气。反应器夹套通入导 热油加热保温，温度控制在120℃。反应60min后，取样分析尾气吸收瓶中的铵 离子浓度，以加入的硫酸铵为基准计算得氨回收率为98.8wt％，说明氨基本上得到完全回收。对固体取样分析，采用马尔文粒径分析仪测定颗粒粒径，X射线衍 射仪测定XRD图谱。反应60min后得到的硫酸钙XRD图谱如图4(C)所示。由 图4(C)可知，得到的硫酸钙晶型为半水硫酸钙(CaSO₄·0.5H₂O)。粒径分布如图 5(C)所示，平均粒径为28.8μm，小粒径的细晶不多。对比图5(C)、5(B)和图5(A) 可知，在实施例3的条件下，可有效减少半水石膏小颗粒细晶的生成，有利于后 续的过滤和洗涤工序。

实施例4

同实施例1一样在2L的搅拌釜中实验考察硫酸铵和石灰乳的混合反应结晶 规律，不同的是采用90℃的反应结晶温度。首先向搅拌釜中装入900ml浓度为 1.1mol/L的Ca(OH)₂溶液，在搅拌条件下将450ml的2.0mol/L的硫酸铵溶液 (21.2wt％)一次性加入到石灰乳中，加机械搅拌保持混合均匀，同时向液相鼓 入50ml/min的氮气。反应器夹套通入导热油加热保温，温度控制在90℃。反应 60min后，取样分析尾气吸收瓶中的铵离子浓度，以加入的硫酸铵为基准计算得 氨回收率为100.5wt％，说明氨完全得到回收。对固体取样分析，采用马尔文粒 径分析仪测定颗粒粒径，X射线衍射仪测定XRD图谱。反应60min后得到的硫 酸钙XRD图谱如图4(D)所示。由图4(D)可知，得到的硫酸钙晶型为二水石膏 (CaSO₄·2H₂O)。粒径分布如图5(D)所示，平均粒径为29.1μm。

实施例5

同实施例4一样在2L的搅拌釜中实验考察硫酸铵和石灰乳的混合反应结晶 规律，不同的是采用不同的加料方式。首先，向搅拌釜中装入900ml浓度为 1.1mol/L的Ca(OH)₂溶液，在搅拌条件下将450ml的2.0mol/L的硫酸铵溶液 (21.2wt％)由泵连续加入到石灰乳中，9分钟加完硫酸铵溶液，加机械搅拌保 持混合均匀，同时向液相鼓入50ml/min的氮气。反应器夹套通入导热油加热保 温，温度控制在90℃。反应60min后，取样分析尾气吸收瓶中的铵离子浓度， 以加入的硫酸铵为基准计算得氨回收率为99.7wt％，说明氨基本得到完全回收。 对固体取样分析，采用马尔文粒径分析仪测定颗粒粒径，X射线衍射仪测定XRD 图谱。反应60min后得到的硫酸钙XRD图谱如图4(E)所示。由图4(E)可知，得 到的硫酸钙晶型为二水石膏(CaSO₄·2H₂O)。粒径分布如图5(E)所示，平均粒径 为32.2μm。

综合比较实施例1～5可知，当在石灰乳略微过量的条件下，可将硫酸铵中的 氨完全转化回收，氨的回收率均接近100％。硫酸氨水溶液的连续添加有助于获 得粒径分布均匀的硫酸钙结晶。高于100℃的温度条件下，生成的硫酸钙结晶主 要是含有0.5个结晶水的半水石膏，低于100℃条件下，获得的硫酸钙结晶主要 是含有2个结晶水的二水石膏铵。而将二水石膏转化为半水石膏产品，需在后续 的加工过程中消耗更多的能量。因此，为了保证半水石膏产品的稳定性，反应结 晶以及后续的固液分离均要保持在100℃以上的温度进行。

实施例6

采用本发明技术在某一己内酰胺工业装置现场建设一套年处理量1万吨硫 酸铵的中试装置，年回收氨1280吨并副产1.1万吨半水硫酸钙。该装置主要设 备包括：石灰乳罐、反应器、氨回收塔、冷凝器、旋流器、过滤器和干燥器等， 主要工艺流程简图如图3所示。

在石灰乳罐中将生石灰与水混合消化制备石灰乳，石灰乳中的CaO含量为11.2wt％，石灰乳处理量为5.0吨/hr，石灰乳罐为带搅拌的容器，容积为10m³。

来自于己内酰胺装置硫铵单元的饱和硫酸水溶液(45.0wt％)送入到反应器 与来自于石灰乳罐的石灰乳(5.6wt％)在反应器中搅拌混合反应，加入的硫酸铵 水溶液物料流量为2.78ton/hr，加入的石灰乳量为5.0吨/hr。带有多层搅拌装置 的反应器容积为20m³，反应结晶温度为100～110℃，微正压操作，配有气相洗 涤收集装置，反应生成的气体由顶部出口送去氨回收塔精馏段作气相进料，生成 的液相浆料由反应器底部送去氨回收塔作汽提段上部进料。

氨回收塔由上部的蒸馏段和下部的汽提段两段构成，上部的蒸馏段直径 0.60m高3m，填充有规整填料；下部汽提段直径0.80m高5m，布有8块菌帽状 塔板。反应结晶器中生成的富氨气相由塔上部的蒸馏段中部进料，塔顶配有冷凝 器，冷凝液由蒸馏段顶部回流，回流氨水和含有氨的蒸汽通过蒸馏段实现逆流接 触，实现氨气和氨水提浓，由塔顶回收的氨气和氨水合计246kg/hr(氨含量约 65.0wt％)送去己内酰胺的中和单元用作中和氨。来自反应器生成的富含硫酸钙 沉淀的水浆料由氨回收塔的下部的汽提段的最上一层塔板送入，由汽提段顶部回 收的含氨蒸汽直接进入上部的蒸馏段回收氨。由氨回收塔塔底汽提段下方通入低 压蒸汽(1.6bar)汽提脱氨，通入的汽提1.6bar蒸汽量100～200kg/hr，保持塔底 温度高于110℃，塔底残液中氨氮含量小于20ppm。由氨回收塔塔底的汽提段底 部回收的热的富含硫酸钙沉淀的水浆料经浆料泵送入旋流器，旋流器获得的硫酸 钙沉淀浓相送去后续的过滤步骤，水相返回反应器用作稀释水。经过过滤、洗涤 和干燥后获得半水硫酸钙(高品质石膏)产品。确保过滤、洗涤等过程的操作温 度高于95℃，防止结疤和二水硫酸钙的生成。

整个工艺过程实现硫酸铵中氨的回收率接近99.5％，将己内酰胺生产过程中 中和消耗的氨全部回收，大幅降低己内酰胺生产过程的氨耗。

Claims (8)

1.一种低氨耗的己内酰胺生产工艺，包括氨肟化反应、重排反应、中和单元和油相分离，其中，所述的中和单元采用氨作为原料，所述的油相分离产生副产物硫酸铵的饱和水溶液，其特征在于，所述的硫酸铵水溶液采用如下方法进行处理：

1)将所述的硫酸铵水溶液与石灰乳溶液进行混合、反应，生成富含氨的气相和富含硫酸钙沉淀的水浆料；

2)将步骤(1)得到的水浆料进行蒸汽汽提脱氨处理，得到的含氨蒸汽和石膏浆料；

3)通过精馏、冷凝的方法由汽提脱氨的含氨蒸汽和反应生成的含氨气相中回收高浓度氨水和/或氨气，将回收的氨水和/或氨气送回所述的中和单元作为原料；

4)所述的石膏浆料经过固液分离回收高品质石膏产品，所述的固液分离过程包括过滤、洗涤和干燥。

2.根据权利要求1所述的生产工艺，其特征在于，步骤(1)中，所述的混合、反应在反应结晶器中进行；

所述的反应结晶器为配有强化混合装置的釜式反应器，强化混合装置可选自于搅拌、液相喷射进料；反应结晶器操作温度范围为90～150℃。

3.根据权利要求1所述的生产工艺，其特征在于，步骤(2)中，所述的蒸汽多级汽提富含硫酸钙结晶的水浆料在多级汽提塔中进行，水浆料由塔上部加入，塔底通入蒸汽，浆料和蒸汽经过多级逆流接触脱去溶解氨，脱氨完全后的水浆料由塔底部送去进一步分离；由塔顶收集含氨蒸汽，进一步精馏回收高浓度氨水和氨气。

4.如权利要求3所述的生产工艺，其特征在于所述的汽提塔，塔底温度范围为100～～160℃，汽提塔的塔板构件采用防结疤设计。

5.如权利要求1或3所述的生产工艺，其特征在于，步骤(4)中，所述的多级固液分离过程均在100～～160℃条件下进行，多级固液分离包括浓缩、过滤、洗涤、干燥过程。

6.如权利要求1或3所述的生产工艺，其特征在于，步骤(3)中，所述精馏的装置可选自填料塔或板式塔；汽提含氨蒸汽由精馏塔底加入，塔顶冷凝回流，由塔顶回收高浓度氨水和氨气。

7.如权利要求1、3或6所述的生产工艺，其特征在于，所述的反应生成的含氨气相也可一并通入所述的氨精馏装置，由塔顶回收高浓度氨水和氨气。

8.如权利要求3～6任一项所述的生产工艺，其特征在于所述的多级汽提塔和氨精馏塔可进行一体化集成，一体化集成的塔设备中氨精馏塔置于汽提塔上方，汽提塔的含氨蒸汽直接进入氨精馏塔。