CN102432539B - 亚氨基二苄催化脱氢生产亚氨基芪的结晶分离方法 - Google Patents

亚氨基二苄催化脱氢生产亚氨基芪的结晶分离方法 Download PDF

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Abstract

本发明提供了一种亚氨基二苄催化脱氢反应生产亚氨基芪的反应产物结晶分离方法。该方法的工艺流程是：亚氨基二苄与高温水蒸汽经过催化脱氢反应器，从反应器出来的高温物料经过二级废热锅炉热回收和二级部分激冷后，可获得产品亚氨基芪结晶和副产物结晶，分离后的大部分水蒸汽经过热、压缩后返回加热炉循环利用，小部分经过冷凝器冷凝，将尾气返回加热炉燃烧，冷凝水经过处理后循环利用。该反应产物的结晶分离方法提高了热量的利用率，避免了大部分水蒸汽的冷凝，回收了工艺蒸汽，获得了产品亚氨基芪与亚氨基二苄及其它副产物的结晶，其方法具有工艺简单、能耗低及对环境友好等特点。

Description

亚氨基二苄催化脱氢生产亚氨基芪的结晶分离方法
技术领域
本发明属于化学工程技术领域，具体的说，涉及一种医药中间体亚氨基芪的工业化生产方法。
背景技术
亚氨基芪(5H-二苯并[b，f]氮杂，简称IS)是一种重要的药物合成中间体，主要用于卡马西平和奥卡西平等药物的合成。
亚氨基二苄(10，11-二氢-5H-二苯并[b，f]氮杂，简称IDB)合成亚氨芪是工业上广泛采用的方法，主要有溴化法、液相催化脱氢法和气相催化脱氢法。溴化法是最早的生产亚氨基芪的工业方法，亚氨基二苄经酰化、溴化、脱溴化氢、脱酰等多步制备亚氨基芪的方法，此方法存在转化率低、杂质种类多、费时费力等弊端，且产品质量不高。亚氨基二苄液相条件下催化脱氢制备亚氨芪，反应温度低，产品收率较高，但存在采用贵金属催化剂且损耗严重，消耗氢受体，产物后处理较繁琐等缺陷。亚氨基二苄气相催化脱氢制备亚氨芪方法，具有工艺流程简单，副产物种类少、易分离，产品质量高，可用于生产无溴卡马西平等优点，是生产亚氨基芪的最佳方法。
文献CN 101307021A中公开了一种亚氨基二苄制备亚氨基芪的化学合成方法，采用固定床反应器，电加热使催化床层温度提高至400-600℃，熔融的亚氨基二苄通过高压水蒸汽带入催化床层，反应后进入装有冷却水的装置，得到的混合液蒸干水份后重结晶得到产品。
文献US 3531466中公开了一种亚氨基二苄制备亚氨基芪的生产工艺，提出了非贵金属脱氢催化剂，采用管式反应器，反应温度在300～700℃之间，常压或负压操作，利用水蒸汽携带原料，并通过加入氮气降低亚氨基二苄的分压，反应后产物全部冷凝，混合液经重结晶得到产品。
文献CN 102120729A中公开了一种亚氨基二苄催化脱氢生产亚氨基芪的工业化方法。该方法的工艺流程是反应物料经加热熔化与高温水蒸汽混合后进入脱氢反应器，脱氢反应是在一个包括至少两个催化床层的轴向或径向固定床反应器中进行，两个催化床层之间设置高温水蒸汽间接或直接加热反应物料，从反应器出来的物料经过一个换热器进行换热回收热量，随后进入带有换热器的吸收塔，其或是鼓泡吸收塔或喷淋吸收塔，吸收了反应产物的溶剂经蒸发、结晶等获得产品亚氨基芪。
综上所述，在上述亚氨基二苄催化脱氢生产亚氨基芪的方法中，均采用了大量水蒸汽作为载热体，催化脱氢反应后随着反应产物的冷凝和结晶或溶剂吸收，水蒸汽全部冷凝，使得整个亚氨基二苄催化脱氢生产亚氨基芪的工艺的能耗较高。
发明内容
本申请的发明人通过研究，对于亚氨基二苄催化脱氢生产亚氨基芪的工艺，找到一种低能耗的工业化生产方法，该方法的工艺流程是：亚氨基二苄与水蒸汽混合后进入脱氢反应器，从脱氢反应器出来的物料经过一级废热锅炉进行换热回收热量，随后进入一级激冷分离罐，产品亚氨基芪结晶与水从一级激冷分离罐下部排出，未结晶和冷凝的反应物料和水蒸汽，再经过第二级废热锅炉进行换热回收热量，随后进入第二级激冷分离罐，亚氨基二苄和副产品等结晶与水从二级激冷分离罐下部排出，从激冷分离罐出来的未冷凝的水蒸汽大部分经过热、压缩后返回加热炉循环利用，另一部分经过冷凝后分离，尾气返回加热炉燃烧，冷凝水经过处理后再次循环使用，亚氨基芪、亚氨基二苄和副产品经过液固分离器与水分离后，通过重结晶等另行处理获得产品亚氨基芪和未反应的原料亚氨基二苄。
因此，本发明的目的就在于提供一种亚氨基二苄气相催化脱氢生产亚氨基芪的低能耗的工业化结晶分离生产方法。
本发明需要解决的技术问题是：
(1)进行工业规模生产时，要考虑到水蒸汽作为稀释剂和热载体的大量存在，出于节能环保的要求，必须提高其高温能量的综合利用和系统三废的排放减量；
(2)必须考虑易结晶的产品和未反应的中间产物以及副产物的分段回收，同时防止在设备中物料堵塞的问题，符合生产实际的需要。
因此，本发明的构思是这样的：
1、采用两级废热锅炉和两级部分冷激方法，充分回收了由反应器流出的工艺物料的高温热量；同时将产品亚氨基芪、中间产品亚氨基二苄和副产品按其结晶温度的高低分段结晶(各个组分的熔点参见表1)，提高了产物和回收副产物纯度；
2、采用两级废热锅炉和两级部分冷激方法，产物和副产物在工艺水蒸汽中被冷却，而后在分离罐下部水槽中全部结晶，而大部分的工艺蒸汽不被冷凝，经过热、压缩后返回加热炉循环使用，显著地降低了能耗，与尾气伴随的工艺蒸汽凝液经水处理器脱除杂质，实施循环利用；
3、将脱氢尾气送至加热炉燃烧，既消除反应系统的污染排放，又可用作加热炉的燃料。
表1：
  亚氨基二苄   亚氨基芪   吖啶   甲基吖啶
  熔点℃   105～108   197～199   110   117～118
根据上述构思，本发明提出如下的技术方案：
一种亚氨基二苄气相催化脱氢生产亚氨基芪的低能耗的工业化生产方法。该方法的工艺流程是亚氨基二苄与水蒸汽混合后进入脱氢反应器，从脱氢反应器出来的物料经过一级废热锅炉进行换热回收热量，随后进入一级激冷分离罐，产品亚氨基芪结晶从一级激冷分离罐下部水槽与水一起排出，从一级激冷分离罐出来的未冷凝的反应物料，再经过二级废热锅炉进行换热回收热量，随后进入二级激冷分离罐，亚氨基二苄和副产品结晶从二级激冷分离罐下部水槽与水同时排出，从二级激冷分离罐出来的未冷凝的蒸汽大部分经过热、压缩后返回加热炉循环使用，一部分经过冷凝后汽液分离，尾气返回加热炉燃烧，冷凝水经过处理后循环使用，亚氨基芪、亚氨基二苄和副产品经过液固分离器与水分离后，通过重结晶等获得产品亚氨基芪和未反应的原料亚氨基二苄。
本方法直接从蒸汽中获得产品氨基芪及副产物的结晶，使大部分水蒸汽未被冷凝直接返回加热炉，热量利用率高；通过两级废热锅炉的热回收，提高了热利用率；工艺用水循环使用，减少了污水排放；脱氢尾气直接进入加热炉焚烧，既获取了尾气燃烧热，又降低了排放。本方法克服了现有高水比催化脱氢工艺中能耗高的技术缺陷，同时符合节能减排的环保要求，符合大规模工业化生产的要求。
附图说明
图1本发明所述的两级废热锅炉和两级部分水冷激的流程示意图。
图2一级废热锅炉和全部水冷激的对比流程示意图。
图中：1、原料罐 2、计量泵 3、混合器 4、加热炉 5、脱氢反应器 6、一级废热锅炉 7、一级激冷分离罐 8、一级液固分离罐 9、一级蒸汽包 10、二级废热锅炉 11、二级激冷分离罐 12、二级液固分离罐 13、二级蒸汽包 14、冷凝器 15、气液分离罐 16、水处理器 17、过热器 18、压缩机
具体实施方法
下面结合附图对本发明做进一步的说明。
如图1所示流程：亚氨基二苄送入原料罐1，在水蒸汽的加热下熔化，然后通过计量泵2将其输送到混合器3；水或水蒸汽在加热炉4中被加热为高温水蒸汽送到混合器3，与亚氨基二苄混合均匀后达到400～600℃的脱氢反应温度，进入脱氢反应器5进行催化脱氢反应，反应产物随后进入一级废热锅炉6回收热量，从一级废热锅炉6出来的反应产物的温度控制在200～300℃，然后进入一级激冷分离罐7。在一级激冷分离罐7中，用水冷激反应产物，使反应产物的温度降至120～299℃，从而将反应产物中产品亚氨基芪结晶出来，与水一起从一级激冷分离罐7下部进入一级液固分离罐8。从一级激冷分离罐7上部出来的未结晶的反应物料和水蒸汽，进入二级废热锅炉10回收热量，从二级废热锅炉10出来的反应产物的温度控制在119～180℃，然后进入二级激冷分离罐11。在二级激冷分离罐11中，用水冷激反应产物，使反应产物的温度降至100～110℃，从而将未反应的亚氨基二苄和副产物结晶出来，与水一起从二级激冷分离罐11下部进入二级液固分离罐12。从二级激冷分离罐11上部出来的含有少量不凝性气体的水蒸汽，大部分经过热器17加热到140～170℃，然后经压缩机压缩至300～700kPa，返回加热炉4循环使用，小部分经过冷凝器14冷凝，利用气液分离罐15将不凝性尾气返回加热炉4燃烧，冷凝水经过水处理器16后循环使用。
如图2所示流程：亚氨基二苄送入原料罐1，在水蒸汽的加热下熔化，然后通过计量泵2将其输送到混合器3；水或水蒸汽在加热炉4中被加热为高温水蒸汽送到混合器3，与亚氨基二苄混合均匀后达到400～550℃的脱氢反应温度，进入脱氢反应器5进行催化脱氢反应，反应产物随后进入废热锅炉6回收热量，从废热锅炉6出来的反应产物的温度控制在200～280℃，然后进入激冷分离罐7。在激冷分离罐7中，用水冷激反应产物，使反应产物的温度降至30～50℃，从而将反应物中亚氨基芪、亚氨基二苄和副产物全部结晶出来，与水一起从激冷分离罐7下部进入液固分离罐8，固体结晶物送重结晶等分离，冷凝水经过水处理器16后循环使用。从激冷分离罐7上部出来的尾气返回加热炉4燃烧。
在本发明中，脱氢催化剂可以采用市场所售的氧化铁系列的催化剂。亚氨基二苄在脱氢反应器5中的重量空速为0.02～2.0h-1。
【实施例】
亚氨基二苄气相催化催化脱氢生产亚氨基芪以图1的工艺流程进行，脱氢反应器5均为径向反应器型式，水蒸汽与亚氨基二苄的摩尔比为300，水蒸汽在加热炉4中被加热到540℃，与亚氨基二苄混合均匀后达到520℃进入脱氢反应器5进行催化脱氢反应，反应产物随后进入一级废热锅炉6回收热量，从一级废热锅炉6出来的反应产物的温度为220℃，然后进入一级激冷分离罐7。在一级激冷分离罐7中，用部分水冷激反应产物，使反应产物的温度降至180℃，在分离罐下部水槽中反应产物中产品亚氨基芪结晶出来，与水一起从一级激冷分离罐7下部进入一级液固分离罐8。从一级激冷分离罐7上部出来的未结晶的反应物料和水蒸汽，进入二级废热锅炉10回收热量，从二级废热锅炉10出来的反应产物的温度控制在120℃，然后进入二级激冷分离罐11。在二级激冷分离罐11中，用水冷激反应产物，使反应产物的温度降至103℃，在分离罐下部水槽中将未反应的亚氨基二苄和副产物结晶出来，与水一起从二级激冷分离罐11下部进入二级液固分离罐12。从二级激冷分离罐11上部出来的含有少量不凝性气体的水蒸汽，94％的气体经过热器17加热到150℃，然后经压缩机压缩至350kPa，返回加热炉加热4循环使用，6％的气体经过冷凝器14冷凝，利用气液分离罐15将不凝性尾气返回加热炉4燃烧，冷凝水经过水处理器16后循环使用。脱氢催化剂可以采用市场所售的C105催化剂。亚氨基二苄在脱氢反应器5中的重量空速为0.20h-1。
【对比例】
亚氨基二苄气相催化催化脱氢生产亚氨基芪以图2的工艺流程进行，脱氢反应器5均为径向反应器型式，水蒸汽与亚氨基二苄的摩尔比为300，水在加热炉4中被加热到540℃，与亚氨基二苄混合均匀后达到520℃进入脱氢反应器5进行催化脱氢反应，反应产物随后进入废热锅炉6回收热量，从废热锅炉6出来的反应产物的温度为220℃，然后进入激冷分离罐7。在激冷分离罐7中，用水冷激反应产物，使反应产物的温度降至30℃，从而将反应物中亚氨基芪、亚氨基二苄和副产物全部结晶出来，与水一起从激冷分离罐7下部进入液固分离罐8，固体结晶物送重结晶等分离，冷凝水经过水处理器16后循环使用。从激冷分离罐7上部出来的尾气返回加热炉4燃烧。脱氢催化剂可以采用市场所售的C105催化剂。亚氨基二苄在脱氢反应器5中的重量空速为0.20h-1。
从上述的实施例和对比例的比较可以得出：
1.实施例的综合能耗低，实施例中经两级废热锅炉热回收后的工艺水蒸汽大部分不被冷凝，直接返回加热炉循环使用，加热炉4的加热量仅为对比例中全冷凝工艺的1/4左右，同时也节省了大大节省相应的激冷分离罐的冷量需求；
2.实施例采用两级废热锅炉和两级部分水冷激方法，充分回收了由反应器流出的工艺物料的高温热量；同时将产品亚氨基芪、中间产品亚氨基二苄和副产品按其结晶温度的高低分段结晶，提高了产物和回收副产物纯度，而对比例中所有产物和副产物一起结晶，增加了后续分离的难度。
采用本发明所述的方法，与现有技术相比具有以下优点：本方法直接从蒸汽中获得产品氨基芪及副产物的结晶，致使大部分水蒸汽未被冷凝直接返回加热炉，热量利用率高；通过两级废热锅炉的热回收，提高了热利用率；产物和副产物分段结晶，提高了产物和回收副产物纯度；工艺用水循环使用，减少了污水排放；脱氢尾气直接进入加热炉焚烧，既获取了尾气燃烧热，又降低了排放。本方法克服了现有高水比催化脱氢工艺中能耗高的技术缺陷，同时符合节能减排的环保要求，符合大规模工业化生产的要求。

Claims (3)

1.一种亚氨基二苄催化脱氢生产亚氨基芪的反应产物的结晶分离方法，其特征在于，亚氨基二苄与高温水蒸汽进入脱氢反应器（5），反应后的高温物料经过一级废热锅炉（6）进行换热回收热量，随后进入一级激冷分离罐（7），在水蒸汽中使产品亚氨基芪结晶，并从一级激冷分离罐（7）下部与水一起排出；从一级激冷分离罐（7）上部出来的未冷凝的反应物料，再经过二级废热锅炉（10）进行换热回收热量，随后进入二级激冷分离罐（11），同样在水蒸汽中使亚氨基二苄和副产品结晶，并从二级激冷分离罐（11）下部与水同时排出；从一级激冷分离罐（7）下部和二级激冷分离罐（11）下部排出的产品亚氨基芪、亚氨基二苄和副产品分别经过各自的液固分离器与水分离后，最后通过重结晶精制获得产品； 
所述的从脱氢反应器（5）出来的反应物料经过一级废热锅炉（6）换热后温度降至200～300℃，经过一级激冷分离罐（7）后反应物料温度降至120～299℃，反应物料经过二级废热锅炉（10）换热后温度降至119～180℃，经过二级激冷分离罐（11）后反应物料温度降至100～110℃。 
2.如权利要求1所述的结晶分离方法，其特征在于，所述的从二级激冷分离罐（11）出来的水蒸汽有60%～95%经过热器（17）、压缩机（18）后返回加热炉（4）循环使用，余下的经冷凝器（14）冷凝，冷凝水则经过水处理器（16）处理后循环使用，尾气返回加热炉（4）燃烧。 
3.如权利要求1所述的结晶分离方法，其特征在于，所述的从一级激冷分离罐（7）内所形成的反应物料的固体结晶物，由补入一级激冷分离罐（7）的工艺循环水带出，其水量按体积比是固体结晶物的1～100倍，经一级液固分离罐（8）和水处理器（16）后又返回至一级激冷分离罐（7）；从二级激冷分离罐（11）内所形成的反应物料的固体结晶物，由补入二级激冷分离罐（11）的工艺循环水带出，其水量按体积比是固体结晶物的1～100倍，经二级液固分离罐（12）和水处理器（16）后又返回至二级激冷分离罐（11）。 
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