CN106496017B - 催化氢化连续化生产装置及生产方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种催化氢化连续化生产装置，包括通过管道依次连接且密闭的熔融段、反应釜加氢段、催化剂自动分离及返回段、固定床反应器加氢段；催化剂自动分离及返回段包括两套并联的催化剂自动分离设备。本发明能够实现自动化控制连续生产，生产流程短，降低能耗，提高生产效率，不需要后续处理，降低能耗，可生产出高质量、高收率的氢化产品。同时，连续化生产过程全密闭，操作环境优良，能够减少对人身的危害和对环境的污染。本发明还公开了一种催化氢化连续化生产方法。

Description

催化氢化连续化生产装置及生产方法

技术领域

本发明涉及一种化工工艺，具体涉及一种催化氢化连续化生产装置。本发明还涉及一种催化氢化连续化生产方法。

背景技术

目前，催化氢化生产基本都是使用间歇釜式反应器或者连续釜式反应器，或者固定床反应器，或者流化床反应器。间歇釜式反应器，优点是操作灵活，易于不同操作条件和产品品种，适用于小批量、多品种、反应时间较长的产品生产；缺点是间断的不连续生产，每批反应的产品性能受到操作的影响存在波动。连续釜式反应器虽然连续反应器可以实现连续生产，但是需要较多反应器串联或者并联，然而只适用特殊的反应，对于随着反式时间延长副反应增加或者在全混流状态反应选择性不高的加氢反应。固定床反应器本身存在反应效率低，一次性催化剂装填量大的缺点，同时对于加氢反应不能很好解决移热问题。

六氢苯甲酸是一种重要的化工医药中间体，从苯甲酸或苯甲酸钠催化加氢制得。它可用于光固化剂184的合成，同时也是高效的紫外光固化引发剂和非变黄引发剂、硫化橡胶的增溶剂、石油的澄清剂和医药中间体，如用于药物抗孕392和治疗血吸虫新药吡喹酮的合成。此外，苯甲酸加氢合成环己烷甲酸也是SNIA公司甲苯法制备己内酰胺工艺路线(SNIA工艺)的重要步骤。工业上，苯甲酸加氢工艺主要是以Pd/C为催化剂，在165℃左右，1.2-14MPa条件下，釜式反应器中进行，反应过程中主要有羧酸加氢生成醇、羧酸脱羧反应生成CO2和CO等副反应。其中，副产物CO和CO2易强吸附在Pd表面，使催化剂中毒，因此反应过程中通常须用合适的方法，添加适量的助剂，保护主催化剂，反应条件也较苛刻。

中国专利文献CN101092349公开了一种添加Ru/C的苯甲酸加氢方法。助剂使用5％左右的Ru/C，用量占Pd/C重量的2～10％，反应温度150～170℃，1.0～6MPa下，经四釜串联反应后，转化率可达99％。使用该方法后，装置不用外排催化剂和助剂，不用经常向系统中加入新鲜的催化剂和助剂，减少了催化剂回收次数，同时提高了Pd/C催化剂的苯甲酸加氢活性，增加装置的加工能力。

中国专利文献CN103599795A公开了一种苯甲酸加氢制环己烷甲酸的催化剂及其制备方法和应用，采用固定床反应器，催化剂包含载体、助剂和活性炭组分Pd。载体选用泡沫镍或者活性炭。

中国专利文献CN100522919C公开了一种苯甲酸加氢的方法，在Pd/C催化剂和Ru/C助剂的条件下，熔融的苯甲酸与氢气在反应器中进行加氢反应，反应后混合物经过旋液分离和离心分离，含有高浓度催化剂和助剂的浊液循环回反应器，分离出的清液进入蒸发器进一步分离，分离出的催化剂和助剂完全返回反应器系统。

中国专利文献CN1224605C公开了苯甲酸加氢方法，将熔融苯甲酸在Pd/C催化剂和镍助剂存在下，与氢气接触反应后，采用旋液、离心和磁分离三级分离过程，将催化剂从混合物中分离并循环回反应器，其中旋液分离后的浊液循环回反应器，清液进入离心分离器，经分离后下部的催化剂循环回反应器，上部清液进行磁分离，分离出镍基助催化剂循环回反应器。

中国专利文献CN1195725C公布了一种苯甲酸选择性加氢制六氢苯甲酸的方法，将氢气与液体苯甲酸置于固定床反应器中的加氢催化剂接触，在160～220℃、氢气压力为0.5～4.0MPa、空速0.1～15.0h^-1、氢气与苯甲酸摩尔比3～15的条件下进行滴流床反应。催化剂为负载铂的弱酸性氧化铝。

中国专利文献CN100352797C公开了一种苯甲酸加氢合成环己基甲酸的方法，苯甲酸在负载型过渡金属铑催化剂的存在下，在无溶剂，超临界二氧化碳及环己基甲酸中，在温和的反应条件下(温度20～80℃、压力1～10MPa)下与氢气接触发生环催化反应。反应后利用环己基甲酸在超临界二氧化碳中的溶解度将其进行萃取，使催化剂与产物分离。

综上所述，如今SNIA法生产六氢苯甲酸工业装置在中国已经停产，苯甲酸催化氢化生产六氢苯甲酸的生产存在诸多缺陷，有的需要多釜串联，有的需要复杂的催化剂分离设备，有的需要加氢后精制设备，有的需要超临界条件，采用单一反应器无法满足连续化生产需求，虽然多釜串联可以实现连续生产，但由于反应釜是全混反应，且经过多釜串联造成反应时间过长，使产品得率降低，品质变差。同时由于苯甲酸极易升华，六氢苯甲酸气味恶臭，敞开体系或者中间步骤不能密闭都会造成对身体的伤害和对空气的污染，同时由于苯甲酸氢化反应存在易脱羧，除造成催化剂中毒外，还会造成六氢苯甲酸得率降低，生产成本增加。如果加入有机溶剂进行反应则会造成溶剂的分离和提纯及损耗问题，增加生产成本和操作危险。因此迫切需要设计一种新的连续催化氢化生产工艺及设备，以便克服现有生产工艺和设备的不足。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是提供一种催化氢化连续化生产装置，它可以实现自动化控制连续生产，提高效率，不需要后续处理，降低能耗，生产出高质量、高得率的六氢苯甲酸产品。

为解决上述技术问题，本发明催化氢化连续化生产装置的技术解决方案为：

包括通过管道依次连接且密闭的熔融段1、反应釜加氢段2、催化剂自动分离及返回段3、固定床反应器加氢段4；催化剂自动分离及返回段3包括两套并联的催化剂自动分离设备；原料在熔融段1熔融；熔融原料进入反应釜加氢段2，在加氢催化剂的作用下与氢气发生加氢反应，得到加氢后物料；加氢后物料进入催化剂自动分离及返回段3的其中一套催化剂自动分离设备，经过滤得到反应釜加氢后滤液和催化剂残渣，催化剂残渣返回反应釜，反应釜加氢后滤液进入固定床反应器加氢段4，与氢气在固定床催化剂44的催化作用下进行反应，得到氢化产品。

所述熔融段1包括第一密闭容器11和第二密闭容器12，两者之间设置有管线14；第二密闭容器12通过原料输送管道连接高压加氢反应釜21；原料输送管道上设置有原料输送泵13；

所述反应釜加氢段2包括高压加氢反应釜21，高压加氢反应釜21开设有原料入口24、氢气入口23、催化剂入口22、第一催化剂返回入口27、第二催化剂返回入口25、加氢后物料出口26、气体放空口；

所述催化剂自动分离及返回段3包括第一催化剂自动分离设备31、第二催化剂自动分离设备32、中间罐33，第一催化剂自动分离设备31和第二催化剂自动分离设备32组成所述的两套并联的催化剂自动分离设备；第一催化剂自动分离设备31内设置有滤芯；滤芯将第一催化剂自动分离设备31分隔为滤前腔和滤后腔；第一催化剂自动分离设备31的滤前腔通过管线连接高压加氢反应釜21的加氢后物料出口26；第一催化剂自动分离设备31的滤前腔通过第一溶液输出管线连接中间罐33的输出口，第一溶液输出管线上设置有第一溶液输送泵37；第一催化剂自动分离设备31的滤前腔连通第一催化剂接收罐35；第一催化剂接收罐35通过第一催化剂回收管线连接高压加氢反应釜21；第一催化剂回收管线上设置有第一催化剂输送泵39；第一催化剂自动分离设备31的滤后腔通过管线连接中间罐33的输入口；第一催化剂自动分离设备31的滤后腔还连接氮气吹扫管线；第二催化剂自动分离设备32内设置有滤芯；滤芯将第二催化剂自动分离设备32分隔为滤前腔和滤后腔；第二催化剂自动分离设备32的滤前腔通过管线连接高压加氢反应釜21的加氢后物料出口26；第二催化剂自动分离设备32的滤前腔通过第二溶液输出管线连接中间罐33的输出口，第二溶液输出管线上设置有第二溶液输送泵36；第二催化剂自动分离设备32的滤前腔连通第二催化剂接收罐34；第二催化剂接收罐34通过第二催化剂回收管线连接高压加氢反应釜21；第二催化剂回收管线上设置有第二催化剂输送泵38；第二催化剂自动分离设备32的滤后腔通过管线连接中间罐33的输入口；第二催化剂自动分离设备32的滤后腔还连接氮气吹扫管线；

所述固定床反应器加氢段4包括固定床反应器42、冷凝器45、气液分离器46，固定床反应器42内设有气液分布器43；固定床反应器42的输入口通过物料输送管线连接中间罐33，物料输送管线上设置有物料输送泵41；固定床反应器42的输出口连接冷凝器45的输入口，冷凝器45的输出口连接气液分离器46；气液分离器46连通氢气循环管线，氢气循环管线上设置有氢气循环泵47；固定床反应器42连通氢气输入管线，氢气输入管线和氢气循环管线共同连接外部恒压氢气管线48。

本发明还提供一种催化氢化连续化生产方法，其技术解决方案为，在密闭的连续设备中生产氢化产品，包括以下步骤：

步骤S1、熔融步骤：将固体原料加热熔融，然后通过原料输送泵13输送至高压加氢反应釜21；

具体方法为：将第一密闭容器11与第二密闭容器12之间的管线14切断，在第一密闭容器11内加入固体原料，将固体原料加热熔融；将管线14连通，管线14使第一密闭容器11与第二密闭容器12等压；熔融的原料进入第二密闭容器12，然后通过原料输送泵13输送至高压加氢反应釜21。熔融温度控制在100～150℃。

步骤S2、反应釜加氢步骤：将加氢催化剂和氢气加入到高压加氢反应釜21内；在加氢催化剂的作用下，熔融的原料与氢气在高压加氢反应釜21内发生加氢反应，得到加氢后物料；加氢后物料经加氢后物料出口26进入第一催化剂自动分离设备31或第二催化剂自动分离设备32；

所述加氢催化剂和/或步骤S4中的固定床催化剂44为负载型催化剂，加氢催化剂的组成包括活性组分、助剂和载体；所述活性组分为Pt、Pd、Rh、Ru、Ir、Ni、Cu、Co、Fe中的一种或多种；所述助剂为Na、K、Mg、Ca、Ba、Cr、Mn、Mo、Zn、稀土元素中的一种或多种；所述载体为活性炭、改性活性炭、氧化铝、改性氧化铝、氧化硅、分子筛中的一种或多种。

所述加氢催化剂为粉末状钯炭、钌炭、铂炭、铑炭中的一种或多种。

所述加氢催化剂为钯炭和钌炭的混合催化剂，其中钯炭和钌炭的比例为100:0.5～5，钯炭和钌炭的金属负载量为1～5％。

所述步骤S2中高压加氢反应釜21内的反应温度80～180℃，压力1～6MPa，搅拌速度600～1300r/min，搅拌为自吸式搅拌。

步骤S3、催化剂自动分离及返回步骤：来自高压加氢反应釜21的加氢后物料交错进入第一催化剂自动分离设备31和第二催化剂自动分离设备32；

加氢后物料进入第一催化剂自动分离设备31的滤前腔后，经过滤芯的过滤分离，得到反应釜加氢后滤液和催化剂残渣；反应釜加氢后滤液经第一催化剂自动分离设备31的滤后腔进入中间罐33，催化剂残渣留在滤前腔内；中间罐33内反应釜加氢后滤液中的小部分在第一溶液输送泵37的作用下经第一溶液输出管线返回至第一催化剂自动分离设备31的滤前腔，以使催化剂残渣得到稀释；通过氮气吹扫管线对第一催化剂自动分离设备31的滤后腔进行吹扫，将附着于第一催化剂自动分离设备31的滤芯外壁的残渣吹下；催化剂残渣进入第一催化剂接收罐35，与来自于中间罐33的反应釜加氢后滤液搅拌混合，然后在第一催化剂输送泵39的作用下经第一催化剂回收管线返回高压加氢反应釜21；

或者，加氢后物料进入第二催化剂自动分离设备32的滤前腔后，经过滤芯的过滤分离，得到反应釜加氢后滤液和催化剂残渣；反应釜加氢后滤液经第二催化剂自动分离设备32的滤后腔进入中间罐33，催化剂残渣留在滤前腔内；中间罐33内反应釜加氢后滤液中的小部分在第二溶液输送泵36的作用下经第二溶液输出管线返回至第二催化剂自动分离设备32的滤前腔，以使催化剂残渣得到稀释；通过氮气吹扫管线对第二催化剂自动分离设备32的滤后腔进行吹扫，将附着于第二催化剂自动分离设备32滤芯外壁的残渣吹下；催化剂残渣进入第二催化剂接收罐34，与来自于中间罐33的反应釜加氢后滤液搅拌混合，然后在第二催化剂输送泵38的作用下经第二催化剂回收管线返回高压加氢反应釜21；

上述两组催化剂自动分离设备自动切换，当第一催化剂自动分离设备31工作时，第二催化剂自动分离设备32内的催化剂返回高压加氢反应釜21，交错进行；

步骤S4、固定床反应步骤：物料输送泵41将中间罐33内反应釜加氢后滤液中的大部分打入固定床反应器42内，固定床反应器42内装有固定床催化剂44；外部恒压氢气管线48将氢气输入固定床反应器42内，反应釜加氢后滤液与氢气在固定床催化剂44的催化作用下进行反应，经过冷凝和气液分离，得到氢化产品。

所述固定床催化剂44为颗粒状钯炭、钌炭、铂炭、铑炭中的一种或多种。

所述固定床催化剂44为颗粒状负载型催化剂钯炭和钌炭混合催化剂，其中钯炭和钌炭的比例为100:0.5～10，钯炭和钌炭的金属负载量为1～5％。

所述固定床反应器42内的反应温度控制在80～170℃，压力1～6MPa。

所述固体原料为苯甲酸，所述氢化产品为六氢苯甲酸。

本发明可以达到的技术效果是：

本发明能够实现自动化控制连续生产，生产流程短，降低能耗，提高生产效率，不需要后续处理，降低能耗，可生产出高质量、高收率的氢化产品。同时，连续化生产过程全密闭，操作环境优良，能够减少对人身的危害和对环境的污染。

采用本发明制备六氢苯甲酸，能够将得率提高3～5％，产品纯度达到99％以上，且无须后处理。

附图说明

下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步详细的说明：

图1是本发明催化氢化连续化生产装置的示意图；

图2是本发明催化氢化连续化生产方法的流程图。

图中附图标记说明：

1为熔融段， 2为反应釜加氢段，

3为催化剂自动分离及返回段， 4为固定床反应器加氢段，

11为第一密闭容器， 12为第二密闭容器，

13为原料输送泵， 14为管线，

21为高压加氢反应釜， 22为催化剂入口，

23为氢气入口， 24为原料入口，

25为第二催化剂返回入口， 26为加氢后物料出口，

27为第一催化剂返回入口，

31为第一催化剂自动分离设备， 32为第二催化剂自动分离设备，

33为中间罐， 34为第二催化剂接收罐，

35为第一催化剂接收罐， 36为第二溶液输送泵，

37为第一溶液输送泵， 38为第二催化剂输送泵，

39为第一催化剂输送泵，

41为物料输送泵， 42为固定床反应器，

43为气液分布器， 44为固定床催化剂，

45为冷凝器， 46为气液分离器，

47为氢气循环泵， 48为外部恒压氢气管线。

具体实施方式

如图1所示，本发明催化氢化连续化生产装置，用于实现苯甲酸催化加氢制备六氢苯甲酸的连续生产；包括通过管道依次连接且密闭的熔融段1、反应釜加氢段2、催化剂自动分离及返回段3、固定床反应器加氢段4；原料苯甲酸依次经过熔融段1、反应釜加氢段2、催化剂自动分离及返回段3、固定床反应器加氢段4，得到氢化产品六氢苯甲酸；全程物料处于密闭状态，物料实现自动输送。

熔融段1包括第一密闭容器11和第二密闭容器12，两者之间设置有管线14；第一密闭容器11和第二密闭容器12可以采用自动控温加热；通过控制管线14的连通与否实现连续进料；当管线14连通时实现第一密闭容器11与第二密闭容器12等压；

第二密闭容器12通过原料输送管道连接高压加氢反应釜21；原料输送管道上设置有原料输送泵13；原料输送泵13优选为计量泵；

反应釜加氢段2包括高压加氢反应釜21，高压加氢反应釜21开设有原料入口24、氢气入口23、催化剂入口22、第二催化剂返回入口25、第一催化剂返回入口27、加氢后物料出口26以及气体放空口；所有出入口均设有阀门；原料入口24、第二催化剂返回入口25、第一催化剂返回入口27设有计量泵实现控制；氢气入口23设有自动计量装置，并采用外部恒压进入；

氢气入口23及原料入口24通入反应釜21的底部，加氢后物料出口26设在反应釜21上部，催化剂入口22设在反应釜21顶部，第二催化剂返回入口25和第一催化剂返回入口27设在反应釜21上部；

高压加氢反应釜21还可以配备温度监测器、压力检测器、自动控制加热装置和冷却装置以及搅拌装置；

高压加氢反应釜21采用磁力搅拌，搅拌方式为自吸式搅拌；

催化剂自动分离及返回段3包括第一催化剂自动分离设备31、第二催化剂自动分离设备32、中间罐33，第一催化剂自动分离设备31内设置有精密陶瓷滤芯或者精密金属烧结滤芯；滤芯将第一催化剂自动分离设备31分隔为滤前腔和滤后腔；第一催化剂自动分离设备31的滤前腔通过管线连接高压加氢反应釜21的加氢后物料出口26；第一催化剂自动分离设备31的滤前腔通过第一溶液输出管线连接中间罐33的输出口，第一溶液输出管线上设置有第一溶液输送泵37；第一催化剂自动分离设备31的滤前腔连通第一催化剂接收罐35；第一催化剂接收罐35通过第一催化剂回收管线连接高压加氢反应釜21的第一催化剂返回入口27；第一催化剂回收管线上设置有第一催化剂输送泵39；第一催化剂自动分离设备31的滤后腔通过管线连接中间罐33的输入口；第一催化剂自动分离设备31的滤后腔还连接氮气吹扫管线；

第二催化剂自动分离设备32内设置有精密陶瓷滤芯或者精密金属烧结滤芯；滤芯将第二催化剂自动分离设备32分隔为滤前腔和滤后腔；第二催化剂自动分离设备32的滤前腔通过管线连接高压加氢反应釜21的加氢后物料出口26；第二催化剂自动分离设备32的滤前腔通过第二溶液输出管线连接中间罐33的输出口，第二溶液输出管线上设置有第二溶液输送泵36；第二催化剂自动分离设备32的滤前腔连通第二催化剂接收罐34；第二催化剂接收罐34通过第二催化剂回收管线连接高压加氢反应釜21的第二催化剂返回入口25；第二催化剂回收管线上设置有第二催化剂输送泵38；第二催化剂自动分离设备32的滤后腔通过管线连接中间罐33的输入口；第二催化剂自动分离设备32的滤后腔还连接氮气吹扫管线；

中间罐33装有自动泄压装置；

第一溶液输送泵37、第一催化剂输送泵39、第二溶液输送泵36、第二催化剂输送泵38优选为计量泵；

固定床反应器加氢段4包括固定床反应器42、冷凝器45、气液分离器46，固定床反应器42的上部设有气液分布器43；固定床反应器42的输入口通过物料输送管线连接中间罐33，物料输送管线上设置有物料输送泵41；固定床反应器42的输出口连接冷凝器45的输入口，冷凝器45的输出口连接气液分离器46；

气液分离器46连通氢气循环管线，氢气循环管线上设置有氢气循环泵47；固定床反应器42连通氢气输入管线，氢气输入管线和氢气循环管线共同连接外部恒压氢气管线48。

如图2所示，本发明催化氢化连续化生产方法，在密闭的连续设备中生产六氢苯甲酸(当然也可以为其它需要氢化物质)，包括以下步骤：

步骤S1、熔融步骤：将第一密闭容器11与第二密闭容器12之间的管线14切断，在第一密闭容器11内加入固体原料苯甲酸，通过自控加热系统(图中未示出)将固态苯甲酸加热熔融；将管线14连通，管线14使第一密闭容器11与第二密闭容器12等压；熔融的苯甲酸进入第二密闭容器12，第一密闭容器11和第二密闭容器12的温度控制在100～150℃，熔融的苯甲酸通过原料输送泵13输送至高压加氢反应釜21；

步骤S2、反应釜加氢步骤：新鲜加氢催化剂通过催化剂入口22加入到高压加氢反应釜21内；在催化剂的作用下，熔融的苯甲酸与来自于氢气入口23的氢气在高压加氢反应釜21内发生加氢反应，得到加氢后物料；控制反应温度80～180℃，压力1～6MPa，搅拌速度600～1300r/min，搅拌为自吸式搅拌；

加氢催化剂为负载型催化剂，加氢催化剂的组成包括活性组分、助剂和载体；活性组分可以为Pt、Pd、Rh、Ru、Ir、Ni、Cu、Co、Fe中的一种或多种；助剂可以为Na、K、Mg、Ca、Ba、Cr、Mn、Mo、Zn、稀土元素中的一种或多种；载体可以为活性炭、改性活性炭、氧化铝、改性氧化铝、氧化硅、分子筛中的一种或多种；

加氢催化剂为粉末状催化剂，如粉末状钯炭、钌炭、铂炭、铑炭中的一种或多种(当然还可以包括其他类似加氢催化剂，加氢催化剂的获取范围应该为本领域技术人员可以预想到的，下同)；

优选地，加氢催化剂为钯炭和钌炭的混合催化剂，其中钯炭和钌炭的比例为100:0.5～5，钯炭和钌炭的金属负载量为1～5％；

加氢后物料依靠高压加氢反应釜21内的压力经加氢后物料出口26进入第一催化剂自动分离设备31或第二催化剂自动分离设备32；

步骤S3、催化剂自动分离及返回步骤：来自高压加氢反应釜21的加氢后物料靠反应釜内压力交错进入第一催化剂自动分离设备31和第二催化剂自动分离设备32；

加氢后物料进入第一催化剂自动分离设备31的滤前腔后，利用反应釜内的压力为动力，经过滤芯的过滤分离，得到反应釜加氢后滤液和催化剂残渣；反应釜加氢后滤液经第一催化剂自动分离设备31的滤后腔进入中间罐33，催化剂残渣留在滤前腔内；中间罐33内反应釜加氢后滤液中的小部分在第一溶液输送泵37的作用下经第一溶液输出管线返回至第一催化剂自动分离设备31的滤前腔，以使催化剂残渣得到稀释；通过氮气吹扫管线对第一催化剂自动分离设备31的滤后腔进行吹扫，将附着于滤芯外壁的残渣吹下，实现催化剂的自动剥离，以保持滤芯的过滤效果；催化剂残渣进入第一催化剂接收罐35，与来自于中间罐33的反应釜加氢后滤液通过磁力搅拌(图中未示出)打浆均匀，然后在第一催化剂输送泵39的作用下经第一催化剂回收管线返回高压加氢反应釜21；

或者，加氢后物料进入第二催化剂自动分离设备32的滤前腔后，经过滤芯的过滤分离，得到反应釜加氢后滤液和催化剂残渣；反应釜加氢后滤液经第二催化剂自动分离设备32的滤后腔进入中间罐33，催化剂残渣留在滤前腔内；中间罐33内反应釜加氢后滤液中的小部分在第二溶液输送泵36的作用下经第二溶液输出管线返回至第二催化剂自动分离设备32的滤前腔，以使催化剂残渣得到稀释；通过氮气吹扫管线对第二催化剂自动分离设备32的滤后腔进行吹扫，将附着于滤芯外壁的残渣吹下，以保持滤芯的过滤效果；催化剂残渣进入第二催化剂接收罐34，与来自于中间罐33的反应釜加氢后滤液打浆均匀，然后在第二催化剂输送泵38的作用下经第二催化剂回收管线返回高压加氢反应釜21；

上述两组过滤系统自动切换，当第一催化剂自动分离设备31工作时，第二催化剂自动分离设备32内的催化剂返回高压加氢反应釜21，交错进行，以保证反应的连续性；

步骤S4、固定床反应步骤：物料输送泵41将中间罐33内反应釜加氢后滤液中的大部分打入固定床反应器42的上部，固定床反应器42内装有固定床催化剂44；外部恒压氢气管线48将氢气输入固定床反应器42内，反应釜加氢后滤液与氢气在固定床催化剂44的催化作用下进行反应；固定床反应器42内的反应温度控制在80～170℃，压力1～6MPa；

固定床催化剂44为负载型催化剂，固定床催化剂的组成包括活性组分、助剂和载体；活性组分可以为Pt、Pd、Rh、Ru、Ir、Ni、Cu、Co、Fe中的一种或多种；助剂可以为Na、K、Mg、Ca、Ba、Cr、Mn、Mo、Zn、稀土元素中的一种或多种；载体可以为活性炭、改性活性炭、氧化铝、改性氧化铝、氧化硅、分子筛中的一种或多种；

固定床催化剂44为颗粒催化剂，如颗粒状钯炭、钌炭、铂炭、铑炭中的一种或多种；

优选地，固定床催化剂44为颗粒状负载型催化剂钯炭和钌炭混合催化剂，其中钯炭和钌炭的比例为100:0.5～10，钯炭和钌炭的金属负载量为1～5％；

加氢反应产物依次通过冷凝器45和气液分离器46，经过冷凝和气液分离，得到氢化产品六氢苯甲酸；

氢气通过氢气循环泵47进行循环，并由外部恒压氢气管线48补充所消耗的氢气。

这里本发明的描述和应用是说明性的，并非想将本发明的范围限制在上述实施例中。这里所披露的实施例的变形和改变是可能的，比如熔融段可以是物料与溶剂的混合，催化剂自动分离段根据使用催化剂的不同改为磁力或者旋流分离器，催化氢化连续化生产装置同样可以连续化生产其它氢化物质，对于那些本领域的普通技术人员来说实施的替换和等效的各种部件是公知的。本领域技术人员应该清楚的是，在不脱离本发明的精神或本质特征的情况下，本发明可以以其它形式、结构、布置、比例，以及用其它组件、材料和部件来实现。在不脱离本发明范围和精神的情况下，可以对这里所披露的实施例进行其它变形和改变。

Claims (12)

1.一种催化氢化连续化生产方法，其特征在于，在催化氢化连续化生产装置中生产六氢苯甲酸，所述催化氢化连续化生产装置包括原料输送泵(13)、高压加氢反应釜(21)、加氢后物料出口(26)、第一催化剂自动分离设备(31)、第二催化剂自动分离设备(32)、中间罐(33)、第一催化剂接收罐(35)、第二催化剂接收罐(34)、物料输送泵(41)、固定床反应器(42)、外部恒压氢气管线(48)、第一催化剂回收管线和第二催化剂回收管线，所述第一催化剂回收管线用于连接所述第一催化剂接收罐(35)和所述高压加氢反应釜(21)，所述第二催化剂回收管线用于连接所述第二催化剂接收罐(34)和所述高压加氢反应釜(21)，所述催化氢化连续化生产方法包括以下步骤：

步骤S1、熔融步骤：将苯甲酸加热熔融，然后通过所述原料输送泵(13)输送至所述高压加氢反应釜(21)；

步骤S2、反应釜加氢步骤：将加氢催化剂和氢气加入到所述高压加氢反应釜(21)内，在所述加氢催化剂的作用下，熔融的所述苯甲酸与所述氢气在所述高压加氢反应釜(21)内发生加氢反应，得到加氢后物料，所述加氢后物料经所述加氢后物料出口(26)进入所述第一催化剂自动分离设备(31)或所述第二催化剂自动分离设备(32)；

步骤S3、催化剂自动分离及返回步骤：来自所述高压加氢反应釜(21)的加氢后物料交错进入所述第一催化剂自动分离设备(31)和所述第二催化剂自动分离设备(32)；

来自所述高压加氢反应釜(21)的加氢后物料进入所述第一催化剂自动分离设备(31)的滤前腔后，经过滤芯的过滤分离，得到反应釜加氢后滤液和催化剂残渣，所述反应釜加氢后滤液经所述第一催化剂自动分离设备(31)的滤后腔进入所述中间罐(33)，所述滤前腔内的催化剂残渣进入所述第一催化剂接收罐(35)，与来自于所述中间罐(33)的所述反应釜加氢后滤液搅拌混合，经所述第一催化剂回收管线返回所述高压加氢反应釜(21)；

或者，来自所述高压加氢反应釜(21)的加氢后物料进入所述第二催化剂自动分离设备(32)的滤前腔后，经过滤芯的过滤分离，得到所述反应釜加氢后滤液和所述催化剂残渣；所述反应釜加氢后滤液经所述第二催化剂自动分离设备(32)的滤后腔进入所述中间罐(33)，所述滤前腔内的催化剂残渣进入所述第二催化剂接收罐(34)，与来自于所述中间罐(33)的反应釜加氢后滤液搅拌混合，经所述第二催化剂回收管线返回所述高压加氢反应釜(21)；

所述第一催化剂自动分离设备(31)和所述第二催化剂自动分离设备(32)自动切换，当所述第一催化剂自动分离设备(31)进行过滤分离过程时，所述第二催化剂自动分离设备(32)内分离得到的催化剂返回所述高压加氢反应釜(21)，交错进行；

步骤S4、固定床反应步骤：所述物料输送泵(41)将所述中间罐(33)内的反应釜加氢后滤液打入所述固定床反应器(42)内，所述固定床反应器(42)内装有固定床催化剂(44)，所述外部恒压氢气管线(48)将所述氢气输入所述固定床反应器(42)内，所述反应釜加氢后滤液与所述氢气在所述固定床催化剂(44)的催化作用下进行反应，经过冷凝和气液分离，得到所述六氢苯甲酸。

2.根据权利要求1所述的催化氢化连续化生产方法，其特征在于：所述催化氢化连续化生产装置包括第一密闭容器(11)、第二密闭容器(12)和管线(14)，所述步骤S1的具体方法为：

将所述第一密闭容器(11)与所述第二密闭容器(12)之间的所述管线(14)切断，在所述第一密闭容器(11)内加入所述苯甲酸，将所述苯甲酸加热熔融，将所述管线(14)连通，所述管线(14)使所述第一密闭容器(11)与所述第二密闭容器(12)等压，熔融的所述苯甲酸进入所述第二密闭容器(12)，然后通过所述原料输送泵(13)输送至所述高压加氢反应釜(21)。

3.根据权利要求1所述的催化氢化连续化生产方法，其特征在于：所述步骤S1中，将所述苯甲酸加热熔融的温度控制在100～150℃。

4.根据权利要求1所述的催化氢化连续化生产方法，其特征在于：所述步骤S2中的加氢催化剂和/或所述步骤S4中的固定床催化剂(44)为负载型催化剂，所述加氢催化剂的组成包括活性组分、助剂和载体，所述活性组分为Pt、Pd、Rh、Ru、Ir、Ni、Cu、Co、Fe中的一种或多种，所述助剂为Na、K、Mg、Ca、Ba、Cr、Mn、Mo、Zn、稀土元素中的一种或多种，所述载体为活性炭、改性活性炭、氧化铝、改性氧化铝、氧化硅、分子筛中的一种或多种。

5.根据权利要求1所述的催化氢化连续化生产方法，其特征在于：所述步骤S2中的加氢催化剂为粉末状钯炭、钌炭、铂炭、铑炭中的一种或多种。

6.根据权利要求1所述的催化氢化连续化生产方法，其特征在于：所述加氢催化剂为钯炭和钌炭的混合催化剂。

7.根据权利要求1所述的催化氢化连续化生产方法，其特征在于：所述步骤S2中，所述高压加氢反应釜(21)内的反应温度80～180℃，压力1～6MPa，搅拌速度600～1300r/min，搅拌为自吸式搅拌。

8.根据权利要求1所述的催化氢化连续化生产方法，其特征在于：所述第一催化剂自动分离设备(31)的滤后腔连接氮气吹扫管线，所述步骤S3中，通过所述氮气吹扫管线对所述第一催化剂自动分离设备(31)进行吹扫，将附着于所述第一催化剂自动分离设备(31)的滤芯外壁的残渣吹下。

9.根据权利要求1所述的催化氢化连续化生产方法，其特征在于：所述第二催化剂自动分离设备(32)的滤后腔连接氮气吹扫管线，通过所述氮气吹扫管线对所述第二催化剂自动分离设备(32)进行吹扫，将附着于所述第二催化剂自动分离设备(32)滤芯外壁的残渣吹下。

10.根据权利要求1所述的催化氢化连续化生产方法，其特征在于：所述步骤S4中，所述固定床催化剂(44)为颗粒状钯炭、钌炭、铂炭、铑炭中的一种或多种。

11.根据权利要求1所述的催化氢化连续化生产方法，其特征在于：所述步骤S4中，所述固定床催化剂(44)为颗粒状负载型催化剂钯炭和钌炭混合催化剂。

12.根据权利要求1所述的催化氢化连续化生产方法，其特征在于：所述步骤S4中，所述固定床反应器(42)内的反应温度控制在80～170℃，压力1～6MPa。