CN107098854A - 乙氧基喹啉连续化生产方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种乙氧基喹啉连续化生产方法，将原料对氨基苯乙醚液体和酸性催化剂对甲苯磺酸、脱水用的一半液体溶剂甲苯通过配料釜连续加入塔式反应器顶部，在塔式反应器内与原料丙酮蒸汽和共沸脱水用另一半溶剂甲苯蒸汽的混合蒸汽进行缩合脱水反应，从塔底连续排出缩合产物送“水洗、中和工序”处理；反应生成的水与甲苯共沸蒸汽以及部分未反应丙酮蒸汽的混合气体连续排出反应器外冷凝成液体，连续分离成甲苯相和水相，甲苯回系统复用，含部分丙酮的水溶液送“精馏提纯工序”回收丙酮。本发明提高了乙氧基喹啉单条生产线的生产能力，提高反应效率、缩短反应时间。

Description

乙氧基喹啉连续化生产方法

技术领域

本发明涉及一种乙氧基喹啉连续化生产方法。

背景技术

目前，乙氧基喹啉（6-乙氧基-2,2，4-三甲基-1,2-二氢喹啉）生产行业普遍采用“酸性催化剂催化对氨基苯乙醚与丙酮进行缩合脱水反应”原理，生产工艺基本上都为间歇式批量生产工艺，单条生产线生产能力小，单位生产能力的投资高、物耗和能耗高、用工多、劳动强度高，难以实现全自动控制，生产的产品纯度较低、质量不稳定，技术经济水平与本发明有较大差距。

发明内容

本发明的目的在于提供一种提高乙氧基喹啉单条生产线的生产能力，降低单位产能的投资，减少原材料和动力的消耗，减少污染物排放，提高效率的乙氧基喹啉连续化生产方法。

本发明的技术解决方案是：

一种乙氧基喹啉连续化生产方法，其特征是：将原料对氨基苯乙醚液体和酸性催化剂对甲苯磺酸、脱水用的一半液体溶剂甲苯通过配料釜连续加入塔式反应器顶部，在塔式反应器内与原料丙酮蒸汽和共沸脱水用另一半溶剂甲苯蒸汽的混合蒸汽进行缩合脱水反应，从塔底连续排出缩合产物送“水洗、中和工序”处理；反应生成的水与甲苯共沸蒸汽以及部分未反应丙酮蒸汽的混合气体连续排出反应器外冷凝成液体，连续分离成甲苯相和水相，甲苯回系统复用，含部分丙酮的水溶液送“精馏提纯工序”回收丙酮；

具体步骤包括：

（1）缩合工序

缩合工序由“液体配料单元”、“丙酮和甲苯汽化单元”、“缩合反应单元”、“冷凝分离单元”组成；

（2）水洗中和工序

缩合工序来的缩合物连续送入本工序“水洗、分离单元”，用水将粗品中的对甲苯磺酸洗涤、分离到水相中，连续送系统外处理；分离出的有机物相连续自流到“碱洗、分离单元”，用5%纯碱溶液中和掉残存的对甲苯磺酸后进行分层，分出的有机相连续送“精馏提纯工序”进行精制；

（3）精馏提纯工序

精馏提纯工序有丙酮回收、甲苯回收、对氨基苯乙醚回收和产品提纯功能，包括丙酮回收单元、脱溶釜组单元、精馏单元、短程蒸发单元。

所述“液体配料单元”含两台配料釜，配料釜带外盘管加热器，配料釜的体积根据产能确定，两台配料釜交替配料，以保证能连续稳定向缩合反应单元加送配制均匀的反应液；原料对氨基苯乙醚液体按配比所需量计量后加入第一台配料釜中，向第一台配料釜外盘管加热器通水蒸汽加热，开搅拌将釜内物料均匀加热到80～90℃后，将催化剂对甲苯磺酸（固体或液体）、溶剂甲苯液体按配比所需量计量后依次加入第一台配料釜中混合均匀，第一台配料釜的外加热器继续通水蒸汽加热，将釜内物料保持在100℃；将配制合格的第一台配料釜中的反应液连续加入缩合反应单元，自动控制第一台配料釜底部出料流量；同时，将第二台配料釜按第一台配料釜同样配料程序配制好合格的反应液待用，当第一台配料釜中反应液用完时立即切换至第二台配料釜向缩合反应单元加料；

所述“丙酮和甲苯汽化单元”含1台丙酮汽化器、1台甲苯汽化器和1台丙酮蒸汽过热器、1台甲苯蒸汽过热器；丙酮汽化器和甲苯汽化器都是立式管壳式结构，管程通水蒸汽加热，从后道工序送来的回收丙酮或回收甲苯液体及从原料库区送来的新鲜丙酮或甲苯液体自控流量后连续加入丙酮汽化器或甲苯汽化器的壳程全部汽化；丙酮蒸汽和甲苯蒸汽经丙酮蒸汽过热器或甲苯蒸汽过热器加热到130～140℃，保持丙酮蒸汽压力在0.15 MPa（g）、甲苯蒸汽压力在0.10 MPa（g），分别送“缩合反应单元”使用；丙酮蒸汽过热器和甲苯蒸汽过热器都是列管式加热器；

所述“缩合反应单元”含1台塔式反应器、1台缩合物受槽和1台缩合物转料泵；塔式反应器从顶到底分成4到8个反应段，每段高度为2.5米左右，各段之间用水平隔板分隔，各层隔板能够承载本层反应液的负荷；塔式反应器的筒体在每段隔板的上侧设有排液口，每一排液口外接一个管式液封装置来自控各反应段液位稳定；该管式液封装置由垂直的内管和外筒组成，内管高度在2米左右，内管下口接90度弯头后，水平段伸出外筒与上述排液口连接，内管上口敞开，以便本反应段的液体从这里连续溢流到外筒内；外筒高度2.5米左右，用比内管大一规格的钢管做成，外筒顶、底均有端板，底部设有出料口，连续将溢流到外筒的物料排入下一反应段的液体分布器去，外筒顶部设有气相平衡口，与对应反应段的排气管连通，以保持反应段和溢流口压力平衡；塔式反应器最下一个反应段的排液口与缩合物受槽中所设的溢流管连接；缩合物受槽的结构与上面所述的管式液封装置结构基本相同，只是缩合物受槽的外筒直径要大的多，以便缩合物受槽能够连续接纳塔式反应器排出的缩合物，再用缩合物转料泵将缩合物受槽中的缩合物送“水洗、中和工序”处理；缩合物转料泵用变频调节控制输出流量，保持缩合物受槽中液位稳定；塔式反应器的每个反应段上部都设有液体分布器，液体分布器为槽式分布器，离顶部0.3米左右安装；塔式反应器的每个反应段下部设有气体分布器，气体分布器为管式分布器；（分布管两侧管壁开有水平布气孔），气体分布器离底部0.3米左右安装。塔式反应器的每个反应段筒体设一组外盘管加热器，根据对应反应段液温自动控制通入盘管加热器的蒸汽流量，保持各段反应液温度稳定在128℃；分别从“丙酮和甲苯汽化单元”来的丙酮蒸汽和甲苯蒸汽总管接支管到管道混合器将丙酮和甲苯蒸汽混合后进各反应段下部的气体分布器，自控各支管甲苯蒸汽流量，保持进各反应段的甲苯蒸汽流量均衡；自控各支管丙酮蒸汽流量，保持进各反应段的丙酮蒸汽流量从最上一个反应段向下逐渐减少，进最下一个反应段的丙酮蒸汽流量为最上一个的一半。塔式反应器的每个反应段顶部侧面设气体排出口，各排气管伸入到反应塔中心线附近，将各段气体引出塔外汇入排气总管，送“冷凝分离单元”处理，保持常压反应；塔式反应器的直径和反应段个数根据生产能力确定。

所述“冷凝分离单元”包括1台循环水冷凝器、1台冷冻水冷凝器、1台溶剂和水分离器、1台溶剂受槽、1台溶剂转料泵、1台水相物受槽、1台水相物转料泵；“缩合反应单元”连续送来含甲苯、水、丙酮的气体，在循环水冷凝器、冷冻水冷凝器串联的冷凝器组中冷凝成液体后流入溶剂和水分离器进行液液分离；溶剂和水分离器上部连续溢流出的溶剂甲苯收入溶剂受槽，用溶剂转料泵送“丙酮和甲苯汽化单元”复用；沉降到溶剂和水分离器下部的水相物通过液封装置控制溶剂和水分离器液位稳定后连续溢流收入水相物受槽，用水相物转料泵送“精馏提纯工序”回收丙酮。

所述“水洗、分离单元”包括1台水洗搅拌釜、1台自动分水器、1台洗水受槽及1台洗水输送泵；水洗搅拌釜高于自动分水器布置，洗水受槽低于自动分水器布置。缩合工序缩合物转料泵送来的缩合物先进水洗搅拌釜与“精馏提纯工序”丙酮塔底液转料泵送来的水混合搅拌，混合液从水洗搅拌釜底部流出，通过液封管控制水洗搅拌釜中液位稳定后自流进自动分水器中部，有机相在自动分水器中上浮到上部后溢流去“碱洗、分离单元”；水相物在自动分水器中沉降到下部，靠液封管控制自动分水器液位稳定后，从自动分水器底部流到洗水受槽中，用洗水输送泵送系统外回收、精制对甲苯磺酸返回系统重复使用；水洗搅拌釜的体积要满足有机相和水相混合物在水洗搅拌釜中的停留时间不少于10分钟； 自动分水器的体积要满足有机相和水相物在自动分水器中的停留时间不少于半小时；

所述“碱洗、分离单元”包括一级碱洗搅拌釜、一级自动分离器、一级水相物受槽、一级水相物输送泵、二级碱洗搅拌釜、二级自动分离器、二级水相物受槽、二级水相物输送泵、粗品受槽、粗品输送泵；一级碱洗搅拌釜高于一级自动分离器布置，二级碱洗搅拌釜顶部低于一级自动分离器中部布置，一级碱洗搅拌釜中物料从底部流出，通过液封管控制一级碱洗搅拌釜液位稳定后自流进一级自动分离器中部，有机相在一级自动分离器中上浮到上部后溢流去二级碱洗搅拌釜；二级碱洗搅拌釜高于二级自动分离器布置，粗品受槽顶部低于二级自动分离器的中部布置，二级碱洗搅拌釜中物料从底部流出，通过液封管控制二级碱洗搅拌釜液位稳定后自流进二级自动分离器中部，有机相在二级自动分离器中上浮到上部后溢流去粗品受槽；

从“水洗、分离单元”来的有机相连续自流入一级碱洗搅拌釜初步碱洗，经一级自动分离器分离后自流入二级碱洗搅拌釜再碱洗到中性，经二级自动分离器分离后自流入粗品受槽，用粗品输送泵送“精馏提纯工序”处理；界外送来的5%纯碱溶液连续加入二级碱洗搅拌釜中和一次，经二级自动分离器分离后自流入二级水相物受槽，用二级水相物输送泵送一级碱洗搅拌釜再中和一次，经一级自动分离器分离后自流入一级水相物受槽，用一级水相物输送泵送废水站去处理；加入二级碱洗搅拌釜的5%纯碱溶液流量根据二级碱洗搅拌釜中物料酸度自动控制 。一级碱洗搅拌釜、二级碱洗搅拌釜的体积要满足相应有机相和纯碱液混合物在一级碱洗搅拌釜、二级碱洗搅拌釜中的停留时间均不少于10分钟；一级自动分离器、二级自动分离器的体积以满足相应有机相和水相物在一级自动分离器、二级自动分离器中的停留时间不少于半小时。

所述“丙酮回收单元”包括丙酮精馏塔、塔顶冷凝器、丙酮受槽、丙酮转料泵、塔底再沸器、塔底液受槽、塔底液转料泵，进行常压精馏；从缩合工序“冷凝分离单元”水相物转料泵送来的丙酮水溶液连续加入丙酮精馏塔中部，丙酮精馏塔顶部出丙酮蒸汽，经塔顶冷凝器冷凝成液体后，部分回流到塔顶，其余收入丙酮受槽，用丙酮转料泵送缩合工序“丙酮和甲苯汽化单元”复用；丙酮精馏塔塔底液为丙酮含量小于0.1%的水，保持塔底液位稳定后自流入塔底液受槽，用塔底液转料泵送水洗中和工序 的“水洗、分离单元”水洗釜洗涤缩合物；

所述“脱溶釜组单元”包括一级脱溶釜、二级脱溶釜、脱溶循环水冷凝器、脱溶冷冻水冷凝器、脱溶溶剂受槽、脱溶物受槽、脱溶物转料泵、脱溶真空泵；一级脱溶釜、二级脱溶釜都带有外盘管或夹套加热器，釜内部都装有旋转圆盘式分布器，靠缩短至釜内上段的搅拌轴带动旋转，圆盘式分布器外沿上侧设有一圈80 mm高的挡板，在挡板垂直方向中下部开有一圈φ6mm的孔；孔间距在30mm。水洗中和工序“碱洗、分离单元”粗品输送泵送来的粗品连续加入一级脱溶釜的圆盘中部，一级脱溶釜底部的物料连续加入二级脱溶釜的圆盘中部；加入一级脱溶釜、二级脱溶釜的液体靠离心力从圆盘侧面小孔均匀甩到釜壁面，形成一层均匀的降膜，快速将溶剂蒸发出来，从各釜顶部的升汽管排出釜外后，合并进入脱溶循环水冷凝器、脱溶冷冻水冷凝器串联的冷凝器组冷凝成液体，收入脱溶溶剂受槽中，回缩合工序“丙酮和甲苯汽化单元”复用；经脱溶冷冻水冷凝器冷冻除溶剂后的尾气从气相管接脱溶真空泵，保持系统真空度不低于0.09MPa；进一级脱溶釜和二级脱溶釜外盘管或夹套的加热蒸汽流量根据各自釜底物料的温度自动调节控制，保持一级脱溶釜釜底物料温度不小于80℃、二级脱溶釜釜底物料温度不小于100℃。一级脱溶釜高于二级脱溶釜布置，二级脱溶釜高于脱溶物受槽布置，以实现自流；脱溶物受槽中脱除溶剂的粗品用脱溶物转料泵连续送“精馏单元”处理，脱溶物转料泵用变频调节控制输出流量，保持脱溶物受槽液位稳定；

所述“精馏单元”包括精馏塔、塔顶冷凝器、塔顶液液封槽、塔顶液受槽、塔顶液转料泵、精馏罗茨真空机组、侧线冷凝器、侧线液液封槽、侧线液受槽、侧线液转料泵、塔底液循环泵、塔底再沸器、塔底液转料泵；精馏塔内装3段填料：中间进料口以上为精馏段丝网波纹填料，精馏段填料总高在10米左右；中间进料口以下到侧线出料口之间为提馏段丝网波纹填料，提馏段填料总高在10米左右；侧线出料口以下为脱高段波纹板填料；脱高段填料高度在2米左右。 “脱溶釜组单元”脱溶物转料泵送来的脱除溶剂的粗品连续从精馏塔中部的进料口进精馏塔，塔顶出对氨基苯乙醚蒸汽，在塔顶冷凝器中冷凝成液体，部分回流到塔顶，其余液体经过塔顶液液封槽破除真空后流入塔顶液受槽，用塔顶液转料泵送缩合工序复用；乙氧基喹啉蒸汽从侧线出料口引入侧线冷凝器冷凝成液体，经过侧线液液封槽破除真空后流入侧线液受槽，得到纯度大于98%的产品，用侧线液转料泵送成品库，自动控制侧线出料口出来的乙氧基喹啉蒸汽流量，保持“精馏单元”稳定； 精馏塔中的液体流到底部被塔底液循环泵送经塔底再沸器用240～250℃的导热油加热成汽液混合物再回到精馏塔塔底，随着精馏塔底部液体物料累积，用塔底液转料泵转送去“短程蒸发单元”处理，靠变频自控调节塔底液转料泵输出流量保持精馏塔塔底液位稳定；塔顶冷凝器和侧线冷凝器的排气管汇合后接精馏罗茨真空机组，保持系统绝压不超过20Pa；

所述“短程蒸发单元”包括1台短程蒸发器、1台蒸出物受槽、1台残液受槽、1台蒸出物转料泵、1台残液转料泵、1套短程蒸发罗茨真空机组；“精馏单元”的塔底液转料泵来料加入短程蒸发器的分布器，在短程蒸发器壁面分布成一层均匀的薄降膜，短程蒸发器夹套用240～250℃的导热油加热，将乙氧基喹啉蒸发出来，被短程蒸发器的内置冷凝器冷凝成液体经排液管接蒸出物受槽的进料口，蒸出物受槽进料管为插底结构，以实现隔离、破除短程蒸发器带来的真空，蒸出物受槽中产品用蒸出物转料泵连续转送成品库；未蒸发高沸物从短程蒸发器的残液出口接残液受槽的进料口，残液受槽进料管也为插底结构，以实现隔离、破除短程蒸发器带来的真空，残液受槽中残液用残液转料泵转送残液贮槽，残液综合利用或作为废液处理；短程蒸发器的尾气管接短程蒸发罗茨真空机组，保持系统绝压不超过10Pa。

本发明提高了乙氧基喹啉单条生产线的生产能力，降低单位产能的投资，减少原材料和动力的消耗，减少污染物排放以提高生产的清洁度，提高反应效率、缩短反应时间，提高后处理效率，减少重复用工、减轻工人劳动强度，实现全自动控制，稳定、提高产品质量，从而提高各项技术经济水平。与现有普遍采用的技术相比，单条生产线生产能力至少可以提高2倍以上，多到可以提高10倍以上。单位生产能力投资、物耗和能耗都有大幅度的降低，产品质量和劳动生产率明显提高，产品纯度可以达到98%以上，单吨产品生产成本较间歇法工艺可以下降一千元以上。

下面结合实施例对本发明作进一步说明。

具体实施方式

一种乙氧基喹啉连续化生产方法，其特征是：将原料对氨基苯乙醚液体和酸性催化剂对甲苯磺酸、脱水用的一半液体溶剂甲苯通过配料釜连续加入塔式反应器顶部，在塔式反应器内与原料丙酮蒸汽和共沸脱水用另一半溶剂甲苯蒸汽的混合蒸汽进行缩合脱水反应，从塔底连续排出缩合产物送“水洗、中和工序”处理；反应生成的水与甲苯共沸蒸汽以及部分未反应丙酮蒸汽的混合气体连续排出反应器外冷凝成液体，连续分离成甲苯相和水相，甲苯回系统复用，含部分丙酮的水溶液送“精馏提纯工序”回收丙酮；

具体步骤包括：

（1）缩合工序

缩合工序由“液体配料单元”、“丙酮和甲苯汽化单元”、“缩合反应单元”、“冷凝分离单元”组成；

（2）水洗中和工序

缩合工序来的缩合物连续送入本工序“水洗、分离单元”，用水将粗品中的对甲苯磺酸洗涤、分离到水相中，连续送系统外处理；分离出的有机物相连续自流到“碱洗、分离单元”，用5%纯碱溶液中和掉残存的对甲苯磺酸后进行分层，分出的有机相连续送“精馏提纯工序”进行精制；

（3）精馏提纯工序

精馏提纯工序有丙酮回收、甲苯回收、对氨基苯乙醚回收和产品提纯功能，包括丙酮回收单元、脱溶釜组单元、精馏单元、短程蒸发单元。

所述“液体配料单元”含两台配料釜，配料釜带外盘管加热器，配料釜的体积根据产能确定，两台配料釜交替配料，以保证能连续稳定向缩合反应单元加送配制均匀的反应液；原料对氨基苯乙醚液体按配比所需量计量后加入第一台配料釜中，向第一台配料釜外盘管加热器通水蒸汽加热，开搅拌将釜内物料均匀加热到80～90℃后，将催化剂对甲苯磺酸（固体或液体）、溶剂甲苯液体按配比所需量计量后依次加入第一台配料釜中混合均匀，第一台配料釜的外加热器继续通水蒸汽加热，将釜内物料保持在100℃；将配制合格的第一台配料釜中的反应液连续加入缩合反应单元，自动控制第一台配料釜底部出料流量；同时，将第二台配料釜按第一台配料釜同样配料程序配制好合格的反应液待用，当第一台配料釜中反应液用完时立即切换至第二台配料釜向缩合反应单元加料；

所述“丙酮和甲苯汽化单元”含1台丙酮汽化器、1台甲苯汽化器和1台丙酮蒸汽过热器、1台甲苯蒸汽过热器；丙酮汽化器和甲苯汽化器都是立式管壳式结构，管程通水蒸汽加热，从后道工序送来的回收丙酮或回收甲苯液体及从原料库区送来的新鲜丙酮或甲苯液体自控流量后连续加入丙酮汽化器或甲苯汽化器的壳程全部汽化；丙酮蒸汽和甲苯蒸汽经丙酮蒸汽过热器或甲苯蒸汽过热器加热到130～140℃，保持丙酮蒸汽压力在0.15 MPa（g）、甲苯蒸汽压力在0.10 MPa（g），分别送“缩合反应单元”使用；丙酮蒸汽过热器和甲苯蒸汽过热器都是列管式加热器；

所述“缩合反应单元”含1台塔式反应器、1台缩合物受槽和1台缩合物转料泵；塔式反应器从顶到底分成4到8个反应段，每段高度为2.5米左右，各段之间用水平隔板分隔，各层隔板能够承载本层反应液的负荷；塔式反应器的筒体在每段隔板的上侧设有排液口，每一排液口外接一个管式液封装置来自控各反应段液位稳定；该管式液封装置由垂直的内管和外筒组成，内管高度在2米左右，内管下口接90度弯头后，水平段伸出外筒与上述排液口连接，内管上口敞开，以便本反应段的液体从这里连续溢流到外筒内；外筒高度2.5米左右，用比内管大一规格的钢管做成，外筒顶、底均有端板，底部设有出料口，连续将溢流到外筒的物料排入下一反应段的液体分布器去，外筒顶部设有气相平衡口，与对应反应段的排气管连通，以保持反应段和溢流口压力平衡；塔式反应器最下一个反应段的排液口与缩合物受槽中所设的溢流管连接；缩合物受槽的结构与上面所述的管式液封装置结构基本相同，只是缩合物受槽的外筒直径要大的多，以便缩合物受槽能够连续接纳塔式反应器排出的缩合物，再用缩合物转料泵将缩合物受槽中的缩合物送“水洗、中和工序”处理；缩合物转料泵用变频调节控制输出流量，保持缩合物受槽中液位稳定；塔式反应器的每个反应段上部都设有液体分布器，液体分布器为槽式分布器，离顶部0.3米左右安装；塔式反应器的每个反应段下部设有气体分布器，气体分布器为管式分布器；（分布管两侧管壁开有水平布气孔），气体分布器离底部0.3米左右安装。塔式反应器的每个反应段筒体设一组外盘管加热器，根据对应反应段液温自动控制通入盘管加热器的蒸汽流量，保持各段反应液温度稳定在128℃；分别从“丙酮和甲苯汽化单元”来的丙酮蒸汽和甲苯蒸汽总管接支管到管道混合器将丙酮和甲苯蒸汽混合后进各反应段下部的气体分布器，自控各支管甲苯蒸汽流量，保持进各反应段的甲苯蒸汽流量均衡；自控各支管丙酮蒸汽流量，保持进各反应段的丙酮蒸汽流量从最上一个反应段向下逐渐减少，进最下一个反应段的丙酮蒸汽流量为最上一个的一半。塔式反应器的每个反应段顶部侧面设气体排出口，各排气管伸入到反应塔中心线附近，将各段气体引出塔外汇入排气总管，送“冷凝分离单元”处理，保持常压反应；塔式反应器的直径和反应段个数根据生产能力确定。

所述“冷凝分离单元”包括1台循环水冷凝器、1台冷冻水冷凝器、1台溶剂和水分离器、1台溶剂受槽、1台溶剂转料泵、1台水相物受槽、1台水相物转料泵；“缩合反应单元”连续送来含甲苯、水、丙酮的气体，在循环水冷凝器、冷冻水冷凝器串联的冷凝器组中冷凝成液体后流入溶剂和水分离器进行液液分离；溶剂和水分离器上部连续溢流出的溶剂甲苯收入溶剂受槽，用溶剂转料泵送“丙酮和甲苯汽化单元”复用；沉降到溶剂和水分离器下部的水相物通过液封装置控制溶剂和水分离器液位稳定后连续溢流收入水相物受槽，用水相物转料泵送“精馏提纯工序”回收丙酮。

所述“水洗、分离单元”包括1台水洗搅拌釜、1台自动分水器、1台洗水受槽及1台洗水输送泵；水洗搅拌釜高于自动分水器布置，洗水受槽低于自动分水器布置。缩合工序缩合物转料泵送来的缩合物先进水洗搅拌釜与“精馏提纯工序”丙酮塔底液转料泵送来的水混合搅拌，混合液从水洗搅拌釜底部流出，通过液封管控制水洗搅拌釜中液位稳定后自流进自动分水器中部，有机相在自动分水器中上浮到上部后溢流去“碱洗、分离单元”；水相物在自动分水器中沉降到下部，靠液封管控制自动分水器液位稳定后，从自动分水器底部流到洗水受槽中，用洗水输送泵送系统外回收、精制对甲苯磺酸返回系统重复使用；水洗搅拌釜的体积要满足有机相和水相混合物在水洗搅拌釜中的停留时间不少于10分钟； 自动分水器的体积要满足有机相和水相物在自动分水器中的停留时间不少于半小时；

所述“碱洗、分离单元”包括一级碱洗搅拌釜、一级自动分离器、一级水相物受槽、一级水相物输送泵、二级碱洗搅拌釜、二级自动分离器、二级水相物受槽、二级水相物输送泵、粗品受槽、粗品输送泵；一级碱洗搅拌釜高于一级自动分离器布置，二级碱洗搅拌釜顶部低于一级自动分离器中部布置，一级碱洗搅拌釜中物料从底部流出，通过液封管控制一级碱洗搅拌釜液位稳定后自流进一级自动分离器中部，有机相在一级自动分离器中上浮到上部后溢流去二级碱洗搅拌釜；二级碱洗搅拌釜高于二级自动分离器布置，粗品受槽顶部低于二级自动分离器的中部布置，二级碱洗搅拌釜中物料从底部流出，通过液封管控制二级碱洗搅拌釜液位稳定后自流进二级自动分离器中部，有机相在二级自动分离器中上浮到上部后溢流去粗品受槽；

从“水洗、分离单元”来的有机相连续自流入一级碱洗搅拌釜初步碱洗，经一级自动分离器分离后自流入二级碱洗搅拌釜再碱洗到中性，经二级自动分离器分离后自流入粗品受槽，用粗品输送泵送“精馏提纯工序”处理；界外送来的5%纯碱溶液连续加入二级碱洗搅拌釜中和一次，经二级自动分离器分离后自流入二级水相物受槽，用二级水相物输送泵送一级碱洗搅拌釜再中和一次，经一级自动分离器分离后自流入一级水相物受槽，用一级水相物输送泵送废水站去处理；加入二级碱洗搅拌釜的5%纯碱溶液流量根据二级碱洗搅拌釜中物料酸度自动控制 。一级碱洗搅拌釜、二级碱洗搅拌釜的体积要满足相应有机相和纯碱液混合物在一级碱洗搅拌釜、二级碱洗搅拌釜中的停留时间均不少于10分钟；一级自动分离器、二级自动分离器的体积以满足相应有机相和水相物在一级自动分离器、二级自动分离器中的停留时间不少于半小时。

所述“丙酮回收单元”包括丙酮精馏塔、塔顶冷凝器、丙酮受槽、丙酮转料泵、塔底再沸器、塔底液受槽、塔底液转料泵，进行常压精馏；从缩合工序“冷凝分离单元”水相物转料泵送来的丙酮水溶液连续加入丙酮精馏塔中部，丙酮精馏塔顶部出丙酮蒸汽，经塔顶冷凝器冷凝成液体后，部分回流到塔顶，其余收入丙酮受槽，用丙酮转料泵送缩合工序“丙酮和甲苯汽化单元”复用；丙酮精馏塔塔底液为丙酮含量小于0.1%的水，保持塔底液位稳定后自流入塔底液受槽，用塔底液转料泵送水洗中和工序 的“水洗、分离单元”水洗釜洗涤缩合物；

所述“脱溶釜组单元”包括一级脱溶釜、二级脱溶釜、脱溶循环水冷凝器、脱溶冷冻水冷凝器、脱溶溶剂受槽、脱溶物受槽、脱溶物转料泵、脱溶真空泵；一级脱溶釜、二级脱溶釜都带有外盘管或夹套加热器，釜内部都装有旋转圆盘式分布器，靠缩短至釜内上段的搅拌轴带动旋转，圆盘式分布器外沿上侧设有一圈80 mm高的挡板，在挡板垂直方向中下部开有一圈φ6mm的孔；孔间距在30mm。水洗中和工序“碱洗、分离单元”粗品输送泵送来的粗品连续加入一级脱溶釜的圆盘中部，一级脱溶釜底部的物料连续加入二级脱溶釜的圆盘中部；加入一级脱溶釜、二级脱溶釜的液体靠离心力从圆盘侧面小孔均匀甩到釜壁面，形成一层均匀的降膜，快速将溶剂蒸发出来，从各釜顶部的升汽管排出釜外后，合并进入脱溶循环水冷凝器、脱溶冷冻水冷凝器串联的冷凝器组冷凝成液体，收入脱溶溶剂受槽中，回缩合工序“丙酮和甲苯汽化单元”复用；经脱溶冷冻水冷凝器冷冻除溶剂后的尾气从气相管接脱溶真空泵，保持系统真空度不低于0.09MPa；进一级脱溶釜和二级脱溶釜外盘管或夹套的加热蒸汽流量根据各自釜底物料的温度自动调节控制，保持一级脱溶釜釜底物料温度不小于80℃、二级脱溶釜釜底物料温度不小于100℃。一级脱溶釜高于二级脱溶釜布置，二级脱溶釜高于脱溶物受槽布置，以实现自流；脱溶物受槽中脱除溶剂的粗品用脱溶物转料泵连续送“精馏单元”处理，脱溶物转料泵用变频调节控制输出流量，保持脱溶物受槽液位稳定；

所述“精馏单元”包括精馏塔、塔顶冷凝器、塔顶液液封槽、塔顶液受槽、塔顶液转料泵、精馏罗茨真空机组、侧线冷凝器、侧线液液封槽、侧线液受槽、侧线液转料泵、塔底液循环泵、塔底再沸器、塔底液转料泵；精馏塔内装3段填料：中间进料口以上为精馏段丝网波纹填料，精馏段填料总高在10米左右；中间进料口以下到侧线出料口之间为提馏段丝网波纹填料，提馏段填料总高在10米左右；侧线出料口以下为脱高段波纹板填料；脱高段填料高度在2米左右。 “脱溶釜组单元”脱溶物转料泵送来的脱除溶剂的粗品连续从精馏塔中部的进料口进精馏塔，塔顶出对氨基苯乙醚蒸汽，在塔顶冷凝器中冷凝成液体，部分回流到塔顶，其余液体经过塔顶液液封槽破除真空后流入塔顶液受槽，用塔顶液转料泵送缩合工序复用；乙氧基喹啉蒸汽从侧线出料口引入侧线冷凝器冷凝成液体，经过侧线液液封槽破除真空后流入侧线液受槽，得到纯度大于98%的产品，用侧线液转料泵送成品库，自动控制侧线出料口出来的乙氧基喹啉蒸汽流量，保持“精馏单元”稳定； 精馏塔中的液体流到底部被塔底液循环泵送经塔底再沸器用240～250℃的导热油加热成汽液混合物再回到精馏塔塔底，随着精馏塔底部液体物料累积，用塔底液转料泵转送去“短程蒸发单元”处理，靠变频自控调节塔底液转料泵输出流量保持精馏塔塔底液位稳定；塔顶冷凝器和侧线冷凝器的排气管汇合后接精馏罗茨真空机组，保持系统绝压不超过20Pa；

所述“短程蒸发单元”包括1台短程蒸发器、1台蒸出物受槽、1台残液受槽、1台蒸出物转料泵、1台残液转料泵、1套短程蒸发罗茨真空机组；“精馏单元”的塔底液转料泵来料加入短程蒸发器的分布器，在短程蒸发器壁面分布成一层均匀的薄降膜，短程蒸发器夹套用240～250℃的导热油加热，将乙氧基喹啉蒸发出来，被短程蒸发器的内置冷凝器冷凝成液体经排液管接蒸出物受槽的进料口，蒸出物受槽进料管为插底结构，以实现隔离、破除短程蒸发器带来的真空，蒸出物受槽中产品用蒸出物转料泵连续转送成品库；未蒸发高沸物从短程蒸发器的残液出口接残液受槽的进料口，残液受槽进料管也为插底结构，以实现隔离、破除短程蒸发器带来的真空，残液受槽中残液用残液转料泵转送残液贮槽，残液综合利用或作为废液处理；短程蒸发器的尾气管接短程蒸发罗茨真空机组，保持系统绝压不超过10Pa。

应用例：以1台φ1500×15000（设6个反应段）的缩合反应塔、2台φ1200×2500脱溶釜、1台φ1400×25000的精馏塔、1台2 m²的短程蒸发器为核心设备，与2台10 m³配料釜、1台5 m³水洗搅拌釜、1台20 m³自动分水器、2台5m³碱洗搅拌釜、2台20 m³碱液分离器等设备配套，每年可生产出5000吨纯度98%以上的乙氧基喹啉。

Claims (4)

1.一种乙氧基喹啉连续化生产方法，其特征是：将原料对氨基苯乙醚液体和酸性催化剂对甲苯磺酸、脱水用的一半液体溶剂甲苯通过配料釜连续加入塔式反应器顶部，在塔式反应器内与原料丙酮蒸汽和共沸脱水用另一半溶剂甲苯蒸汽的混合蒸汽进行缩合脱水反应，从塔底连续排出缩合产物送“水洗、中和工序”处理；反应生成的水与甲苯共沸蒸汽以及部分未反应丙酮蒸汽的混合气体连续排出反应器外冷凝成液体，连续分离成甲苯相和水相，甲苯回系统复用，含部分丙酮的水溶液送“精馏提纯工序”回收丙酮；

具体步骤包括：

（1）缩合工序

缩合工序由“液体配料单元”、“丙酮和甲苯汽化单元”、“缩合反应单元”、“冷凝分离单元”组成；

（2）水洗中和工序

缩合工序来的缩合物连续送入本工序“水洗、分离单元”，用水将粗品中的对甲苯磺酸洗涤、分离到水相中，连续送系统外处理；分离出的有机物相连续自流到“碱洗、分离单元”，用纯碱溶液中和掉残存的对甲苯磺酸后进行分层，分出的有机相连续送“精馏提纯工序”进行精制；

（3）精馏提纯工序

精馏提纯工序有丙酮回收、甲苯回收、对氨基苯乙醚回收和产品提纯功能，包括丙酮回收单元、脱溶釜组单元、精馏单元、短程蒸发单元。

2.根据权利要求1所述的乙氧基喹啉连续化生产方法，其特征是：所述“液体配料单元”含两台配料釜，配料釜带外盘管加热器，配料釜的体积根据产能确定，两台配料釜交替配料，以保证能连续稳定向缩合反应单元加送配制均匀的反应液；原料对氨基苯乙醚液体按配比所需量计量后加入第一台配料釜中，向第一台配料釜外盘管加热器通水蒸汽加热，开搅拌将釜内物料均匀加热到80～90℃后，将催化剂对甲苯磺酸、溶剂甲苯液体按配比所需量计量后依次加入第一台配料釜中混合均匀，第一台配料釜的外加热器继续通水蒸汽加热，将釜内物料保持在100℃；将配制合格的第一台配料釜中的反应液连续加入缩合反应单元，自动控制第一台配料釜底部出料流量；同时，将第二台配料釜按第一台配料釜同样配料程序配制好合格的反应液待用，当第一台配料釜中反应液用完时立即切换至第二台配料釜向缩合反应单元加料；

所述“丙酮和甲苯汽化单元”含1台丙酮汽化器、1台甲苯汽化器和1台丙酮蒸汽过热器、1台甲苯蒸汽过热器；丙酮汽化器和甲苯汽化器都是立式管壳式结构，管程通水蒸汽加热，从后道工序送来的回收丙酮或回收甲苯液体及从原料库区送来的新鲜丙酮或甲苯液体自控流量后连续加入丙酮汽化器或甲苯汽化器的壳程全部汽化；丙酮蒸汽和甲苯蒸汽经丙酮蒸汽过热器或甲苯蒸汽过热器加热到130～140℃，保持丙酮蒸汽压力在0.15 MPa（g）、甲苯蒸汽压力在0.10 MPa（g），分别送“缩合反应单元”使用；丙酮蒸汽过热器和甲苯蒸汽过热器都是列管式加热器；

所述“缩合反应单元”含1台塔式反应器、1台缩合物受槽和1台缩合物转料泵；塔式反应器从顶到底分成4到8个反应段，各段之间用水平隔板分隔，各层隔板能够承载本层反应液的负荷；塔式反应器的筒体在每段隔板的上侧设有排液口，每一排液口外接一个管式液封装置来自控各反应段液位稳定；该管式液封装置由垂直的内管和外筒组成，内管下口接90度弯头后，水平段伸出外筒与上述排液口连接，内管上口敞开，以便本反应段的液体从这里连续溢流到外筒内；外筒顶、底均有端板，底部设有出料口，连续将溢流到外筒的物料排入下一反应段的液体分布器去，外筒顶部设有气相平衡口，与对应反应段的排气管连通，以保持反应段和溢流口压力平衡；塔式反应器最下一个反应段的排液口与缩合物受槽中所设的溢流管连接；缩合物受槽能够连续接纳塔式反应器排出的缩合物，再用缩合物转料泵将缩合物受槽中的缩合物送“水洗、中和工序”处理；缩合物转料泵用变频调节控制输出流量，保持缩合物受槽中液位稳定；塔式反应器的每个反应段上部都设有液体分布器，液体分布器为槽式分布器；塔式反应器的每个反应段下部设有气体分布器，气体分布器为管式分布器；塔式反应器的每个反应段筒体设一组外盘管加热器，分别从“丙酮和甲苯汽化单元”来的丙酮蒸汽和甲苯蒸汽总管接支管到管道混合器将丙酮和甲苯蒸汽混合后进各反应段下部的气体分布器；塔式反应器的每个反应段顶部侧面设气体排出口，各排气管伸入到反应塔中心线附近，将各段气体引出塔外汇入排气总管，送“冷凝分离单元”处理，保持常压反应；

所述“冷凝分离单元”包括1台循环水冷凝器、1台冷冻水冷凝器、1台溶剂和水分离器、1台溶剂受槽、1台溶剂转料泵、1台水相物受槽、1台水相物转料泵；“缩合反应单元”连续送来含甲苯、水、丙酮的气体，在循环水冷凝器、冷冻水冷凝器串联的冷凝器组中冷凝成液体后流入溶剂和水分离器进行液液分离；溶剂和水分离器上部连续溢流出的溶剂甲苯收入溶剂受槽，用溶剂转料泵送“丙酮和甲苯汽化单元”复用；沉降到溶剂和水分离器下部的水相物通过液封装置控制溶剂和水分离器液位稳定后连续溢流收入水相物受槽，用水相物转料泵送“精馏提纯工序”回收丙酮。

3. 根据权利要求1所述的乙氧基喹啉连续化生产方法，其特征是：所述“水洗、分离单元”包括1台水洗搅拌釜、1台自动分水器、1台洗水受槽及1台洗水输送泵；水洗搅拌釜高于自动分水器布置，洗水受槽低于自动分水器布置；缩合工序缩合物转料泵送来的缩合物先进水洗搅拌釜与“精馏提纯工序”丙酮塔底液转料泵送来的水混合搅拌，混合液从水洗搅拌釜底部流出，通过液封管控制水洗搅拌釜中液位稳定后自流进自动分水器中部，有机相在自动分水器中上浮到上部后溢流去“碱洗、分离单元”；水相物在自动分水器中沉降到下部，靠液封管控制自动分水器液位稳定后，从自动分水器底部流到洗水受槽中，用洗水输送泵送系统外回收、精制对甲苯磺酸返回系统重复使用；水洗搅拌釜的体积要满足有机相和水相混合物在水洗搅拌釜中的停留时间不少于10分钟； 自动分水器的体积要满足有机相和水相物在自动分水器中的停留时间不少于半小时；

所述“碱洗、分离单元”包括一级碱洗搅拌釜、一级自动分离器、一级水相物受槽、一级水相物输送泵、二级碱洗搅拌釜、二级自动分离器、二级水相物受槽、二级水相物输送泵、粗品受槽、粗品输送泵；一级碱洗搅拌釜高于一级自动分离器布置，二级碱洗搅拌釜顶部低于一级自动分离器中部布置，一级碱洗搅拌釜中物料从底部流出，通过液封管控制一级碱洗搅拌釜液位稳定后自流进一级自动分离器中部，有机相在一级自动分离器中上浮到上部后溢流去二级碱洗搅拌釜；二级碱洗搅拌釜高于二级自动分离器布置，粗品受槽顶部低于二级自动分离器的中部布置，二级碱洗搅拌釜中物料从底部流出，通过液封管控制二级碱洗搅拌釜液位稳定后自流进二级自动分离器中部，有机相在二级自动分离器中上浮到上部后溢流去粗品受槽；

从“水洗、分离单元”来的有机相连续自流入一级碱洗搅拌釜初步碱洗，经一级自动分离器分离后自流入二级碱洗搅拌釜再碱洗到中性，经二级自动分离器分离后自流入粗品受槽，用粗品输送泵送“精馏提纯工序”处理；界外送来的纯碱溶液连续加入二级碱洗搅拌釜中和一次，经二级自动分离器分离后自流入二级水相物受槽，用二级水相物输送泵送一级碱洗搅拌釜再中和一次，经一级自动分离器分离后自流入一级水相物受槽，用一级水相物输送泵送废水站去处理；一级碱洗搅拌釜、二级碱洗搅拌釜的体积要满足相应有机相和纯碱液混合物在一级碱洗搅拌釜、二级碱洗搅拌釜中的停留时间均不少于10分钟；一级自动分离器、二级自动分离器的体积以满足相应有机相和水相物在一级自动分离器、二级自动分离器中的停留时间不少于半小时。

4. 根据权利要求1所述的乙氧基喹啉连续化生产方法，其特征是：所述“丙酮回收单元”包括丙酮精馏塔、塔顶冷凝器、丙酮受槽、丙酮转料泵、塔底再沸器、塔底液受槽、塔底液转料泵，进行常压精馏；从缩合工序“冷凝分离单元”水相物转料泵送来的丙酮水溶液连续加入丙酮精馏塔中部，丙酮精馏塔顶部出丙酮蒸汽，经塔顶冷凝器冷凝成液体后，部分回流到塔顶，其余收入丙酮受槽，用丙酮转料泵送缩合工序“丙酮和甲苯汽化单元”复用；丙酮精馏塔塔底液为丙酮含量小于0.1%的水，保持塔底液位稳定后自流入塔底液受槽，用塔底液转料泵送水洗中和工序 的“水洗、分离单元”水洗釜洗涤缩合物；

所述“脱溶釜组单元”包括一级脱溶釜、二级脱溶釜、脱溶循环水冷凝器、脱溶冷冻水冷凝器、脱溶溶剂受槽、脱溶物受槽、脱溶物转料泵、脱溶真空泵；一级脱溶釜、二级脱溶釜都带有外盘管或夹套加热器，釜内部都装有旋转圆盘式分布器，靠缩短至釜内上段的搅拌轴带动旋转，圆盘式分布器外沿上侧设有一圈挡板，在挡板垂直方向中下部开有一圈孔；水洗中和工序“碱洗、分离单元”粗品输送泵送来的粗品连续加入一级脱溶釜的圆盘中部，一级脱溶釜底部的物料连续加入二级脱溶釜的圆盘中部；加入一级脱溶釜、二级脱溶釜的液体靠离心力从圆盘侧面小孔均匀甩到釜壁面，形成一层均匀的降膜，快速将溶剂蒸发出来，从各釜顶部的升汽管排出釜外后，合并进入脱溶循环水冷凝器、脱溶冷冻水冷凝器串联的冷凝器组冷凝成液体，收入脱溶溶剂受槽中，回缩合工序“丙酮和甲苯汽化单元”复用；经脱溶冷冻水冷凝器冷冻除溶剂后的尾气从气相管接脱溶真空泵，保持系统真空度不低于0.09MPa；保持一级脱溶釜釜底物料温度不小于80℃、二级脱溶釜釜底物料温度不小于100℃；一级脱溶釜高于二级脱溶釜布置，二级脱溶釜高于脱溶物受槽布置，以实现自流；脱溶物受槽中脱除溶剂的粗品用脱溶物转料泵连续送“精馏单元”处理，脱溶物转料泵用变频调节控制输出流量，保持脱溶物受槽液位稳定；

所述“精馏单元”包括精馏塔、塔顶冷凝器、塔顶液液封槽、塔顶液受槽、塔顶液转料泵、精馏罗茨真空机组、侧线冷凝器、侧线液液封槽、侧线液受槽、侧线液转料泵、塔底液循环泵、塔底再沸器、塔底液转料泵；精馏塔内装3段填料：中间进料口以上为精馏段丝网波纹填料；中间进料口以下到侧线出料口之间为提馏段丝网波纹填料；侧线出料口以下为脱高段波纹板填料；“脱溶釜组单元”脱溶物转料泵送来的脱除溶剂的粗品连续从精馏塔中部的进料口进精馏塔，塔顶出对氨基苯乙醚蒸汽，在塔顶冷凝器中冷凝成液体，部分回流到塔顶，其余液体经过塔顶液液封槽破除真空后流入塔顶液受槽，用塔顶液转料泵送缩合工序复用；乙氧基喹啉蒸汽从侧线出料口引入侧线冷凝器冷凝成液体，经过侧线液液封槽破除真空后流入侧线液受槽，得到纯度大于98%的产品，用侧线液转料泵送成品库，自动控制侧线出料口出来的乙氧基喹啉蒸汽流量，保持“精馏单元”稳定； 精馏塔中的液体流到底部被塔底液循环泵送经塔底再沸器用240～250℃的导热油加热成汽液混合物再回到精馏塔塔底，随着精馏塔底部液体物料累积，用塔底液转料泵转送去“短程蒸发单元”处理，靠变频自控调节塔底液转料泵输出流量保持精馏塔塔底液位稳定；塔顶冷凝器和侧线冷凝器的排气管汇合后接精馏罗茨真空机组，保持系统绝压不超过20Pa；

所述“短程蒸发单元”包括1台短程蒸发器、1台蒸出物受槽、1台残液受槽、1台蒸出物转料泵、1台残液转料泵、1套短程蒸发罗茨真空机组；“精馏单元”的塔底液转料泵来料加入短程蒸发器的分布器，在短程蒸发器壁面分布成一层均匀的薄降膜，短程蒸发器夹套用240～250℃的导热油加热，将乙氧基喹啉蒸发出来，被短程蒸发器的内置冷凝器冷凝成液体经排液管接蒸出物受槽的进料口，蒸出物受槽进料管为插底结构，以实现隔离、破除短程蒸发器带来的真空，蒸出物受槽中产品用蒸出物转料泵连续转送成品库；未蒸发高沸物从短程蒸发器的残液出口接残液受槽的进料口，残液受槽进料管也为插底结构，以实现隔离、破除短程蒸发器带来的真空，残液受槽中残液用残液转料泵转送残液贮槽，残液综合利用或作为废液处理；短程蒸发器的尾气管接短程蒸发罗茨真空机组，保持系统绝压不超过10Pa。