CN107417722B - 一种连续化制备草铵膦的生产工艺 - Google Patents
一种连续化制备草铵膦的生产工艺 Download PDFInfo
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Abstract
本发明公开了一种连续化制备草铵膦的生产工艺，包括将膦腈液与盐酸混合后送入水解塔，水解得到的低沸物经冷凝器得到回收乙醇；水解得到的釜液送入盐酸闪蒸器，脱除的盐酸送入盐酸吸收器，浓缩液送入结晶釜，将结晶釜的结晶物料送入离心机，得到草铵膦粗品，离心母液再返回至盐酸闪蒸器。本发明方法提供的可连续化生产的酸解工艺流程，解决国内Strecker法中酸解反应因间歇生产所带来的弊端，具有生产时间短、生产效率高、环保压力小、生产成本低等特点。
Description
技术领域
本发明是一种连续化制备草铵膦的生产工艺，具体涉及利用连续化的Strecker法合成草铵膦的工艺系统，属于草铵膦制备技术领域。
背景技术
目前草铵膦的合成工艺主要有阿布佐夫合成法、高压催化合成法、盖布瑞尔合成法和Strecker合成法等。由于前三种合成工艺需要价格昂贵的原材料以及苛刻的反应条件，而Strecker法工艺成熟、反应条件要求不高，收率能够达到35%左右，适用于工业化生产，因此世界上多数生产厂家均采用此法合成草铵膦。
Strecker法合成草铵膦的工艺过程是以亚磷酸三乙酯为原料，经过歧化反应、格式化反应、甲基化反应、加成反应、腈胺化反应、酸解反应、铵化反应以及纯化反应等八步反应得到草铵膦原粉。目前，传统的酸解反应是用泵将膦腈水溶液全部投入到酸解反应釜内，加入30%的浓盐酸加热回流，酸解膦腈，待反应2～3小时之后，常压蒸馏，冷却回收乙醇，而后减压蒸馏脱去酸水，冷却回收至酸水受槽内。国内厂家普遍采用间歇操作，即加入盐酸后反应完毕，蒸干盐酸，之后进行产品与氯化铵的分离。过程操作时间长，设备投资高，利用率低，副产物不易回收利用，蒸发时由于是单釜进行，能耗大，且回收盐酸不集中，只能回收低于20%的稀酸，环保压力大，成本高等诸多问题。
现有涉及Strecker法合成草铵膦的专利文献中，如公开号为CN1267305，专利名称为“用于制备草胺膦的方法以及中间体”和公开号为CN103374030A，专利名称为“一种制备草铵膦的方法及其中间体的制备方法”的发明专利申请，均是仅公开了草胺膦的合成工艺路线，并没有涉及到草铵膦合成工艺的具体操作流程和工艺设备，因此，基于国内工艺操作的现状，本发明提出了一种基于Strecker法的连续化制备草铵膦的生产工艺。
发明内容
为解决国内Strecker法中酸解反应因间歇生产所带来的弊端，本发明提供了一种连续化制备草铵膦的生产工艺，该工艺以水解塔、盐酸闪蒸器、结晶釜、离心机等设备组成了一套完整的可连续化生产的酸解工艺流程，使膦腈液与盐酸经酸解反应到获得草铵膦粗品的过程中，不仅可实现盐酸的再回收利用，还可对离心母液进行循环利用，具有生产时间短、生产效率高、环保、生产成本低等特点。
本发明通过下述技术方案实现：一种连续化制备草铵膦的生产工艺，包括以下步骤：
A、将膦腈液与盐酸混合后送入水解塔，水解得到的低沸物完成步骤B，水解得到的釜液完成步骤C；
B、低沸物经冷凝器得到回收乙醇；
C、釜液送入盐酸闪蒸器，脱除的盐酸送入盐酸吸收器，浓缩液送入结晶釜；
D、将结晶釜的结晶物料送入离心机，得到草铵膦粗品，离心母液再返回至盐酸闪蒸器。
对于Strecker法的酸解反应，国内普遍采用的是间歇操作，即在反应釜中加入膦腈液和盐酸，待反应完毕后，蒸干盐酸，然后再进行产品与氯化铵的分离，多个过程均在同一反应釜内完成。本发明采用连续化的生产方法，即：将水解塔中的釜液连续送至盐酸闪蒸器，闪蒸脱除的盐酸送至盐酸吸收器后变成30%浓盐酸，达到工业合成盐酸要求，可以直接回用；闪蒸的浓缩液经结晶釜、离心机后得到草铵膦粗品，离心机的离心母液又可送至盐酸闪蒸器循环利用，即可降低环保压力，还能提高草铵膦的得率。
在所述步骤A中，水解塔内的温度控制在100～120℃，压力控制在0.02～0.07MPa。
在所述步骤B中，冷凝器连接水解塔排气口，冷凝器的温度控制在40～60℃，塔顶低沸物经冷凝器得到回收乙醇。
在所述步骤C中，盐酸闪蒸器能脱除水解塔釜液中的水分和酸，实际操作时，盐酸闪蒸器的温度控制在90～110℃。
水解塔釜液经盐酸闪蒸器脱除水和酸后，得到浓缩液，再送入结晶釜冷却结晶，在所述步骤C中，控制结晶釜的冷却温度为10～20℃。
在所述步骤C中，釜液依次经塔底液泵、中间罐、转料泵后送入盐酸闪蒸器，所述离心母液经浓缩母液泵送至中间罐。
为保持工艺的连续化生产进程，所述转料泵的流量控制在10～15m3/h，所述浓缩母液泵的流量控制在3～5m3/h。
在所述步骤D中，离心机的转速控制在1200～1500r/min。
本发明与现有技术相比，具有以下优点及有益效果：
（1）本发明是Strecker法酸解反应的连续化生产工艺，分别设置水解塔和盐酸闪蒸器，可持续将水解塔内的釜液排至盐酸闪蒸器，实现草铵膦的连续生产，与国内现有的单釜操作相比，减少了返混，使水解时间由4～6小时缩短到到停留时间2.5～3小时，副反应减少，收率提高5%以上。
（2）本发明可实现浓缩液的循环利用，即将离心母液用浓缩母液泵返回的盐酸闪蒸前端（中间罐），脱除的氯化氢经盐酸吸收器后变成30%浓盐酸，达到工业合成盐酸要求，可以直接回用。
（3）本发明将塔底液泵流量控制在7～10m3/h，转料泵流量控制在10～15m3/h，浓缩母液泵流量控制在3～5m3/h，实现了水解至结晶全过程的持续化生产，不同于常规的水解完成后回收乙醇，省去了冷凝后再加热的步骤，可以利用闪蒸进行脱酸，大幅度地节省了能源。
（4）本发明与现行工艺比较，设备一次性投入小，利用率高，可节约设备投资30%以上，能耗减少30%以上，反应平稳，副产物连续产生，易回收，可回收31%盐酸，达到工业盐酸标准，可以直接回用；节约成本。
附图说明
图1为本发明的工艺流程图。
其中，1—水解塔，2—冷凝器，3—盐酸闪蒸器，4—盐酸吸收器，5—结晶釜，6—离心机，7—塔底液泵，8—中间罐，9—转料泵，10—浓缩母液泵，11—混合器，12—再沸器，13—乙醇受槽。
具体实施方式
下面结合实施例对本发明作进一步地详细说明，但本发明的实施方式不限于此。
实施例1：
一种连续化制备草铵膦的生产工艺，包括以下步骤：
A、将膦腈液与盐酸混合后送入水解塔1，水解得到的低沸物完成步骤B，水解得到的釜液完成步骤C；
B、低沸物经冷凝器2得到回收乙醇；
C、釜液送入盐酸闪蒸器3，脱除的盐酸送入盐酸吸收器4，浓缩液送入结晶釜5；
D、将结晶釜5的结晶物料送入离心机6，得到草铵膦粗品，离心母液再返回至盐酸闪蒸器3。
实施例2：
本实施例在实施例1的基础上对步骤A中水解塔1内的温度进行了限定，该温度应控制在100℃，压力应控制在0.02MPa。
实施例3：
本实施例在实施例1的基础上对步骤B中冷凝器2的温度进行了限定，该温度应控制在40℃。
实施例4：
本实施例在实施例1的基础上对步骤C中盐酸闪蒸器3的温度进行了限定，该温度应控制在90℃。
实施例5：
本实施例在实施例1的基础上对步骤C中控制结晶釜5的冷却温度进行了限定，该温度应控制在10℃。
实施例6：
本实施例在实施例1的基础上对步骤C进行了限定，步骤C中，釜液依次经塔底液泵7、中间罐8、转料泵9后送入盐酸闪蒸器3，离心母液经浓缩母液泵10送至中间罐8。
在上述过程中，转料泵9的流量应控制在10m3/h，浓缩母液泵10的流量应控制在3m3/h。
实施例7：
本实施例在实施例1的基础上对步骤D中离心机6的转速进行了限定，离心机6的转速应控制在1200r/min。
实施例8：
本实施例涉及一种连续化制备草铵膦的生产工艺，包括以下步骤：
A、将膦腈液与盐酸混合后送入水解塔1，水解塔温度120℃，压力0.07MPa，水解得到的低沸物完成步骤B，水解得到的釜液完成步骤C；
B、低沸物经冷凝器2得到回收乙醇，冷凝器温度控制在60℃；
C、釜液送入盐酸闪蒸器3，控制盐酸闪蒸器3的温度为110℃，脱除的盐酸送入盐酸吸收器4，浓缩液送入结晶釜5，控制结晶釜5的温度为20℃；
D、将结晶釜5的结晶物料送入离心机6，在1500r/min转速下离心得到草铵膦粗品，离心母液再返回至盐酸闪蒸器3。
实施例9：
本实施例与实施例8的区别在于：本实施例涉及的步骤C中，釜液依次经塔底液泵7、中间罐8、转料泵9后送入盐酸闪蒸器3，控制盐酸闪蒸器3的温度为100℃，脱除的盐酸送入盐酸吸收器4，浓缩液送入结晶釜5，控制结晶釜5的温度为15℃；在本实施例涉及的步骤D中，离心母液经浓缩母液泵10送至中间罐8。
在上述过程中，转料泵9的流量应控制在12m3/h，浓缩母液泵10的流量应控制在4m3/h。
实施10：
本实施例与实施例8的区别在于：本实施例涉及的步骤C中，釜液依次经塔底液泵7、中间罐8、转料泵9后送入盐酸闪蒸器3，控制盐酸闪蒸器3的温度为110℃，脱除的盐酸送入盐酸吸收器4，浓缩液送入结晶釜5，控制结晶釜5的温度为18℃；在本实施例涉及的步骤D中，离心母液经浓缩母液泵10送至中间罐8。
在上述过程中，转料泵9的流量应控制在11m3/h，浓缩母液泵10的流量应控制在3m3/h。
实施例11：
本实施例涉及一种连续化制备草铵膦的生产工艺，包括以下步骤：
A、将膦腈液与盐酸混合后送入水解塔1，水解塔温度100℃，压力0.05MPa，水解得到的低沸物完成步骤B，水解得到的釜液完成步骤C；
B、低沸物经冷凝器2得到回收乙醇，冷凝器温度控制在50℃；
C、釜液送入盐酸闪蒸器3，控制盐酸闪蒸器3的温度为105℃，脱除的盐酸送入盐酸吸收器4，浓缩液送入结晶釜5，控制结晶釜5的温度为16℃；
D、将结晶釜5的结晶物料送入离心机6，在1400r/min转速下离心得到草铵膦粗品，离心母液再返回至盐酸闪蒸器3。
实施例12：
本实施例与实施例11的区别在于：本实施例涉及的步骤C中，釜液依次经塔底液泵7、中间罐8、转料泵9后送入盐酸闪蒸器3，控制盐酸闪蒸器3的温度为95℃，脱除的盐酸送入盐酸吸收器4，浓缩液送入结晶釜5，控制结晶釜5的温度为13℃；在本实施例涉及的步骤D中，离心母液经浓缩母液泵10送至中间罐8。
在上述过程中，转料泵9的流量应控制在12m3/h，浓缩母液泵10的流量应控制在4m3/h。
实施例13：
本实施例与实施例11的区别在于：本实施例涉及的步骤C中，釜液依次经塔底液泵7、中间罐8、转料泵9后送入盐酸闪蒸器3，控制盐酸闪蒸器3的温度为110℃，脱除的盐酸送入盐酸吸收器4，浓缩液送入结晶釜5，控制结晶釜5的温度为15℃；在本实施例涉及的步骤D中，离心母液经浓缩母液泵10送至中间罐8。
在上述过程中，转料泵9的流量应控制在12m3/h，浓缩母液泵10的流量应控制在5m3/h。
实施例14：
本实施例涉及一种连续化制备草铵膦的生产工艺，包括以下步骤：
A、将膦腈液与盐酸混合后送入水解塔1，水解塔温度115℃，压力0.04MPa，水解得到的低沸物完成步骤B，水解得到的釜液完成步骤C；
B、低沸物经冷凝器2得到回收乙醇，冷凝器温度控制在50℃；
C、釜液依次经塔底液泵7、中间罐8、转料泵9后送入盐酸闪蒸器3，控制盐酸闪蒸器3的温度为100℃，脱除的盐酸送入盐酸吸收器4，浓缩液送入结晶釜5，控制结晶釜5的温度为18℃；
D、将结晶釜5的结晶物料送入离心机6，在1300r/min转速下离心得到草铵膦粗品，离心母液经浓缩母液泵10送至中间罐8。
在上述过程中，塔底液泵7流量控制在11m3/h，转料泵9的流量应控制在14m3/h，浓缩母液泵10的流量应控制在3m3/h。
实施例15：
如图1所示，本实施例涉及一种连续化制备草铵膦的生产工艺，包括以下步骤：
A、将膦腈液与盐酸在混合器11内混合后送入水解塔1，水解塔1底部连接再沸器12，水解塔温度115℃，压力0.02MPa，水解得到的低沸物完成步骤B，水解得到的釜液完成步骤C；
B、低沸物经冷凝器2送至乙醇受槽13，得到回收乙醇，冷凝器温度控制在55℃；
C、釜液依次经塔底液泵7、中间罐8、转料泵9后送入盐酸闪蒸器3，控制盐酸闪蒸器3的温度为98℃，脱除的盐酸送入盐酸吸收器4，浓缩液送入结晶釜5，控制结晶釜5的温度为12℃；
D、将结晶釜5的结晶物料送入离心机6，在1500r/min转速下离心得到草铵膦粗品，离心母液经浓缩母液泵10送至中间罐8。
在上述过程中，塔底液泵7流量控制在8m3/h，转料泵9的流量应控制在12m3/h，浓缩母液泵10的流量应控制在4m3/h。
以上所述，仅是本发明的较佳实施例，并非对本发明做任何形式上的限制，凡是依据本发明的技术实质对以上实施例所作的任何简单修改、等同变化，均落入本发明的保护范围之内。
Claims (7)
1.一种连续化制备草铵膦的生产工艺，其特征在于：包括以下步骤：
A、将膦腈液与盐酸混合后送入水解塔（1），水解得到的低沸物完成步骤B，水解得到的釜液完成步骤C；
B、低沸物经冷凝器（2）得到回收乙醇；
C、釜液依次经塔底液泵（7）、中间罐（8）、转料泵（9）后送入盐酸闪蒸器（3），脱除的盐酸送入盐酸吸收器（4），浓缩液送入结晶釜（5），离心母液经浓缩母液泵（10）送至中间罐（8）；
D、将结晶釜（5）的结晶物料送入离心机（6），得到草铵膦粗品，离心母液再返回至盐酸闪蒸器（3）。
2.根据权利要求1所述的一种连续化制备草铵膦的生产工艺，其特征在于：在所述步骤A中，水解塔（1）内的温度控制在100～120℃，压力控制在0.02～0.07MPa。
3.根据权利要求1所述的一种连续化制备草铵膦的生产工艺，其特征在于：在所述步骤B中，冷凝器（2）的温度控制在40～60℃。
4.根据权利要求1所述的一种连续化制备草铵膦的生产工艺，其特征在于：在所述步骤C中，盐酸闪蒸器（3）的温度控制在90～110℃。
5.根据权利要求1所述的一种连续化制备草铵膦的生产工艺，其特征在于：在所述步骤C中，控制结晶釜（5）的冷却温度为10～20℃。
6.根据权利要求1所述的一种连续化制备草铵膦的生产工艺，其特征在于：所述转料泵（9）的流量控制在10～15m3/h，所述浓缩母液泵（10）的流量控制在3～5m3/h。
7.根据权利要求1所述的一种连续化制备草铵膦的生产工艺，其特征在于：在所述步骤D中，离心机（6）的转速控制在1200～1500r/min。
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