CN111253284A - 一种全过程连续化的苯乙腈生产装置及工艺 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种全过程连续化的苯乙腈生产装置及工艺，包括依次相连的反应单元、洗涤单元、蒸发脱水单元、脱除轻组分单元和产品精馏单元；反应单元包括切向流反应器；洗涤单元包括油水膜分离器和管道混合器；蒸发脱水单元包括降膜蒸发器；脱除轻组分单元包括第一精馏塔；产品精馏单元包括第二精馏塔。本发明在苯乙腈生产全过程都采用了连续化生产方法，生产周期大大缩短，生产过程更加安全稳定环保，显著提高了生产效率。由于切向流反应器具有反应空间小、比表面积大而且有搅拌装置的结构特性，可以强化反应过程中的传质、传热，整个反应系统占地面积小，反应过程流畅，不堵塞通道。

Description

一种全过程连续化的苯乙腈生产装置及工艺

技术领域

本发明属于有机合成工艺领域，涉及苯乙腈生产，具体涉及一种全过程连续化的苯乙腈生产装置及工艺。

背景技术

苯乙腈是一种油状液体有机化合物，用于有机合成原料，相对密度(水＝1):1.02，该物质可燃，具刺激性，吸入后出现头痛、头晕、恶心、呕吐、倦睡、上呼吸道刺激、神志丧失，甚至引起死亡。苯乙腈的生产方法主要有两种，一是氯化苄、氰化钠法；另一种是苯乙酸酰胺脱水法。目前工业上普遍采用的是第一种方法，但是由于该方法所用原料及产品都是有害有毒甚至巨毒物质，生产过程对工人的危害比较大，而且产生大量有毒难处理废水、废渣；由于原料氯化苄的反应活泼性导致副反应氯化苄水解生成苄醇从而降低收率、影响产品纯度；由于苯乙腈的密度与水非常接近使油水相难以分离，许多厂家在后处理阶段就不再水洗直接进行蒸馏，这就无法实现蒸馏过程的连续化只能间歇操作，而且产品中的盐分容易堵填料，再加上粗品中残余的碱易导致苯乙腈ɑ位脱氢、苯乙腈水解、聚合等副反应从而影响收率和产品纯度、釜残增多；由于反应结束后只是简单地利用比重差将水相与油相分开，导致油相中含水分及水中溶解的氰化钠、碱等给后续蒸馏带来不便，水相中乳化有大量有机物如苯乙腈、氯化苄、苄醇等有害物质给水处理增加了难度。这一系列问题最终导致反应收率低、产品纯度不高、废水处理难度大、废渣量大且含大量氰化物、整个工艺过程难以实现自动化、工人劳动强度大且对身体危害大、生产效率低成本高，已经严重制约了苯乙腈产能的提高和生产的现代化。为了解决这些问题，苯乙腈生产领域的技术人员已做了不少改进。

授权公告号为CN201942626U的中国专利公布了题为《苯乙腈生产中连续氰化反应的装置和方法》的专利，采用多台串联使用的反应釜，反应釜间通过溢流管连接的方式，可使苯乙腈生产连续进行，工人的劳动强度大大降低，粗品纯度为97.0-98.5％。此种连续反应装置使氰化反应连续进行，但是，其反应时间仍较长，所使用的设备较多，占地面积大，后处理仍然与间歇操作一样没有解决后处理存在的问题。

申请号为201510602002.2和申请号为201811161667.4的中国专利公布了一种利用微反应器连续化合成苯乙腈的方法，该方法能使反应快速进行，生产效率高，大大节约了人工，降低了成本，便于实现自动化控制。但该工艺设备投入大，更致命的缺点是反应过程中产生的氯化钠结晶容易堵塞微米级的通道，如果用较稀的氰化钠溶液又会增加氯化苄水解的副反应降低主反应而且废水量增大，后处理仍然与间歇操作一样并没有解决后处理存在的问题。

申请号为201822125201.0的中国专利公布了一种苯乙腈工业化连续精馏装置，该方法采用一种内清洗装置定期对堵塞在填料上的氯化钠进行清洗从而保证精馏塔的分离效率，但该方法并没有从根本上解决精馏过程中存在的釜残多以及粘附在填料上的胶状有机物的问题。

申请号为201820930527.8的中国专利公布了一种连续精馏的装置及工艺，采用预先脱除轻组分和脱重组分的方法使精馏前液不含水分、不含盐分、不含碱分从而避面精馏过程中产生副反应、堵填料等弊端。但该方法也没有从根本上解决蒸馏过程中的连续化问题。

申请公布号为CN110467303A的中国专利公布了一种苯乙腈生产废水处理的工艺，通过先氧化后电解的方法来处理废水中氰根，且电解时加入了催化剂，大大增强了电解效率，使得水处理综合成本下降了，同时还分解了部分有机物，降低了COD，降低了三效蒸发和生化处理的压力。资料也报导了其它一些方法如臭氧法、酸法、次氯酸钠法等，但这些方法都存在处理成本高，操作繁琐等问题，主要原因还是反应混合液分离的水相：高COD：15000～40000mg/L；高氰根：3000～5000mg/L；高氨氮：>1000mg/L；高盐：氯化钠质量分数达到25％，接近饱和浓度；高pH：>10.5。

发明内容

针对现有技术存在的不足，本发明的目的在于，提供一种全过程连续化的苯乙腈生产装置及工艺，解决现有技术中苯乙腈生产过程无法实现全过程连续化生产导致生产效率不足的技术问题。

为了解决上述技术问题，本发明采用如下技术方案予以实现：

一种全过程连续化的苯乙腈生产装置，包括依次相连的反应单元、洗涤单元、蒸发脱水单元、脱除轻组分单元和产品精馏单元；

所述的反应单元包括氯化苄高位罐通过第一计量泵与第一预热器相连；氰化钠高位罐通过第二计量泵与第二预热器相连；第一预热器和第二预热器分别与切向流反应器的进料口相连，切向流反应器的出料口与第一反应混合液暂存罐的进料口相连；

所述的洗涤单元包括第一油水膜分离器，所述的第一油水膜分离器的进料口与所述的第一反应混合液暂存罐的出料口通过第三计量泵相连，第一油水膜分离器的油相出口与第一管道混合器的进料口相连，第一管道混合器的油相出口与第二油水膜分离器的进料口相连；第二油水膜分离器的油相出口与第二管道混合器的进料口相连，第二管道混合器的油相出口与第三油水膜分离器的进料口相连；所述的第三油水膜分离器的油相出口与第二反应混合液暂存罐的进料口相连；

所述的蒸发脱水单元包括第三预热器，第三预热器与所述的第二反应混合液暂存罐的出料口通过第四计量泵相连，第三预热器与降膜蒸发器的进料口相连，降膜蒸发器的出水口依次与第一冷凝器和冷凝水暂存罐相连；降膜蒸发器的出油口与脱水后的有机相暂存罐的进料口相连；

所述的脱除轻组分单元包括第四预热器，第四预热器与所述的脱水后的有机相暂存罐的出料口通过第五计量泵相连，第四预热器与第一精馏塔的进料口相连，第一精馏塔的塔顶通过第二冷凝器与有机轻组分暂存罐相连；第一精馏塔的塔底与脱轻后粗产品暂存罐的进料口相连；

所述的产品精馏单元包括第五预热器，第五预热器与所述的脱轻后粗产品暂存罐的出料口通过第六计量泵相连，第五预热器与第二精馏塔的进料口相连，第二精馏塔的塔顶通过第三冷凝器与产品暂存罐相连，产品暂存罐的底部通过产品输送泵与产品出口相连；第二精馏塔的塔底与再沸器的进料口相连，再沸器的出料口通过釜残输送泵与排渣口相连。

本发明还具有如下技术特征：

所述的第一管道混合器和第二管道混合器均为带搅拌的管道混合器；所述的降膜蒸发器为刮板式降膜蒸发器。

所述的第一油水膜分离器、第二油水膜分离器和第三油水膜分离器的水相出口均与水处理系统相连。；所述的第一管道混合器和第二管道混合器的水相进口均与工艺水系统相连。

所述的冷凝水暂存罐与第一真空系统相连，所述的有机轻组分暂存罐与第二真空系统相连，所述的产品暂存罐与第三真空系统相连。

本发明还包括一种全过程连续化的苯乙腈生产工艺，该工艺采用如上所述的全过程连续化的苯乙腈生产装置；

所述的反应单元中，所述的切向流管式反应器内设置有两个反应段，第一反应段的温度为65～75℃，停留时间为5～15min，第二反应段的温度为50～60℃，停留时间为5～15min，切向流管式反应器(107)内的反应压力为0.1～0.2Mpa。

所述的反应单元中，原料氯化苄与氰化钠的摩尔比为1.0：1.05，氰化钠的浓度为30wt.％；所述的氰化钠高位罐中的氰化钠与相转移催化剂混合，所述的相转移催化剂为苄基三丁基氯化铵，苄基三丁基氯化铵与氰化钠的质量比为0.01～0.03：1.0。

所述的蒸发脱水单元中，所述的降膜蒸发器的蒸馏温度为40～85℃，真空表的读数为-0.060～-0.085Mpa，采用水喷射泵。

所述的脱除轻组分单元中，所述的第一精馏塔的进料预热温度为120～150℃，真空表的读数为-0.085～-0.095Mpa。

所述的产品精馏单元中，所述的第二精馏塔的进料预热温度为150～200℃，真空表的读数为-0.085～-0.095Mpa。

本发明与现有技术相比，具有如下技术效果：

(Ⅰ)本发明在苯乙腈生产全过程都采用了连续化生产方法，生产周期大大缩短，生产过程更加安全稳定环保，显著提高了生产效率。

(Ⅱ)由于切向流反应器具有反应空间小、比表面积大而且有搅拌装置的结构特性，可以强化反应过程中的传质、传热，整个反应系统占地面积小，反应过程流畅，不堵塞通道。

(Ⅲ)由于采用了油水膜分离装置和管道混合洗涤设备，可以将苯乙腈粗品顺畅、彻底地洗涤干净，为连续化精馏奠定了基础，使水处理更容易。

(Ⅳ)由于采用连续化精馏使产品质量更高、更稳定。

附图说明

图1是本发明的全过程连续化的苯乙腈生产装置连接示意图。

图中各个标号的含义为：1-反应单元，2-洗涤单元，3-蒸发脱水单元，4-脱除轻组分单元，5-产品精馏单元；6-水处理系统，7-第一真空系统，8-第二真空系统，9-第三真空系统，10-工艺水系统；

101-氯化苄高位罐，102-第一计量泵，103-第一预热器，104-氰化钠高位罐，105-第二计量泵，106-第二预热器，107-切向流反应器，108-第一反应混合液暂存罐；

201-第一油水膜分离器，202-第一管道混合器，203-第二油水膜分离器，204-第二管道混合器，205-第三油水膜分离器，206-第三计量泵，207-第二反应混合液暂存罐；

301-第三预热器，302-第四计量泵，303-降膜蒸发器，304-第一冷凝器，305-冷凝水暂存罐，306-脱水后的有机相暂存罐；

401-第四预热器，402-第五计量泵，403-第一精馏塔，404-第二冷凝器，405-有机轻组分暂存罐，406-脱轻后粗产品暂存罐；

501-第五预热器，502-第六计量泵，503-第二精馏塔，504-第三冷凝器，505-产品暂存罐，506-产品输送泵，507-产品出口，508-再沸器，509-釜残输送泵，510-排渣口。

以下结合实施例对本发明的具体内容作进一步详细解释说明。

具体实施方式

从背景技术中的以上分析来看，单纯地解决苯乙腈生产过程中某个环节出现的问题是不够的，虽然有进步但并没有从根本上解决苯乙腈生产全过程连续化、高效率、低成本生产的问题，而要解决这个问题必须全面地、系统地去研究使每个环节以及各个环节之间都能连续化、都能从根本上解决本环节存在的问题，不把前一环节存在的问题推到下一环节。首先要解决反应的效率，只有反应效率提高了，副反应少了，成本自然就降低了，产品后处理及废水处理也就容易了；其次要解决反应混合液的后处理也就是油水分离及水洗的问题，只有将反应混合液中的水分、盐、残余的氰化钠、碱等除掉了后面精馏就容易多了，一般有机合成过程这一步都是用水多次洗涤并干燥就可以了，但由于苯乙腈的密度与水非常接近很难通过比重差用水洗涤苯乙腈，这也是困扰苯乙腈生产技术人员至今未解决的问题；第三个问题是连续蒸馏的问题；最后一个问题是水处理问题，事实上只要前面两个问题解决了最后这两个问题就不是大问题了。因此，解决以上四个环节的问题就成了从事苯乙腈生产的技术人员追求的目标。针对这四个环节的问题，目前尚未见较全面的解决方案，现有的报道都是针对某一方面的问题提出针对性的方法，但同时会带来新的弊端，不能满足生产实践的需求。

本发明针对现有工艺存在的不足，特别是针对目前经济形式下对安全、环保、工业自动化更高要求，提出了一种利用连续流反应器进行连续反应、利用膜分离器连续洗涤、连续蒸馏生成苯乙腈的方法。连续流反应器采用切向流管式反应器，这种反应器采用内外双换热结构，中空螺旋板或缠绕管结构与外层加套双重作用，反应段可分段加热保温，中心管可在电机带动下旋转，其特有的搅拌装置可加速反应物料的混合、扩散、传质，非常适合液-液非均相及有固体生成的反应过程。这就避免了授权公告号为CN201942626U的中国专利中多台串联使用的反应釜传热、传质不理想的问题，也避免了申请号为201510602002.2和申请号为201811161667.4中的微通道反应器容易堵塞以及为了防止微观条件下“超温”而采用串联两个微通道反应器的问题。切向流管式反应器出口产生的反应混合液直接与多级串联的膜分离器相连进行油水分离和洗涤。膜分离器所用膜是一种超亲水、超疏油的特种膜，油水混合相在这种分离器中只允许水相通过膜，油相不能通过膜，所生成的水相有机物可降至COD150ppm以下，油相中的水降至500ppm以下，这就从根本上解决了苯乙腈生产难以水洗的难题，而且由于反应混合物不再含有大量水分，不再含有盐分、碱等有害杂质可以直接进行连续蒸馏分离，避免堵塞填料、釜残多、精馏塔效率不高等问题。特别是经过膜分离产生的废水有机物浓度很低了，经二氧化氯直接除氰处理就可以将COD降至50ppm以下；氰根：<1mg/L；氨氮：<30mg/L，再经过三效蒸发脱盐，所产生的水返回洗涤工段，从而全过程实现自动化。

本发明中，如无特殊说明，装置中的所有的零部件均为已知产品，

本发明中，水处理系统6、第一真空系统7、第二真空系统8、第三真空系统9和工艺水系统10均为生产工艺中已知的基础系统。

本发明中，油水分离所用的膜是一种市售的超亲水、超疏油膜。

本发明中，水处理除氰所用氧化剂为二氧化氯。

以下给出本发明的具体实施例，需要说明的是本发明并不局限于以下具体实施例，凡在本申请技术方案基础上做的等同变换均落入本发明的保护范围。

实施例1：

遵从上述技术方案，如图1所示，本实施例给出一种全过程连续化的苯乙腈生产装置，包括依次相连的反应单元1、洗涤单元2、蒸发脱水单元3、脱除轻组分单元4和产品精馏单元5；

反应单元1包括氯化苄高位罐101通过第一计量泵102与第一预热器103相连；氰化钠高位罐104通过第二计量泵105与第二预热器106相连；第一预热器103和第二预热器106分别与切向流反应器107的进料口相连，切向流反应器107的出料口与第一反应混合液暂存罐108的进料口相连；

洗涤单元2包括第一油水膜分离器201，第一油水膜分离器201的进料口与第一反应混合液暂存罐108的出料口通过第三计量泵206相连，第一油水膜分离器201的油相出口与第一管道混合器202的进料口相连，第一管道混合器202的油相出口与第二油水膜分离器203的进料口相连；第二油水膜分离器203的油相出口与第二管道混合器204的进料口相连，第二管道混合器204的油相出口与第三油水膜分离器205的进料口相连；第三油水膜分离器205的油相出口与第二反应混合液暂存罐207的进料口相连；

蒸发脱水单元3包括第三预热器301，第三预热器301与第二反应混合液暂存罐207的出料口通过第四计量泵302相连，第三预热器301与降膜蒸发器303的进料口相连，降膜蒸发器303的出水口依次与第一冷凝器304和冷凝水暂存罐305相连；降膜蒸发器303的出油口与脱水后的有机相暂存罐306的进料口相连；

脱除轻组分单元4包括第四预热器401，第四预热器401与脱水后的有机相暂存罐306的出料口通过第五计量泵402相连，第四预热器401与第一精馏塔403的进料口相连，第一精馏塔403的塔顶通过第二冷凝器404与有机轻组分暂存罐405相连；第一精馏塔403的塔底与脱轻后粗产品暂存罐406的进料口相连；

产品精馏单元5包括第五预热器501，第五预热器501与脱轻后粗产品暂存罐406的出料口通过第六计量泵502相连，第五预热器501与第二精馏塔503的进料口相连，第二精馏塔503的塔顶通过第三冷凝器504与产品暂存罐505相连，产品暂存罐505的底部通过产品输送泵506与产品出口507相连；第二精馏塔503的塔底与再沸器508的进料口相连，再沸器508的出料口通过釜残输送泵509与排渣口510相连。

作为本实施例的一种优选方案，第一管道混合器202和第二管道混合器204均为带搅拌的管道混合器；降膜蒸发器303为刮板式降膜蒸发器。

作为本实施例的一种具体方案，第一油水膜分离器201、第二油水膜分离器203和第三油水膜分离器205的水相出口均与水处理系统6相连；第一管道混合器202和第二管道混合器204的水相进口均与工艺水系统10相连。

作为本实施例的一种具体方案，冷凝水暂存罐305与第一真空系统7相连，有机轻组分暂存罐405与第二真空系统8相连，产品暂存罐505与第三真空系统9相连。

实施例2：

本实施例给出一种全过程连续化的苯乙腈生产工艺，该工艺采用如实施例1中全过程连续化的苯乙腈生产装置；

具体的，反应单元1中，切向流管式反应器107内设置有两个反应段，第一反应段的温度为65～75℃，停留时间为5～15min，第二反应段的温度为50～60℃，停留时间为5～15min，切向流管式反应器107内的反应压力为0.1～0.2Mpa。

具体的，反应单元1中，原料氯化苄与氰化钠的摩尔比为1.0：1.05，氰化钠的浓度为30wt.％；氰化钠高位罐104中的氰化钠与相转移催化剂混合，相转移催化剂为苄基三丁基氯化铵，苄基三丁基氯化铵与氰化钠的质量比为0.01～0.03：1.0。

具体的，蒸发脱水单元3中，降膜蒸发器303的蒸馏温度为40～85℃，真空表的读数为-0.060～-0.085Mpa，采用水喷射泵。

具体的，脱除轻组分单元4中，第一精馏塔403的进料预热温度为120～150℃，真空表的读数为-0.085～-0.095Mpa。

具体的，产品精馏单元5中，第二精馏塔503的进料预热温度为150～200℃，真空表的读数为-0.085～-0.095Mpa。

具体的，来自储罐的氯化苄经过滤器与氯化苄高位罐101相连，来自配料罐的氰化钠+催化剂经过滤器与氰化钠高位罐104相连。

按照上述工艺制得的产品，经分析产品纯度99.68％,收率以氯化苄计96.2％。废水经二氧化氯破氰氧化、三效蒸发器脱盐后COD30ppm,氰根0.5ppm，氨氮15ppm。

Claims (9)

1.一种全过程连续化的苯乙腈生产装置，其特征在于，包括依次相连的反应单元(1)、洗涤单元(2)、蒸发脱水单元(3)、脱除轻组分单元(4)和产品精馏单元(5)；

所述的反应单元(1)包括氯化苄高位罐(101)通过第一计量泵(102)与第一预热器(103)相连；氰化钠高位罐(104)通过第二计量泵(105)与第二预热器(106)相连；第一预热器(103)和第二预热器(106)分别与切向流反应器(107)的进料口相连，切向流反应器(107)的出料口与第一反应混合液暂存罐(108)的进料口相连；

所述的洗涤单元(2)包括第一油水膜分离器(201)，第一油水膜分离器(201)的进料口与第一反应混合液暂存罐(108)的出料口通过第三计量泵(206)相连，第一油水膜分离器(201)的油相出口与第一管道混合器(202)的进料口相连，第一管道混合器(202)的油相出口与第二油水膜分离器(203)的进料口相连；第二油水膜分离器(203)的油相出口与第二管道混合器(204)的进料口相连，第二管道混合器(204)的油相出口与第三油水膜分离器(205)的进料口相连；第三油水膜分离器(205)的油相出口与第二反应混合液暂存罐(207)的进料口相连；

所述的蒸发脱水单元(3)包括第三预热器(301)，第三预热器(301)与第二反应混合液暂存罐(207)的出料口通过第四计量泵(302)相连，第三预热器(301)与降膜蒸发器(303)的进料口相连，降膜蒸发器(303)的出水口依次与第一冷凝器(304)和冷凝水暂存罐(305)相连；降膜蒸发器(303)的出油口与脱水后的有机相暂存罐(306)的进料口相连；

所述的脱除轻组分单元(4)包括第四预热器(401)，第四预热器(401)与脱水后的有机相暂存罐(306)的出料口通过第五计量泵(402)相连，第四预热器(401)与第一精馏塔(403)的进料口相连，第一精馏塔(403)的塔顶通过第二冷凝器(404)与有机轻组分暂存罐(405)相连；第一精馏塔(403)的塔底与脱轻后粗产品暂存罐(406)的进料口相连；

所述的产品精馏单元(5)包括第五预热器(501)，第五预热器(501)与脱轻后粗产品暂存罐(406)的出料口通过第六计量泵(502)相连，第五预热器(501)与第二精馏塔(503)的进料口相连，第二精馏塔(503)的塔顶通过第三冷凝器(504)与产品暂存罐(505)相连，产品暂存罐(505)的底部通过产品输送泵(506)与产品出口(507)相连；第二精馏塔(503)的塔底与再沸器(508)的进料口相连，再沸器(508)的出料口通过釜残输送泵(509)与排渣口(510)相连。

2.如权利要求1所述的全过程连续化的苯乙腈生产装置，其特征在于，所述的第一管道混合器(202)和所述的第二管道混合器(204)均为带搅拌的管道混合器；所述的降膜蒸发器(303)为刮板式降膜蒸发器。

3.如权利要求1所述的全过程连续化的苯乙腈生产装置，其特征在于，所述的第一油水膜分离器(201)、第二油水膜分离器(203)和第三油水膜分离器(205)的水相出口均与水处理系统(6)相连；所述的第一管道混合器(202)和第二管道混合器(204)的水相进口均与工艺水系统(10)相连。

4.如权利要求1所述的全过程连续化的苯乙腈生产装置，其特征在于，所述的冷凝水暂存罐(305)与第一真空系统(7)相连，所述的有机轻组分暂存罐(405)与第二真空系统(8)相连，所述的产品暂存罐(505)与第三真空系统(9)相连。

5.一种全过程连续化的苯乙腈生产工艺，其特征在于，该工艺采用如权利要求1至5任一项所述的全过程连续化的苯乙腈生产装置；

所述的反应单元(1)中，切向流管式反应器(107)内设置有两个反应段，第一反应段的温度为65～75℃，停留时间为5～15min，第二反应段的温度为50～60℃，停留时间为5～15min，切向流管式反应器(107)内的反应压力为0.1～0.2Mpa。

6.如权利要求5所述的全过程连续化的苯乙腈生产工艺，其特征在于，所述的反应单元(1)中，原料氯化苄与氰化钠的摩尔比为1.0：1.05，氰化钠的浓度为30wt.％；氰化钠高位罐(104)中的氰化钠与相转移催化剂混合，相转移催化剂为苄基三丁基氯化铵，苄基三丁基氯化铵与氰化钠的质量比为0.01～0.03：1.0。

7.如权利要求5所述的全过程连续化的苯乙腈生产工艺，其特征在于，所述的蒸发脱水单元(3)中，降膜蒸发器(303)的蒸馏温度为40～85℃，真空表的读数为-0.060～-0.085Mpa，采用水喷射泵。

8.如权利要求5所述的全过程连续化的苯乙腈生产工艺，其特征在于，所述的脱除轻组分单元(4)中，第一精馏塔(403)的进料预热温度为120～150℃，真空表的读数为-0.085～-0.095Mpa。

9.如权利要求5所述的全过程连续化的苯乙腈生产工艺，其特征在于，所述的产品精馏单元(5)中，第二精馏塔(503)的进料预热温度为150～200℃，真空表的读数为-0.085～-0.095Mpa。

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