CN111495297A - 一种甲基苯甲酸的连续硝化反应系统及连续硝化工艺 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种甲基苯甲酸的连续硝化系统和连续硝化工艺，本发明利用连续反应系统实现甲基苯甲酸的连续硝化反应，一方面是由于反应体积缩小换热效率提高，令能量利用率更高；另一方面是由于反应液增稠器分离出的稀相液体加入到连续硝化反应器中，充分利用硝酸的同时也充分利用稀相液体的冷量，较大幅度降低冷媒系统的工作负荷，在减少硝酸用量的同时减少能源浪费。同时，配合工艺条件的改进，保证了甲基苯甲酸的硝化反应持续快速进行，提高生产效率。

Description

一种甲基苯甲酸的连续硝化反应系统及连续硝化工艺

技术领域

本发明属于化工技术领域，尤其涉及一种甲基苯甲酸的连续硝化反应系统及连续硝化工艺。

背景技术

甲基苯甲酸有三种异构体，分别为间甲基苯甲酸、邻甲基苯甲酸、对甲基苯甲酸。间甲基苯甲酸经硝化反应后得到的硝化产品具有三种异构体，分别是2-硝基-3-甲基苯甲酸、3-甲基-4-硝基苯甲酸、2-硝基-5-甲基苯甲酸，这三种异构产物均为医药农药领域重要的中间体，其中2-硝基-3-甲基苯甲酸是合成氯虫苯甲酰胺与溴氰虫酰胺等高效低毒农药的关键中间体，3-甲基-4-硝基苯甲酸是合成替米沙坦等医药的重要中间体，2-硝基-5-甲基苯甲酸是合成嘧啶类抗癌药如雷替曲塞等医药的核心起始原料。

对甲基苯甲酸硝化后的硝化产品为3-硝基-4-甲基苯甲酸，以3-硝基-4-甲基苯甲酸为原料的下游产品有抗肿瘤药物尼洛替尼、白血病治疗药物普拉替尼等。

邻甲基苯甲酸硝化后得到的硝化产品具有两种异构体，分别为2-甲基-3-硝基苯甲酸与2-甲基-5-硝基苯甲酸，其中2-甲基-3-硝基苯甲酸是农药甲氧虫酰肼的重要中间体，2-甲基-5-硝基苯甲酸是治疗糖尿病药物卡格列净的重要中间体。

现有甲基苯甲酸的硝化产品均采用间歇釜式生产。根据甲基苯甲酸硝化的反应机理，在反应温度与酸的浓度均较高的情况下，反应速率相对较快，反应放出的热量相对较多，若不能及时移除反应过程产生的热量，反应温度会进一步升高，从而硝化反应速率进一步加快，使之放出更多的反应热，形成一个恶性循环，最终生成爆炸风险极高的多硝化合物，甚至酿成重大安全事故。因此在反应初期，若酸的浓度较高，需要控制较低的反应温度，且对反应设备的换热面积以及冷媒系统中冷媒流速要求较高，否则反应易失控，轻则物料报废，重则发生安全事故。间歇釜式生产过程中为解决该问题，硝酸采用滴加的方式或者甲基苯甲酸采用缓慢加料的方式，并且反应釜会通过增设换热结构增加换热面积，以保证在较大冷媒流量的情况下能够及时移除甲基苯甲酸硝化反应产生的热量，达到良性控制的效果，因此间歇釜式工艺多操作繁琐、耗能高、生产效率低。

发明内容

本发明的目的在于提供一种甲基苯甲酸的连续硝化反应系统及连续硝化工艺，本发明中的工艺简单、节能高效，且生产效率高。

本发明提供一种甲基苯甲酸的连续硝化系统，包括连续硝化反应器，

固体连续加料系统，所述固体连续加料系统的出口与所述连续硝化反应器的固体进料口相连通；

液体连续加料系统，所述液体连续加料系统的出口与液体原料冷却器的进口相连通，所述液体原料冷却器的出口与所述连续硝化反应器的液体进料口相连通；

反应液增稠器，所述反应液增稠器的物料进口与所述连续硝化反应器的出料口相连通，所述反应液增稠器的清液出口与循环液体冷凝器的进口相连通，所述循环液体冷凝器的出口与所述连续硝化反应器的循环液进料口相连通，所述循环液体进料口设置在连续硝化反应器的远离所述出料口的一端；

冷媒系统，所述冷媒系统的冷媒出口与所述连续硝化反应器的冷媒进口相连通，冷媒系统的冷媒回口与所述连续硝化反应器的冷媒出口相连通。

优选的，所述连续硝化反应器为管式反应器、连续釜式反应器或者串联连接的管式反应器与连续釜式反应器；所述连续硝化反应器内设置有搅拌混合装置和/或内插件结构。

优选的，所述连续硝化反应器为管式反应器时，所述固体进料口设置在所述管式反应器的入口端，所述液体进料口设置在所述管式反应器的入口端和/或中间，所述循环液进料口设置在所述管式反应器的入口端；

所述连续硝化反应器为连续釜式反应器时，所述固体进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部，所述液体进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部，所述循环液进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部或底部；

所述连续硝化反应器为依次串联的连续釜式反应器和管式反应器时，所述固体进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部，所述液体进料口设置在所述管式反应器的入口端，所述循环液进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部。

优选的，所述管式反应器的入口端为所述管式反应器入口一端的十分之一区域；

所述管式反应器的中间为所述管式反应器的三分之一至三分之二区域。

本发明提供一种甲基苯甲酸的连续硝化工艺，使用上文所述的连续硝化系统，包括以下步骤：

A)将甲基苯甲酸通过固体连续加料系统连续输送至连续硝化反应器中，硝酸通过液体连续加料系统连续经液体原料冷却器预冷后加入连续硝化反应器中；

B)所述甲基苯甲酸与硝酸在所述连续硝化反应器中接触进行连续硝化反应，得到的硝化反应液从出料口输送至反应液增稠器；

C)所述反应液增稠器分离出的稀相液体经循环液体冷凝器冷却后输送至连续硝化反应器中，稠相浆料进入后续处理单元进行分离，得到甲基苯甲酸的硝化产物。

优选的，所述连续硝化反应的温度为-25～0℃。

优选的，所述进入连续硝化反应器内的稀相液体的温度比所述连续硝化反应的温度低5～30℃；

所述硝酸的预冷温度比所述连续硝化反应的温度低5～30℃。

优选的，所述硝酸的浓度≥80％，所述硝酸与甲基苯甲酸的质量比为(2～5)：1。

优选的，所述甲基苯甲酸在所述连续硝化反应器内的停留时间为1～30min。

优选的，所述稀相液体占所述连续硝化反应器内反应混合液质量的20～70％。

本发明提供了一种甲基苯甲酸的连续硝化系统，包括连续硝化反应器，固体连续加料系统，所述固体连续加料系统的出口与所述连续硝化反应器的固体进料口相连通；液体连续加料系统，所述液体连续加料系统的出口与液体原料冷却器的进口相连通，所述液体原料冷却器的出口与所述连续硝化反应器的液体进料口相连通；反应液增稠器，所述反应液增稠器的物料进口与所述连续硝化反应器的出料口相连通，所述反应液增稠器的清液出口与循环液体冷凝器的进口相连通，所述循环液体冷凝器的出口与所述连续硝化反应器的循环液进料口相连通；冷媒系统，所述冷媒系统的冷媒出口与所述连续硝化反应器的冷媒进口相连通，冷媒系统的冷媒回口与所述连续硝化反应器的冷媒出口相连通。本发明利用连续反应系统实现甲基苯甲酸的连续硝化反应，一方面是由于反应体积缩小换热效率提高，令能量利用率更高；另一方面是由于反应液增稠器分离出的稀相液体加入到连续硝化反应器中，充分利用硝酸的同时也充分利用稀相液体的冷量，较大幅度降低冷媒系统的工作负荷，在减少硝酸用量的同时减少能源浪费。同时，配合工艺条件的改进，保证了甲基苯甲酸的硝化反应持续快速进行，提高生产效率。

附图说明

为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据提供的附图获得其他的附图。

图1为本发明甲基苯甲酸的连续硝化系统的结构示意图；

其中，1为连续硝化反应器，2为固体连续加料系统，3为液体连续加料系统，4为液体原料冷却器，5为反应液增稠器，6为循环液体冷凝器，7为冷媒系统。

具体实施方式

本发明提供了一种甲基苯甲酸的连续硝化系统，包括连续硝化反应器，

固体连续加料系统，所述固体连续加料系统的出口与所述连续硝化反应器的固体进料口相连通；

液体连续加料系统，所述液体连续加料系统的出口与液体原料冷却器的进口相连通，所述液体原料冷却器的出口与所述连续硝化反应器的液体进料口相连通；

反应液增稠器，所述反应液增稠器的物料进口与所述连续硝化反应器的出料口相连通，所述反应液增稠器的清液出口与循环液体冷凝器的进口相连通，所述循环液体冷凝器的出口与所述连续硝化反应器的循环液进料口相连通；

冷媒系统，所述冷媒系统的冷媒出口与所述连续硝化反应器的冷媒进口相连通，冷媒系统的冷媒回口与所述连续硝化反应器的冷媒出口相连通；

所述连续硝化反应器为管式反应器、连续釜式反应器或者串联连接的管式反应器与连续釜式反应器；所述连续硝化反应器内设置有搅拌混合装置。

如图1所示，本发明中的甲基苯甲酸的连续硝化系统包括连续硝化反应器1、固体连续加料系统2、液体连续加料系统3、液体原料冷却器4、反应液增稠器5、循环液体冷凝器6和冷媒系统7组成。

所述连续硝化反应器设置有至少一个固体进料口，用于连续的输入固态原料甲基苯甲酸，还设置有至少一个液体进料口，优选为2个液体进料口，用于连续的输入液态原料硝酸，还设置有至少一个循环液体进料口，用于将硝化反应液分离出的稀相液体连续的加入连续硝化反应器内的反应混合液中，还设置有出料口，用于连续的输出硝化反应液。

其中，所述固体连续加料系统2的出口与连续硝化反应器1的固体进料口相连通，液体连续加料系统3的出口与液体冷却器4的物料进口相连，液体冷却器4的物料出口与连续硝化反应器1的液体进料口相连通，连续硝化反应器1的出料口与反应液增稠器5的进口相连，反应液增稠器5的清液出口与循环液体冷凝器6的物料进口相连，循环液体冷凝器6的物料出口与连续硝化反应器1的循环液体进料口相连通，冷媒系统7的冷媒出口与连续硝化反应器1的冷媒进口相连，冷媒系统7的冷媒回口与连续硝化反应器1的冷媒出口相连。

在本发明中，所述甲基苯甲酸的连续硝化反应系统中连续硝化反应器、固体连续加料系统、液体连续加料系统、液体原料冷却器、反应液增稠器、循环液体冷凝器和冷媒系统均与自动控制系统连接，采用自动化操作。

在本发明中，所述固体连续加料系统由料仓、放料阀、计量器、物料推进器组成，计量器与放料阀均连接自动控制系统，计量器的数值反馈到自动控制系统，自动控制系统通过调控放料阀的开度来调控通过计量器进入连续硝化反应器的固体的质量。

在本发明中，所述连续硝化反应器优选为管式反应器、连续釜式反应器或者管式反应器和连续釜式反应器通过串联形成的组合式反应器，具体的，在本发明的实施例中，可以是一台管式反应器、两台串联的连续釜式反应器、依次串联的一台管式反应器和一台连续釜式反应器、或者依次串联的一台连续釜式反应器和一台管式反应器。在此基础上，通过更复杂的串联或并联组合也应在本发明的范围内。

在本发明中，所述连续硝化反应器设置有内置移热结构和/或通过设备夹套移热。

在本发明中，所述连续硝化反应器的容积优选为15～200L，更优选为30～180L，最优选为50～150L，最优选为100L。

在本发明中，所述连续硝化反应器的内部设置有搅拌混合装置，用于原料的混合，所述搅拌混合装置包括搅拌装置和/或内插件结构，也可以是本领域技术人员所熟知的其他物料混合结构，如固定的混合单元或者一些扰流结构等。其中，搅拌装置用于物料的动态混合，内插件结构用于实现原料的静态混合所述搅拌装置优选为具有推动作用的螺旋式搅拌结构、棒状搅拌结构、搅拌片配合换热管式搅拌结构或插片混合结构，更优选为具有推动作用的螺旋式搅拌结构。所述搅拌的速度优选为100～500r/min，更优选为200～400r/min，最优选为300～350r/min，具体的，在本发明的实施例中，可以是300r/min、350r/min、500r/min。本发明对于所述内插件结构的具体结构没有特殊的限制，采用本领域技术人员常用的内插件即可。

当所述连续硝化反应器为管式反应器时，所述固体进料口设置在所述管式反应器的入口端，所述液体进料口设置在所述管式反应器的入口端和/或中间，所述循环液进料口设置在所述管式反应器的入口端；

所述连续硝化反应器为连续釜式反应器时，所述固体进料口、液体进料口和循环液进料口可以在所述连续釜式反应器的任意位置，优选的，所述固体进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部，所述液体进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部，所述循环液进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部或底部；优选的，当所述连续硝化反应器为两个串联的连续釜式反应器时，所述液体进料口、固体进料口和循环液进料口都相应的设置在第一个连续釜式反应器的相应位置，第二个连续釜式反应器的底部与所述反应液增稠器相连通。

所述连续硝化反应器为依次串联的连续釜式反应器和管式反应器时，所述设置在连续釜式反应器的进口(如固体进料口、液体进料口或循环液进料口)可以在所述连续釜式反应器的任意位置，优选的，所述固体进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部，所述液体进料口设置在所述管式反应器的入口端，所述循环液进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部。

所述连续硝化反应器为依次串联的管式反应器和连续釜式反应器时，所述固体进料口、液体进料口和循环液进料口均可设置在所述管式反应器的入口端。

在本发明中，所述的“第一个连续釜式反应器”、“第二个连续釜式反应器”以及“依次连接的”为按照物流的走向方向进行区分，原料最先进入的称为“第一”，随后进入的称为“第二”，以此类推。如“依次连接的连续釜式反应器和管式反应器”指的是原料先进入连续釜式反应器，再进入管式反应器。

在本发明中，所述管式反应器原料从一端进入，另一端即设置有出料口的一端输出，也可将原料进入的一端称之为前段，出料口一端称之为后端，所述管式反应器的入口端指的是原料进入的一端前十分之一的区域；所述管式反应器的中间指的是所述管式反应器的三分之一至三分之二区域。

在本发明中，当所述连续硝化反应器包括连续釜式反应器时，如两台连续釜式反应器串联、管式反应器和连续釜式反应器串联使用时，物料出口位置可为不高于反应器内液位的任意位置，更为优选的物料出口位置为溢流口，溢流口高度为距反应器底部1/2～4/5处。

本领域技术人员普遍认为对于甲基苯甲酸的硝化反应，采用硝酸作为硝化试剂时，硝酸的浓度越高对甲基苯甲酸硝化获得单硝化产品越为有利，由于甲基苯甲酸硝化过程中有水生成致使硝化反应液分离出的稀相液体中硝酸的浓度变小，由此本领域技术人员不易想到将分离出的稀相液体进行回用，从而也就浪费了稀相液体的冷量。本发明通过在甲基苯甲酸的连续硝化反应系统中设置增稠器，巧妙地将硝化反应液中的稀相液体分离出来，稀相液体的主要成分为硝酸，该部分稀相液体本身温度较低，经预冷后进入连续硝化反应器，能够充分利用硝化反应液分离出的稀相液体的冷量，较大幅度降低冷媒系统的工作负荷，在减少硝酸用量的同时减少能源浪费。

进一步的，本发明中反应液增稠器分离出稀相液体后，经自动控制系统调节，令稀相液体与原料甲基苯甲酸先接触反应，即将所述循环液进料口设置在连续硝化反应器的远离出料口的一端，由于稀相液体中硝酸的浓度较低，反应速率减缓，避免局部过热的现象，由于随着硝化反应的发生，反应过程中生成水，令稀相液体中硝酸的浓度降低，不足以维持持续快速反应，因此通过在连续硝化反应器异于前端(即入口端)位置，如中间位置的一处进口或多处进口加入浓度较高的硝酸，达到令甲基苯甲酸的硝化反应持续快速进行的效果。因此，甲基苯甲酸的连续硝化反应系统及其硝化方法通过调节液体物料进料的位置不同以及每股物料的流量，不仅能够降低冷媒系统的工作负荷，减少能耗，还保证了甲基苯甲酸的硝化反应持续快速进行，提高生产效率。

在本发明中，所述液体连续加料系统3、液体原料冷却器4、反应液增稠器5、循环液体冷凝器6和冷媒系统7均为本领域常用的冷却装置、加料装置和反应液增稠器，本发明对其型号规格等不作特殊限定。

本发明还提供了一种甲基苯甲酸的连续硝化工艺，使用上文所述的连续硝化系统，包括以下步骤：

A)将甲基苯甲酸通过固体连续加料系统连续输送至连续硝化反应器中，硝酸通过液体连续加料系统连续经液体原料冷却器预冷后加入连续硝化反应器中；

B)所述甲基苯甲酸与硝酸在所述连续硝化反应器中接触进行连续硝化反应，得到的硝化反应液从出料口输送至反应液增稠器；

C)所述反应液增稠器分离出的稀相液体经循环液体冷凝器冷却后输送至连续硝化反应器中，稠相浆料进入后续处理单元进行分离，得到甲基苯甲酸的硝化产物。

本发明所述的甲基苯甲酸的硝化反应的目标产品均为苯环上只含一个硝基的甲基苯甲酸产品。

间甲基苯甲酸经硝化反应后得到的硝化产品具有三种异构体，分别是2-硝基-3-甲基苯甲酸、3-甲基-4-硝基苯甲酸、2-硝基-5-甲基苯甲酸；

对甲基苯甲酸硝化后的硝化产品为3-硝基-4-甲基苯甲酸；

邻甲基苯甲酸硝化后得到的硝化产品具有两种异构体，分别为2-甲基-3-硝基苯甲酸与2-甲基-5-硝基苯甲酸。

本发明中的连续硝化工艺所使用的装置为上文所述的连续硝化系统，以原料的物流走向为基准，具体工艺流程如下：

将甲基苯甲酸通过固体连续加料系统连续输送至连续硝化反应器中，将硝酸由液体连续加料系统输送连续流经液体原料冷却器预冷后加至连续硝化反应器中，甲基苯甲酸与硝酸在连续硝化反应器中发生连续硝化反应，控制一定的反应温度，经一定停留时间后得到硝化反应液；硝化反应液经反应液增稠器增稠后，稀相液体从反应液增稠器的稀相液体出口输出，经循环液体冷凝器冷却后加至连续硝化反应器中，稠相浆料进入后续处理单元得到硝化产品。甲基苯甲酸的连续硝化反应系统通过冷媒系统及时移走甲基苯甲酸与硝酸发生硝化反应过程中产生的热量，自动控制系统通过控制冷媒的温度及流量控制反应液的温度。

甲基苯甲酸连续硝化反应系统自开车到连续稳定生产会经历一个短暂的调整期，该调整期全程由自动控制系统进行调控，在连续硝化反应器的循环液进料口处连接有流量计及连续反馈调节阀，在自动控制系统接收到流经循环液体冷凝器的稀相液体进入连续硝化反应器的信号时，就会调控液体原料硝酸的加料位置及每个加料位置的加料量，以及调控反应液增稠器分离稀相液体的量及稀相液体的加料位置及每个加料位置的加料量，并达到稳定状态。

在本发明中，所述甲基苯甲酸优选为间甲基苯甲酸、邻甲基苯甲酸或对甲基苯甲酸；所述硝酸与甲基苯甲酸的质量比优选为(2～5)：1，更优选为(2.5～4.5)：1，最优选为(3～4)：1，具体的，在本发明的实施例中，可以是2：1、3：1、5：1、3.5：1或4：1。在本发明中，所述硝酸的浓度优选≥80％，更优选≥85％，最优选≥90％，具体的，在本发明的实施例中，可以是92％、95％、96％或98％。

在本发明中，所述甲基苯甲酸的加料速率优选为109～333kg/h，更优选为140～300kg/h，具体的，在本发明的实施例中，可以是150kg/h、160kg/h、140kg/h、171kg/h、115.6kg/h、144kg/h或134.4kg/h。

在本发明中，所述连续硝化反应的温度优选为-25～0℃，更优选为-20～-5℃，最优选为-15～-10℃，具体的，在本发明的实施例中，可以是-15℃、-12℃、-10℃、-25℃、-20℃或-5℃。在本发明中，所述连续硝化反应的时间优选为1～30min，更优选为5～25min，更优选为10～20min，具体的，在本发明的实施例中，可以是3min、4min、5min、5.5min、6min、6.5min、7.5min、8min、8.5min、9min、10min、11min、12min、13min、15min、19min、7min、30min、20min或25min。

在本发明中，所述硝酸预冷的温度优选比所述连续硝化反应的温度低5～30℃，更优选低8～25℃，最优选低10～20℃，具体的，在本发明的实施例中，可以是，反应温度为-15℃，硝酸预冷至比反应温度低10℃即-25℃；反应温度为-12℃，硝酸预冷至比反应温度低18℃即-30℃；反应温度为-10℃，硝酸预冷至比反应温度低20℃即-30℃；反应温度为-25℃，硝酸预冷至比反应温度低5℃即-30℃；反应温度为-10℃，硝酸预冷至比反应温度低15℃即-25℃。

在本发明中，所述稀相液体的温度比所述连续硝化反应的温度低5～30℃，更优选低8～25℃，最优选低10～20℃，具体的，在本发明的实施例中，可以是，反应温度为-15℃，稀相液体冷却至比反应温度低10℃即-25℃；反应温度为-12℃，稀相液体冷却至比反应温度低10℃即-22℃；反应温度为-10℃，稀相液体冷却至比反应温度低10℃即-20℃；反应温度为-15℃，稀相液体冷却至比反应温度低5℃即-20℃；反应温度为-25℃，稀相液体冷却至比反应温度低5℃即-30℃。

在本发明中，所述稀相液体占所述连续硝化反应器内反应混合液质量的20～70％，更优选为30～60％，最优选为40～50％，具体的，在本发明的实施例中，可以是20％、30％、35％、40％、50％、60％或70％。

在本发明中，所述连续硝化反应在搅拌的条件下进行，所述搅拌的速度优选为100～500r/min，更优选为200～400r/min，最优选为300～350r/min，具体的，在本发明的实施例中，可以是300r/min、350r/min、500r/min。

根据甲基苯甲酸硝化的反应机理，在升高反应温度、增加酸的浓度或用量的情况下会加快硝化反应速率，但在较高温度、较高酸的浓度及用量时，也易发生多硝化反应，且硝化反应速率越快，反应越不易控制。

以间甲基苯甲酸为例，间甲基苯甲酸单硝化产物的三种异构体的比例会随着工艺条件的变化而发生变化，且随反应温度的变化最为明显，本发明通过调节工艺条件，获得不同比例的产物。如反应温度越低，2-硝基-3-甲基苯甲酸的比例越高，反应温度越高，3-甲基-4-硝基苯甲酸与2-硝基-5-甲基苯甲酸的比例越高。因此在三种异构体产品中较多得到2-硝基-3-甲基苯甲酸时，可降低温度，同时采用较高酸的浓度与比例，以此保证较高的反应速率；在三种异构体产品中较多得到3-甲基-4-硝基苯甲酸与2-硝基-5-甲基苯甲酸时，可升高温度，同时采用较低酸的浓度与比例，在保证较高的反应速率的同时，保证生产的安全可控。

发明人经过大量的研究发现，工艺条件为：硝酸的浓度不低于80％、硝酸与甲基苯甲酸的质量比为2～5:1、反应温度为-25～0℃、液体原料硝酸加入连续硝化反应器前预冷至比反应温度低5～30℃的液体状态、稀相液体在加入连续硝化反应器前预冷至比反应温度低5～30℃的液体状态、进入连续硝化反应器中的稀相液体占硝化反应液质量分数的20％～70％、原料甲基苯甲酸在连续硝化反应器内的停留时间为1～30min，在能获得甲基苯甲酸高转化率、三种异构体产物高收率的基础上，能够显著达到节能高效的效果。

经研究，发明人发现酸的浓度偏低，甲基苯甲酸与硝酸的反应较慢，生产效率低，本发明采用的酸浓度不低于80％。

经研究，发明人发现硝酸与甲基苯甲酸的质量比偏大，甲基苯甲酸与硝酸反应后易生成多硝基化合物，同时也造成硝酸的浪费，增加后处理负担；硝酸与甲基苯甲酸的质量比偏小，甲基苯甲酸与硝酸的反应较慢，生产效率低，本发明采用硝酸与甲基苯甲酸的质量比为2～5:1。

经研究，发明人发现反应温度偏高，甲基苯甲酸与硝酸的反应较快，反应放热快，易发生移热不及时的现象，同时甲基苯甲酸与硝酸反应后易生成多硝基化合物；反应温度偏低，能够有效控制多硝基化合物的含量，但反应液温度越低，反应时间就越长，总体耗能越高，整体经济性较差。本发明采用反应温度为-25～0℃。

经研究，发明人发现反应液增稠器分离的稀相液体加至连续硝化反应器中，充分利用稀相液体冷量、提高硝酸的利用率，同时也保证反应可控，稀相液体占硝化反应液质量分数偏低，硝酸用量过多同时节省的冷量有限，也会增加冷媒系统的负荷，降低反应的可控性；稀相液体占硝化反应液质量分数偏高，会增加增稠器的工作负荷与分离难度。本发明采用稀相液体占硝化反应液质量分数为20％～70％。

本发明中提到的停留时间定义为甲基苯甲酸与硝酸进入连续硝化反应器与硝化反应液流出连续硝化反应器的时间差，经研究，发明人发现原料甲基苯甲酸在连续硝化反应器内的停留时间过长，易出现甲基苯甲酸与硝酸的硝化产物继续与过量的硝酸发生副反应的现象，同时生产效率低；原料甲基苯甲酸在连续硝化反应器内的停留时间过短，易出现两种情况，一种情况是原料甲基苯甲酸与硝酸的反应太快，移热不及时，反应不易控制，另一种情况是原料甲基苯甲酸与硝酸的反应不充分。在本发明中采用原料甲基苯甲酸在连续硝化反应器内的停留时间为1～30min。

间歇反应过程通常在反应器中预先加入硝酸或甲基苯甲酸，随后缓慢加入第二种原料，甲基苯甲酸与硝酸的反应是快速反应，在一定时间内参与反应的物料越多，反应放出的热量越多，反应越不易控制，因此反应过程中需严格控制加料的速度不宜过快，若加料速度过快，反应放出的热量就越多，移热不及时就会出现反应温度升高的现象，一旦反应温度升高则需暂停加料或者减缓加料的速率，这样就会出现在相同的反应条件下物料越多加料的时间越长的现象，因此小试工艺在进行工业化放大时会出现较为显著的放大效应，在进行工业化生产时，由于反应釜的换热效率有限，加料速率不宜过快，导致反应时间延长。因此在反应物料公斤级的小试工艺中，反应时间10～120min就可以实现较高的转化率及收率(如CN108129322A公开的方案)，但进行工业化放大生产时单批生产的时间为12h，其中的反应时间不低于4h(如安徽江泰甲基苯甲酸系列项目环境影响报告书公开的方案)

经研究，发明人发现液体原料硝酸与稀相液体在加入连续硝化反应器前预冷能够降低冷媒系统的工作负荷，若不预冷或预冷程度较低，甲基苯甲酸瞬间发生反应释放的热量不能及时被移走，在保证反应液温度的情况下，需控制冷媒系统中更低冷媒温度与更大冷媒流量，本发明采用液体原料硝酸加入连续硝化反应器前预冷比反应温度低5～30℃的液体状态，稀相液体加入连续硝化反应器前预冷至比反应温度低5～30℃的液体状态。

本发明中的甲基苯甲酸连续硝化反应系统中节能体现以下两个方面：

一方面是由于反应体积缩小换热效率提高，令能量利用率更高；

另一方面是由于反应液增稠器分离出的稀相液体加入到连续硝化反应器中，充分利用硝酸的同时也充分利用稀相液体的冷量，在该发明中特别说明充分利用稀相液体冷量对节能的贡献。稀相液体的冷量定义为以同等量稀相液体由分离后的温度升高至室温(25℃)所需能量，稀相液体冷量对节能的贡献表述为稀相液体冷量占理论冷量总量的百分比，理论冷量总量在数值上与甲基苯甲酸硝化反应过程中总放热量相同。

安徽江泰2018年公开的环评文件中提到分两期一共拟建年产为4000吨的2-硝基-3-甲基苯甲酸，其公开的工艺为间歇釜式生产工艺，采用的反应装置为10立方的反应釜，共拟建4套生产装置，一套生产装置的产能为1000吨，每套设备每天生产两批次，年生产批次为2400批。本发明以一套连续硝化反应器容积为50L的甲基苯甲酸的连续硝化反应系统连续进行间甲基苯甲酸的硝化为例，甲基硝基苯甲酸的年产量可达1900吨，该套甲基苯甲酸的连续硝化反应系统相比一套10立方反应釜的生产效率提高90％，反应器容积缩小至1/200，生产效率显著提高，由于反应器缩小以及稀相液体的再利用，节能效果显著。

为了进一步说明本发明，以下结合实施例对本发明提供的一种甲基苯甲酸的连续硝化反应系统及连续硝化工艺进行详细描述，但不能将其理解为对本发明保护范围的限定。

生产效率的提高程度体现在甲基苯甲酸连续硝化反应系统相比反应釜间歇生产系统年产量提高的百分数，在以下实施例中以安徽江泰2018年公开的环评文件中提到的一套具有10立方反应釜的间歇生产系统的年产量(1000吨)作为对比。

以下实施中的年处理量定义为甲基苯甲酸的连续硝化反应系统处理原料甲基苯甲酸与原料液体硝酸及稀相液体的总质量。

以下实施中的年产量定义为甲基苯甲酸硝化生成的甲基苯甲酸硝化产品的总质量。

在本发明的实施例1～13中，原料的转化率均≥99.5％，收率均≥95％。

实施例1：

固体连续加料系统(2)的出口与连续硝化反应器(1)的第一物料进口相连，液体连续加料系统(3)的出口与液体冷却器(4)的物料进口相连，液体冷却器(4)的物料出口与连续硝化反应器(1)的第二物料进口相连，连续硝化反应器(1)的物料出口与反应液增稠器(5)的进口相连，反应液增稠器(5)的清液出口与循环液体冷凝器(6)的物料进口相连，循环液体冷凝器(6)的物料出口与连续硝化反应器(1)的第三物料进口相连，冷媒系统(7)的冷媒出口与连续硝化反应器(1)的冷媒进口相连，冷媒系统(7)的冷媒回口与连续硝化反应器(1)的冷媒出口相连。

连续硝化反应器(1)采用容积为100L的具有推动作用的螺旋式搅拌结构管式反应器，第一物料进口、第二物料进口、第三物料进口的进口位置均位于连续硝化反应器(1)的前端。

使用甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸的连续硝化反应：

将间甲基苯甲酸通过固体连续加料系统(2)以160kg/h的流速连续输送，由第一物料进口进入连续硝化反应器(1)中，同时将浓度为98％的硝酸由液体连续加料系统(3)输送连续流经液体原料冷却器(4)预冷至比反应温度低10℃即-25℃后由第二物料进口进入连续硝化反应器(1)中，加入的硝酸的质量与间甲基苯甲酸的质量比为5:1，间甲基苯甲酸与硝酸在连续硝化反应器(1)中发生连续硝化反应，控制反应温度在-15℃，搅拌速度300r/min，反应时间为7.5min后得到硝化反应液，硝化反应液经反应液增稠器(5)增稠后，分离出占硝化反应液质量分数为40％的稀相液体经循环液体冷凝器(6)冷却至比反应温度低10℃即-25℃的液体状态后由第三物料进口进入连续硝化反应器(1)中，稠相浆料进入后续处理单元得到三种硝化异构体产品。

该甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸连续硝化反应年处理量达到11520吨，间甲基苯甲酸的三种异构体硝化产物的产量为1490吨，生产效率提高了49％，利用稀相液体冷量可节能26.5％。

实施例2：

实施例2与实施例1不同之处在于选用的连续硝化反应器(1)为容积为100L的具有棒状搅拌结构管式反应器，设备的连接方式及物料的进口位置均与实施例1相同。

使用甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行邻甲基苯甲酸的连续硝化反应：

将邻甲基苯甲酸通过固体连续加料系统(2)以150kg/h的流速连续输送，由第一物料进口进入连续硝化反应器(1)中，同时将浓度为98％的硝酸由液体连续加料系统(3)输送连续流经液体原料冷却器(4)预冷至比反应温度低18℃即-30℃后由第二物料进口进入连续硝化反应器(1)中，加入的硝酸的质量与邻甲基苯甲酸的质量比为5:1，邻甲基苯甲酸与硝酸在连续硝化反应器(1)中发生连续硝化反应，控制反应温度在-12℃，搅拌速度350r/min，反应时间为8min后得到硝化反应液，硝化反应液经反应液增稠器(5)增稠后，分离出占硝化反应液质量分数为40％的稀相液体经循环液体冷凝器(6)冷却至比反应温度低10℃即-22℃的液体状态后由第三物料进口进入连续硝化反应器(1)中，稠相浆料进入后续处理单元得到两种硝化异构体产品。

使用该甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行邻甲基苯甲酸连续硝化反应年处理量达到10800吨，邻甲基苯甲酸的两种异构体硝化产物的产量为1380吨，生产效率提高了38％，利用稀相液体冷量可节能24.2％。

实施例3：

实施例3与实施例1不同之处在于选用的连续硝化反应器(1)为容积为100L的具有插片混合结构的管式反应器，设备的连接方式及物料的进口位置均与实施例1相同。

使用甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行对甲基苯甲酸的连续硝化反应：

将对基苯甲酸通过固体连续加料系统(2)以140kg/h的流速连续输送，由第一物料进口进入连续硝化反应器(1)中，同时将浓度为98％的硝酸由液体连续加料系统(3)输送连续流经液体原料冷却器(4)预冷至比反应温度低20℃即-30℃后由第二物料进口进入连续硝化反应器(1)中，加入的硝酸的质量与对甲基苯甲酸的质量比为5:1，对甲基苯甲酸与硝酸在连续硝化反应器(1)中发生连续硝化反应，控制反应温度在-10℃，反应时间为10min后得到硝化反应液，硝化反应液经反应液增稠器(5)增稠后，分离出占硝化反应液质量分数为30％的稀相液体经循环液体冷凝器(6)冷却至比反应温度低10℃即-20℃的液体状态后由第三物料进口进入连续硝化反应器(1)中，稠相浆料进入后续处理单元得到硝化产品。

该甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行对甲基苯甲酸连续硝化反应年处理量达到8640吨，对甲基苯甲酸的硝化产物的产量为1290吨，生产效率提高了29％，利用稀相液体冷量可节能14.6％。

实施例4：

实施例4与实施例1选用的连续硝化反应器(1)及连续硝化反应体统的连接方式相同，不同之处在于物料的进口位置。

连续硝化反应器(1)采用容积为100L的具有推动作用的螺旋式搅拌结构管式反应器，第一物料进口、第三物料进口的进口位置位于连续硝化反应器(1)的前端，第二物料进口的一个进口位于连续硝化反应器(1)的中间位置。

使用甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸的连续硝化反应：

将间甲基苯甲酸通过固体连续加料系统(2)以171kg/h的流速连续输送，由第一物料进口进入连续硝化反应器(1)中，同时将浓度为98％的硝酸由液体连续加料系统(3)输送连续流经液体原料冷却器(4)预冷至比反应温度低10℃即-25℃后由第二物料进口进入连续硝化反应器(1)中，加入的硝酸的质量与间甲基苯甲酸的质量比为5:1，间甲基苯甲酸与硝酸在连续硝化反应器(1)中发生连续硝化反应，控制反应温度在-15℃，搅拌速度300r/min，反应时间为7min后得到硝化反应液，硝化反应液经反应液增稠器(5)增稠后，分离出占硝化反应液质量分数为40％的稀相液体经循环液体冷凝器(6)冷却至比反应温度低10℃即-25℃的液体状态后由第三物料进口进入连续硝化反应器(1)中，稠相浆料进入后续处理单元得到三种硝化异构体产品。

该甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸连续硝化反应年处理量达到12300吨，间甲基苯甲酸的三种异构体硝化产物的产量为1590吨，生产效率提高了59％，利用稀相液体冷量可节能26.5％。

实施例5：

实施例5与实施例1选用的连续硝化反应器(1)及连续硝化反应体统的连接方式相同，不同之处在于物料的进口位置。

连续硝化反应器(1)采用容积为100L的具有推动作用的螺旋式搅拌结构管式反应器，第一物料进口、第三物料进口的进口位置位于连续硝化反应器(1)的前端，第二物料进口的一个进口位于连续硝化反应器(1)的前端，一个进口位置位于连续硝化反应器(1)的中间位置。

使用甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸的连续硝化反应：

将间甲基苯甲酸通过固体连续加料系统(2)以171kg/h的流速连续输送，由第一物料进口进入连续硝化反应器(1)中，同时将浓度为98％的硝酸由液体连续加料系统(3)输送连续流经液体原料冷却器(4)预冷至比反应温度低10℃即-25℃后分为两个流股，两个流股的流量比例为1:2，其中比例为1的流股由位于连续硝化反应器(1)的前端的第二物料进口进入连续硝化反应器(1)中，比例为2的流股由位于连续硝化反应器(1)的中间位置的第二物料进口进入连续硝化反应器(1)中，加入的硝酸的质量与间甲基苯甲酸的质量比为5:1，间甲基苯甲酸与硝酸在连续硝化反应器(1)中发生连续硝化反应，控制反应温度在-15℃，搅拌速度300r/min，反应时间为7min后得到硝化反应液，硝化反应液经反应液增稠器(5)增稠后，分离出占硝化反应液质量分数为40％的稀相液体经循环液体冷凝器(6)冷却至比反应温度低5℃即-20℃的液体状态后由第三物料进口进入连续硝化反应器(1)中，稠相浆料进入后续处理单元得到三种硝化异构体产品。

该甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸连续硝化反应年处理量达到12300吨，间甲基苯甲酸的三种异构体硝化产物的产量为1600吨，生产效率提高了60％，利用稀相液体冷量可节能26.5％。

实施例6：

实施例6与实施例1不同之处在于连续硝化反应器与物料的进口位置，选用的连续硝化反应器(1)为两台串联的容积为150L的具有搅拌混合结构的连续釜式反应器，第一物料进口与第二物料进口的进口位置均位于第一台连续釜式反应器的顶部，第三物料进口的进口位置位于第一台连续釜式反应器的底部，第一台连续釜式反应器的物料出口与位于第二台连续釜式反应器底部的物料进口相连，第二台连续釜式反应器的物料出口与反应液增稠器(5)的进口相连。

使用甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸的连续硝化工艺为：

将间甲基苯甲酸通过固体连续加料系统(2)以115.6kg/h的流速连续输送，由第一物料进口进入连续硝化反应器(1)中，同时将浓度为96％的硝酸由液体连续加料系统(3)输送连续流经液体原料冷却器(4)预冷至比反应温度低5℃即-30℃后由第二物料进口进入连续硝化反应器(1)中，加入的硝酸的质量与间甲基苯甲酸的质量比为3.5:1，间甲基苯甲酸与硝酸在连续硝化反应器(1)中发生连续硝化反应，控制反应温度在-25℃，搅拌速度500r/min，反应时间为30min后得到硝化反应液，硝化反应液经反应液增稠器(5)增稠后，分离出占硝化反应液质量分数为35％的稀相液体经循环液体冷凝器(6)冷却至比反应温度低5℃即-30℃的液体状态后由第三物料进口进入连续硝化反应器(1)中，稠相浆料进入后续处理单元得到三种硝化异构体产品。

该甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸连续硝化反应年处理量达到5760吨，间甲基苯甲酸的三种异构体硝化产物的产量为1060吨，生产效率提高了6％，利用稀相液体冷量可节能20.6％。

实施例7：

实施例7与实施例1不同之处在于连续硝化反应器与物料的进口位置。

选用的连续硝化反应器(1)为一台容积为100L的具有推动作用的螺旋式搅拌结构管式反应器与一台容积为100L的具有搅拌混合结构的连续釜式反应器以管式反应器在前、连续釜式反应器在后的形式串联组成的连续硝化反应器，第一物料进口、第二物料进口、第三物料进口的进口位置位于连续硝化反应器(1)中管式反应器的前端。

使用甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸的连续硝化工艺为：

将间甲基苯甲酸通过固体连续加料系统(2)以144kg/h的流速连续输送，由第一物料进口进入连续硝化反应器(1)中，同时将浓度为95％的硝酸由液体连续加料系统(3)输送连续流经液体原料冷却器(4)预冷至比反应温度低10℃即-25℃后由第二物料进口进入连续硝化反应器(1)中，加入的硝酸的质量与间甲基苯甲酸的质量比为4:1，间甲基苯甲酸与硝酸在连续硝化反应器(1)中发生连续硝化反应，控制反应温度在-15℃，管式反应器与连续釜式反应器的搅拌速度均为300r/min，反应时间为20min后得到硝化反应液，硝化反应液经反应液增稠器(5)增稠后，分离出占硝化反应液质量分数为40％的稀相液体经循环液体冷凝器(6)冷却至比反应温度低10℃即-25℃的液体状态后由第三物料进口进入连续硝化反应器(1)中，稠相浆料进入后续处理单元得到三种硝化异构体产品。

该甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸连续硝化反应年处理量达到8640吨，间甲基苯甲酸的三种异构体硝化产物的产量为1330吨，生产效率提高了33％，利用稀相液体冷量可节能22.7％。

实施例8：

实施例8与实施例1不同之处在于连续硝化反应器与物料的进口位置。

选用的连续硝化反应器(1)为一台容积为100L的具有搅拌混合结构的连续釜式反应器与一台容积为100L的具有推动作用的螺旋式搅拌结构管式反应器以连续釜式反应器在前、管式反应器在后的形式串联组成的连续硝化反应器，第一物料进口、第三物料进口的进口位置位于连续硝化反应器(1)中连续釜式反应器的顶部，第二物料进口的进口位置位于连续硝化反应器(1)中管式反应器的前端。

使用甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸的连续硝化工艺为：

将间甲基苯甲酸通过固体连续加料系统(2)以134.4kg/h的流速连续输送，由第一物料进口进入连续硝化反应器(1)中，同时将浓度为92％的硝酸由液体连续加料系统(3)输送连续流经液体原料冷却器(4)预冷至比反应温度低15℃即-25℃后由第二物料进口进入连续硝化反应器(1)中，加入的硝酸的质量与间甲基苯甲酸的质量比为4:1，间甲基苯甲酸与硝酸在连续硝化反应器(1)中发生连续硝化反应，控制反应温度在-10℃，管式反应器与连续釜式反应器的搅拌速度均为300r/min，反应时间为25min后得到硝化反应液，硝化反应液经反应液增稠器(5)增稠后，分离出占硝化反应液质量分数为30％的稀相液体经循环液体冷凝器(6)冷却至比反应温度低10℃即-20℃的液体状态后由第三物料进口进入连续硝化反应器(1)中，稠相浆料进入后续处理单元得到三种硝化异构体产品。

该甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸连续硝化反应年处理量达到6912吨，间甲基苯甲酸的三种异构体硝化产物的产量为1230吨，生产效率提高了23％，利用稀相液体冷量可节能12.2％。

实施例9：

实施例9中甲基苯甲酸的连续硝化反应系统中各单元的连接以及使用甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸的连续硝化反应的操作步骤均与实施例4相同，改变管式反应器的搅拌速度，工艺条件及有益效果如表1：

表1不同搅拌速度下的硝化反应结果

实施例10：

实施例10中甲基苯甲酸的连续硝化反应系统中各单元的连接以及使用甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸的连续硝化反应的操作步骤均与实施例4相同，改变工艺条件中稀相液体占硝化反应液的质量分数，工艺条件及有益效果如表2：

表2不同稀相液体添加量的硝化反应结果

实施例11：

实施例11中甲基苯甲酸的连续硝化反应系统中各单元的连接以及使用甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸的连续硝化反应的操作步骤均与实施例4相同，改变工艺条件中的反应温度，随之调整稀相液体占硝化反应液的质量分数、硝酸与间甲基苯甲酸的质量比，工艺条件及有益效果如表3：

表3不同反应温度下的硝化反应结果

实施例12

实施例12中甲基苯甲酸的连续硝化反应系统中各单元的连接以及使用甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸的连续硝化反应的操作步骤均与实施例4相同，改变工艺条件中硝酸与间甲基苯甲酸的质量比，工艺条件及有益效果如表4：

表4不同原料用量的连续硝化反应结果

实施例13

实施例13中甲基苯甲酸的连续硝化反应系统中各单元的连接以及使用甲基苯甲酸的连续硝化反应系统进行间甲基苯甲酸的连续硝化反应的操作步骤均与实施例4相同，改变工艺条件中的硝酸浓度，随之调整反应温度以及硝酸与稀相液体的冷却温度、硝酸与间甲基苯甲酸的质量比，工艺条件及有益效果如表5：

表5不同硝酸浓度下的连续硝化反应结果

以上所述仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。

Claims (10)

1.一种甲基苯甲酸的连续硝化系统，包括连续硝化反应器，

固体连续加料系统，所述固体连续加料系统的出口与所述连续硝化反应器的固体进料口相连通；

液体连续加料系统，所述液体连续加料系统的出口与液体原料冷却器的进口相连通，所述液体原料冷却器的出口与所述连续硝化反应器的液体进料口相连通；

反应液增稠器，所述反应液增稠器的物料进口与所述连续硝化反应器的出料口相连通，所述反应液增稠器的清液出口与循环液体冷凝器的进口相连通，所述循环液体冷凝器的出口与所述连续硝化反应器的循环液进料口相连通，所述循环液体进料口设置在连续硝化反应器的远离所述出料口的一端；

冷媒系统，所述冷媒系统的冷媒出口与所述连续硝化反应器的冷媒进口相连通，冷媒系统的冷媒回口与所述连续硝化反应器的冷媒出口相连通。

2.根据权利要求1所述的连续硝化系统，其特征在于，所述连续硝化反应器为管式反应器、连续釜式反应器或者串联连接的管式反应器与连续釜式反应器；所述连续硝化反应器内设置有搅拌混合装置和/或内插件结构。

3.根据权利要求2所述的连续硝化系统，其特征在于，所述连续硝化反应器为管式反应器时，所述固体进料口设置在所述管式反应器的入口端，所述液体进料口设置在所述管式反应器的入口端和/或中间，所述循环液进料口设置在所述管式反应器的入口端；

所述连续硝化反应器为连续釜式反应器时，所述固体进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部，所述液体进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部，所述循环液进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部或底部；

所述连续硝化反应器为依次串联的连续釜式反应器和管式反应器时，所述固体进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部，所述液体进料口设置在所述管式反应器的入口端，所述循环液进料口设置在所述连续釜式反应器的顶部。

4.根据权利要求3所述的连续硝化系统，其特征在于，所述管式反应器的入口端为所述管式反应器入口一端的十分之一区域；

所述管式反应器的中间为所述管式反应器的三分之一至三分之二区域。

5.一种甲基苯甲酸的连续硝化工艺，使用权利要求1～4任意一项所述的连续硝化系统，包括以下步骤：

A)将甲基苯甲酸通过固体连续加料系统连续输送至连续硝化反应器中，硝酸通过液体连续加料系统连续经液体原料冷却器预冷后加入连续硝化反应器中；

B)所述甲基苯甲酸与硝酸在所述连续硝化反应器中接触进行连续硝化反应，得到的硝化反应液从出料口输送至反应液增稠器；

C)所述反应液增稠器分离出的稀相液体经循环液体冷凝器冷却后输送至连续硝化反应器中，稠相浆料进入后续处理单元进行分离，得到甲基苯甲酸的硝化产物。

6.根据权利要求5所述的连续硝化工艺，其特征在于，所述连续硝化反应的温度为-25～0℃。

7.根据权利要求5所述的连续硝化工艺，其特征在于，所述进入连续硝化反应器内的稀相液体的温度比所述连续硝化反应的温度低5～30℃；

所述硝酸的预冷温度比所述连续硝化反应的温度低5～30℃。

8.根据权利要求5所述的连续硝化工艺，其特征在于，所述硝酸的浓度≥80％，所述硝酸与甲基苯甲酸的质量比为(2～5)：1。

9.根据权利要求5所述的连续硝化工艺，其特征在于，所述甲基苯甲酸在所述连续硝化反应器内的停留时间为1～30min。

10.根据权利要求5所述的连续硝化工艺，其特征在于，所述稀相液体占所述连续硝化反应器内反应混合液质量的20～70％。

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