CN115260058B - 一种由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供一种由己内酰胺制备6‑氨基己腈的方法，该方法包括将原料氨气和己内酰胺溶液经预处理工序分别预热后进行气化工序；气化后的混合原料进入反应工序发生己内酰胺氨化反应；反应产物依次与原料氨气和己内酰胺换热后经冷凝工序和精馏工序，得到氨基己腈产品。本发明工艺流程简单，易于放大，能大幅提高原料转化率并节约产能，从而减少原料消耗、降低成本，可实现连续工业化生产。

Description

一种由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法

技术领域

本发明涉及有机化工技术领域，具体涉及一种由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法。

背景技术

1，6-己二胺（以下简称己二胺）是一种重要的化工原料，其主要用于与己二酸缩聚制备尼龙66，与癸二酸缩聚制备尼龙610，以及与十二碳二酸缩聚制备尼龙612，这些已实现工业化的聚酰胺产品在有机合成、航天航空、纺织造纸、金属材料等领域发挥重要作用。此外，己二胺还是聚亚胺羧酸酯泡沫塑料、聚氨酯泡沫塑料的主要原料，还可用作环氧树脂的固化剂、有机交联剂、铁矿和铜矿的浮选剂等。

目前，己二胺主要通过己二腈或6-氨基己腈加氢而制得。其中，己二腈的工业制备方法包括丁二烯氢氰化法、丙烯腈电解二聚法和己二酸氨化脱水法，而6-氨基己腈主要通过己内酰胺氨解脱水制备。上述制备己二腈的方法中，丁二烯法原料成本较低，但需要使用剧毒的氢氰酸，而且国内自主开发工艺选择性较低，主要副产物为甲基戊二腈的用途非常有限，间接抬高了终端产品的生产成本；丙烯腈电解法则需要消耗大量的电能，且丙烯腈价格较高，导致该方法的成本优势低；而己二酸法成本也较高，且反应原料在高温条件下下对反应器的腐蚀较严重。而作为重要的化工中间体，6-氨基己腈可用于加氢反应制备己二胺。相比之下，制备6-氨基己腈法的原料己内酰胺来源广泛、反应条件简单、设备投资省，原料无腐蚀性，适用于工业化生产；尤其是近年来，随着己内酰胺产能不断扩大，以己内酰胺为原料制备6-氨基己腈、进而生产己二胺的工艺受到广泛关注。

以己内酰胺为原料制备6-氨基己腈的方法包括液相法和气相法，其反应式如下：

相对来说，液相法的操作过程较为复杂、原料转化率低，且易产生废水，并不适合工业化生产；而气相法的操作相对简单，但需注意的是，在气相法中己内酰胺的高温变性结焦是导致催化剂结焦失活、反应选择性降低、原料收率下降的主要原因；此外，以己内酰胺为原料制备6-氨基己腈的反应为强吸热反应，易造成极大的能源消耗和浪费。

发明内容

针对上述问题，本发明的公开一种由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法，该方法用于制备6-氨基己腈，工艺流程简单，易于放大，能大幅提高原料转化率并节约能源，从而减少原料消耗、降低成本，可实现连续工业化生产。

具体地，本发明由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法为：将原料氨气和己内酰胺溶液经预处理工序分别预热后进行混合，再进行气化工序；气化后的物料进入反应工序发生己内酰胺氨化反应；反应产物依次与原料氨气和己内酰胺换热后经冷凝工序和精馏工序，得到氨基己腈产品。

进一步，所述预处理工序中，氨气的预热温度为300℃~450℃，己内酰胺溶液的预热温度为70℃~120℃。需注意，己内酰胺是高沸点热敏性物质，常压沸点为270℃，在高温下长时间受热会出现变性结焦、聚合等问题。预热工序中设置差异化的氨气和己内酰胺溶液预热温度，不仅能防止出现己内酰胺因高温停留时间长而导致变性的问题，还能在随后的气化工序中促进两者快速换热，高效地气化己内酰胺。

进一步，所述气化工序在气化装置中进行；所述气化装置包括壳体、与壳体顶部进液管连接的雾化喷头、与壳体上部进气管连接的环形管，所述环形管上沿环形管体的环绕方向至少设有1排位于环形管正下方的通气孔；从所述气化装置采出气化后的混合原料输入反应工序。预热后的热氨气输入所述气化装置的环形管，并最终从环形管的通气孔喷出；己内酰胺溶液预热后经进液管输入气化装置，再经雾化喷头化成小滴后成雾状喷射出去。

一方面，本发明气化装置特殊的结构设计，可使得热氨气和雾化后的己内酰胺分别向不同的方向高速喷射，使氨气和己内酰胺之间发生剧烈碰撞，促进原料氨气和己内酰胺在气化装置壳体内分散混合以增加原料间的换热，从而减少己内酰胺在高温下气化的停留时间，高效气化己内酰胺，降低己内酰胺出现高温结焦变性的几率；

另一方面，热氨气从环形管正下方的通气孔输出，由此形成密集的热氨气气幕，该气幕可有效避免雾化喷头将己内酰胺液滴喷洒到气化装置的内壳内壁上，有效减少高温条件下己内酰胺在内壁上滞留导致结焦的情况。

进一步，所述气化工序中通入的氨气与己内酰胺的质量比为（2-10）:1；所述气化工序的温度为300℃~370℃，压力为0~2bar。由己内酰胺气相法制备6-氨基己腈的反应是强吸热反应，反应温度及氨气用量对原料转化率影响较大，具体地，提高气化后的混合原料的温度及氨气和己内酰胺的质量比有利于反应的进行，因此，在气化工工序中设置合适的气化温度及氨气和己内酰胺质量比，能提升随后气化工序中原料己内酰胺的转化率。

进一步，气化后混合原料进入反应器进行氨化反应，生成反应产物。所述反应工序的温度为350℃~400℃，压力为1~2bar。

在进行冷凝工序和精馏工序前，反应产物仍维持较高的温度。为了提高能量利用效率、节约热量消耗，在反应产物在进入冷凝工序前设置反应产物与原料进行换热，以充分利用反应产物从生成到冷凝精馏前的这部分热量，这样的操作在连续化的工业化生产中可有效降低生产成本。具体地，与预热工序中氨气和己内酰胺溶液差异化的预热温度设置一致，反应产物从经管路从反应器输出，依次与氨气和己内酰胺溶液换热后再进入冷凝工序。

进一步，所述精馏工序包括一级精馏塔精馏、二级精馏塔精馏和三级精馏塔精馏。通过优化设置三级精馏塔精馏参数，从冷凝后的反应产物中循环回收未反应的氨气和未反应的己内酰胺，分离排出少量轻组分杂质、重组分杂质，并最终采出产品纯度≥99.9%的6-氨基己腈产品。

具体地，所述一级精馏塔精馏的塔顶温度-25℃~30℃，塔顶压力为1~6bar；所述二级精馏塔精馏和三级精馏塔精馏的塔顶温度100℃~150℃，塔顶压力1~5kpa。

具体地，从冷凝工序和一级精馏塔精馏采出未反应的氨气。其中，未反应氨气中的大部分返回预处理工序与新鲜氨气汇合后循环使用，形成循环氨；还有少部分未反应的氨气以废气的形式排出系统外，形成外排氨。之所以设置外排氨，主要是因为己内酰胺高温氨化反应过程中会产生极少量的不凝气，该不凝气包括氢气、甲烷、一氧化碳等，如果反应系统不及时外排不凝气会造成因不凝气积累而引起催化剂中毒。更具体地，所述外排氨与循环氨的摩尔比为1%~10%。

具体地，从二级精馏塔精馏采出的未反应己内酰胺返回预处理工序，与新鲜己内酰胺溶液混合后循环使用。需注意，本发明的技术方案中所用的新鲜己内酰胺溶液为己内酰胺水溶液，其水含量为不大于5%。发明人发现气相法制备6-氨基己腈过程中，在原料中加入少量水分对己内酰胺高温氨化反应是有益处，具体表现在：

（1）己内酰胺氨化反应的产物6-氨基己腈在高温下会与己内酰胺发生脱水二聚反应生成二聚物己腈氨基-氮杂卓，反应式如下所示：

从该反应式可知，添加少量水分能够抑制副反应的发生以减少副产物的生产、提高选择性；（2）随着反应时间的延长，催化剂表面不可避免的会产生积碳，而水蒸气在高温下可以起到一定的去除积碳作用，反应式如下所示：

因此，在原料中添加少量水分，且含水量不超过5%，能起到减少催化剂表面积碳的作用，从而延长催化剂的寿命，促进连续反应的进行。

本发明的有益效果是：1.在反应工序前快速气化并混合原料，减少己内酰胺高温停留时间，从而降低己内酰胺高温结焦损失率，促进由己内酰胺气相法制备6-氨基己腈反应连续高效地进行；2.设置反应产物和反应原料换热操作，有效降低生产成本；3.循环回收未反应的氨气和己内酰胺，提高原料转化率；4.设置不凝气的排出管路并控制己内酰胺溶液中的水分含量，以延长催化剂的使用寿命，促进反应连续进行；5.本发明的工艺流程简单，易于放大，适合于连续工业化生产。

附图说明

构成本申请的一部分的说明书附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。在附图中：

图1为一种由己内酰胺制备6-氨基己腈的系统的结构示意图；

图2为一种本发明气化工序所用气化装置的结构示意图。

其中，上述附图包括以下附图标记：

1-壳体、2-雾化喷头、3-环形管、4-进液管、5-进气管、6-填料层、7-夹套、8-侧线采出口、9-排凝口；10-加热器、11-气化器、12-反应器、13-循环压缩机，14-一级精馏塔、15-二级精馏塔、16-三级精馏塔，17-第一换热器、18-第二换热器，19-冷凝器，20-第一物料混合器、21-第二物料混合器、22-第三物料混合器、23-第四物料混合器；241-第一氨气流、251-第一己内酰胺溶液、242-第二氨气流、252-第二己内酰胺溶液、243-第三氨气流、261-第一混合原料流、262-第二混合原料流、271-第一反应产物流、272-第二反应产物流、273-第三反应产物流、274-第四反应产物流、244-第四氨气流、245-第五氨气流、246-第六氨气流、28-轻组分流、275-第五反应产物流、276-第六反应产物流、277-第七反应产物流、247-第七氨气流、248-第八氨气流、249-第九氨气流、253-第三己内酰胺溶液、254-第四己内酰胺溶液、29-重组分流。

具体实施方式

为了便于理解本发明，下面将对本发明进行更全面的描述，给出了本发明的较佳实施例。但应当理解为这些实施例仅仅是用于更详细说明之用，而不应理解为用以任何形式限制本发明，即并不意于限制本发明的保护范围。

需说明的是，本实施例中诸如“一级”“二级”“第一”“第二”等之类的关系术语仅仅用来将一个与另一个具有相同名称的部件区分开来，而不一定要求或者暗示这些部件之间存在任何这种实际的关系或者顺序。限定有“一级”“二级”“第一”“第二”等的特征可以明示或者隐含地包括一个或者更多个该特征。

实施例1

本实施例提出了一种由己内酰胺制备6-氨基己腈的系统，并结合该系统对本发明提出的一种由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法进行详细阐述。

如图1所示，预处理工序中，进气管5输入的第一氨气流241为待预热的氨气，经第一换热器17换热后得到第二氨气流242，随后第二氨气流242经加热器10继续加热至预定温度得到第三氨气流243；需注意，本实施例仅为本发明技术方案的一个较优展示，第二氨气流242也可不通过加热器10加热，直接进入后续气化工序；进液管4输入的第一己内酰胺溶液251为待预热的己内酰胺溶液，经第二换热器18预热至预定温度后得到第二己内酰胺溶液252。

气化工序中，第三氨气流243和第二己内酰胺溶液252经混合后输入气化器11，可选地，第三氨气流243和第二己内酰胺溶液252第三物料混合器22混合后得到第一混合原料流261；所述第一混合原料流261输入气化器11进行快速高效气化得到气化混合后的第二混合原料流262。

反应工序中，所述第二混合原料流262输入反应器12进行己内酰胺氨化反应，得到第一反应产物流271。

需注意，从反应器12中输出的所述第一反应产物流271在进入冷凝工序和精馏工序前，仍具有较高的温度，因此，所述第一反应产物流271经第一换热器17与第一氨气流241进行换热后得到第二反应产物流272，所述第二反应产物流272经第二换热器18与第一己内酰胺溶液251换热后得到第三反应产物流273，以充分利用这部分热量

冷凝工序中，所述第三反应产物流273输入冷凝器19进行气液相分离，分离得到液相第四反应产物流274和气相第五氨气流245，所述第五氨气流245主要为未反应的氨气。

精馏工序中，第四反应产物流274输入一级精馏塔14，由塔顶采出第六氨气流246，主要为未反应的氨气；此外，还从所述一级精馏塔14的上部采出轻组分流28送出界。

其中，所述第六氨气流246与第五氨气流245经管路汇合，可选地，所述第六氨气流246与第五氨气流245经第四物料混合器23混合后得到第七氨气流247；所述第七氨气流247返回进气管5，可选地，所述第七氨气流247经循环压缩机13加压后得到第九氨气流249，所述第九氨气流249输入预处理工序的进气管5循环利用，可选地，所述第九氨气流249输入第一物料混合器20与新鲜氨气流流股第四氨气流244混合后得到待预热的第一氨气流241。所述第六氨气流246与第五氨气流245混合后的管路上还设有第八氨气流248，所述第八氨气流248排出界。

所述一级精馏塔14的塔釜采出的第五反应产物流275输入二级精馏塔15，所述二级精馏塔15的塔釜采出第四己内酰胺溶液254，主要为未反应的己内酰胺；所述第四己内酰胺溶液254返回预处理工序的进液管4循环利用；可选地，所述第四己内酰胺溶液254与新鲜的己内酰胺溶液第三己内酰胺溶液253经第二物料混合器21混合后，得到待预热的第一己内酰胺溶液251。所述二级精馏塔15的塔顶采出第六反应产物流276输入三级精馏塔16，从所述三级精馏塔16的塔顶采出第七反应产物流277，为目标产物6-氨基己腈，产品的纯度≥99.9%；从所述三级精馏塔16的塔釜采出重组分流29送出界。

实施例2

本实施例提出了一种由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法，该方法所用系统的结构与实施例1所示系统的结构一致，但在气化工序中采用了如图2所示气化装置。本实施例结合图1和图2对气化工序作详细阐述。

所述气化装置包括壳体1；雾化喷头2，与壳体1顶部进液管4连通；环形管3，与壳体1上部进气管5连通，其所在平面垂直于壳体1的中轴线；所述环形管3上沿环形管体3的环绕方向至少设有1排位于环形管3正下方的通气孔12；所述雾化喷头2设于所述环形管3的轴线上。

经预热后的第三氨气流243或第二氨气流242经进气管5输入气化装置，并从所述环形管3的通气孔喷出，在环形管3的正下方形成热氨气气幕，并在靠近环形管3轴线的一侧形成热氨气气流；经预热后的第二己内酰胺溶液252经进液管4输入气化装置，经雾化喷头2化成小滴成雾状喷射出去；热氨气气幕和环形管上3其他通气孔喷出的热氨气气流与雾化后的己内酰胺剧烈碰撞进行换热，快速高效地气化己内酰胺。

进入气化装置壳体1的热氨气和己内酰胺经快速换热气化后，进入壳体1下部的填料层6继续进行分散混合，进一步气化己内酰胺。充分混合后的气化原料从壳体1的侧线采出口8采出，经管路输入反应器12进行己内酰胺氨化反应。所述壳体1的外侧壁设有用于控温的夹套7，未气化的己内酰胺间歇地从壳体1底部的排凝口9排出。

实施例3

以80t/a氨基己腈装置为例，本实施例所用反应器12为固定床反应器，反应器12内催化剂为氧化铝。进入气化器11的氨气量为100kg/h，其预热温度为450℃；己内酰胺的量为10kg/h，其预热温度为120℃。气化器11内的温度为330℃，压力为0.15bar。反应器12内的反应温度为350℃，反应压力0.15bar。反应产物在进入冷凝器19前依次经第一换热器17和第二换热器18与原料氨气和己内酰胺进行换热。换热后的物料经冷凝器19气液分离后，液相进入一级精馏塔14进行精馏，从冷凝器19和一级精馏塔14的顶部收集到的循环氨的量为97kg/h，与循环氨混合的新鲜氨量为3kg/h，氨气外排量为1.55kg/h；一级精馏塔14的上部排出轻组分杂质1.34kg/h，一级精馏塔14塔釜采出物输入二级精馏塔15进行精馏提纯；从二级精馏塔15塔釜采出的循环己内酰胺量为0.2kg/h，经泵返回与新鲜己内酰胺溶液汇合，新鲜己内酰胺量为9.8kg/h，其中，新鲜己内酰胺溶液中水含量为0.5%；二级精馏塔15塔顶采出物进入三级精馏塔16进行精馏提纯；从三级精馏塔16塔釜采出重组分杂质为0.06kg/h，塔顶采出产品6-氨基己腈量为9.85kg/h，其纯度为99.9%。其中，一级精馏塔14的塔顶压力1bar，塔顶温度-25℃；二级精馏塔15的塔顶压力1kpa，塔顶温度100℃；三级精馏塔16的塔顶压力1.0kpa，塔顶温度100℃。本实施例的原料转化率为98.1%，选择性99.1%；反应产物在进入冷却器前先与原料进行换热，该换热操作可节省10.97KW的能量。

实施例4

以100t/a氨基己腈装置为例，本实施例所用反应器12为移动床反应器，反应器12内催化剂为氧化镁。进入气化器11的氨气量为100kg/h，其预热温度为400℃；己内酰胺的量为13kg/h，其预热温度为70℃。气化器11内的温度为300℃，压力为0.3bar。反应器12内的反应温度为360℃，反应压力0.3bar。反应产物在进入冷凝器19前依次经第一换热器17和第二换热器18与原料氨气和己内酰胺进行换热。换热后的物料经冷凝器19气液分离后，液相进入一级精馏塔14进行精馏，从冷凝器19和一级精馏塔14的顶部收集到的循环氨的量为92kg/h，与循环氨混合的新鲜氨量为8kg/h，氨气外排量为4.85kg/h；一级精馏塔14的上部排出轻组分杂质2.43kg/h，一级精馏塔14塔釜采出物输入二级精馏塔15进行精馏提纯；从二级精馏塔15塔釜采出的循环己内酰胺量为1.1kg/h，经泵返回与新鲜己内酰胺溶液汇合，新鲜己内酰胺量为11.9kg/h，其中，新鲜己内酰胺溶液中水含量为1%；二级精馏塔15塔顶采出物进入三级精馏塔16进行精馏提纯；从三级精馏塔16塔釜采出重组分杂质为0.12kg/h，塔顶采出产品6-氨基己腈量为12.5kg/h，其纯度为99.9%。其中，一级精馏塔14的塔顶压力2bar，塔顶温度-10℃；二级精馏塔15的塔顶压力1kpa，塔顶温度100℃；三级精馏塔16的塔顶压力1kpa，塔顶温度100℃。本实施例的原料转化率为97.2%，选择性99.2%；反应产物在进入冷却器前先与原料进行换热，该换热操作可节省12.6KW的能量。

实施例5

以5000t/a氨基己腈装置为例，本实施例所用反应器12为流化床反应器，反应器12内催化剂为磷酸铝。进入气化器11的氨气量为5.04t/h，其预热温度为350℃；己内酰胺的量为1.098t/h，其预热温度为80℃。气化器11内的温度为370℃，压力为0.6bar。反应器12内的反应温度为370℃，反应压力0.6bar。反应产物在进入冷凝器19前依次经第一换热器17和第二换热器18与原料氨气和己内酰胺进行换热。换热后的物料经冷凝器19气液分离后，液相进入一级精馏塔14进行精馏，从冷凝器19和一级精馏塔14的顶部收集到的循环氨的量为4.8t/h，与循环氨混合的新鲜氨量为0.24t/h，氨气外排量为0.048t/h；一级精馏塔14的上部排出轻组分杂质0.219t/h，一级精馏塔14塔釜采出物输入二级精馏塔15进行精馏提纯；从二级精馏塔15塔釜采出的循环己内酰胺量为0.439t/h，经泵返回与新鲜己内酰胺溶液汇合，新鲜己内酰胺量为0.659t/h，其中，新鲜己内酰胺溶液中水含量为2%；二级精馏塔15塔顶采出物进入三级精馏塔16进行精馏提纯；从三级精馏塔16塔釜采出重组分杂质为0.007t/h，塔顶采出产品6-氨基己腈量为0.625t/h，其纯度为99.9%。其中，一级精馏塔14的塔顶压力1.5bar，塔顶温度-20℃；二级精馏塔15的塔顶压力1.5kpa，塔顶温度120℃；三级精馏塔16的塔顶压力1.5kpa，塔顶温度107℃。本实施例的原料转化率为88.5%，选择性99.4%；反应产物在进入冷却器前先与原料进行换热，该换热操作可节省0.580MW的能量。

实施例6

以5000t/a氨基己腈装置为例，本实施例所用反应器12为流化床反应器，反应器12内催化剂为磷酸铈。进入气化器11的氨气量为5.04t/h，其预热温度为300℃；己内酰胺的量为1.098t/h，其预热温度为90℃。气化器11内的温度为350℃，压力为1bar。反应器12内的反应温度为360℃，反应压力1bar。反应产物在进入冷凝器19前依次经第一换热器17和第二换热器18与原料氨气和己内酰胺进行换热。换热后的物料经冷凝器19气液分离后，液相进入一级精馏塔14进行精馏，从冷凝器19和一级精馏塔14的顶部收集到的循环氨的量为4.4t/h，与循环氨混合的新鲜氨量为0.64t/h，氨气外排量为0.36t/h；一级精馏塔14的上部排出轻组分杂质0.308t/h，一级精馏塔14塔釜采出物输入二级精馏塔15进行精馏提纯；从二级精馏塔15塔釜采出的循环己内酰胺量为0.44t/h，经泵返回与新鲜己内酰胺溶液汇合，新鲜己内酰胺量为0.66t/h，其中，新鲜己内酰胺溶液中水含量为5%；二级精馏塔15塔顶采出物进入三级精馏塔16进行精馏提纯；从三级精馏塔16塔釜采出重组分杂质为0.007t/h，塔顶采出产品6-氨基己腈量为0.625t/h，其纯度为99.9%。其中，一级精馏塔14的塔顶压力4bar，塔顶温度5℃；二级精馏塔15的塔顶压力5kpa，塔顶温度150℃；三级精馏塔16的塔顶压力1.5kpa，塔顶温度107℃。本实施例的原料转化率为85.5%，选择性99.1%；反应产物在进入冷却器前先与原料进行换热，该换热操作可节省0.589MW的能量。

实施例7

以52000t/a氨基己腈装置为例，本实施例所用反应器12为固定床反应器，反应器12内催化剂为ZSM-5。进入气化器11的氨气量为25.2t/h，其预热温度为400℃；己内酰胺的量为12.6t/h，其预热温度为100℃。气化器11内的温度为370℃，压力为1.5bar。反应器12内的反应温度为380℃，反应压力1.5bar。反应产物在进入冷凝器19前依次经第一换热器17和第二换热器18与原料氨气和己内酰胺进行换热。换热后的物料经冷凝器19气液分离后，液相进入一级精馏塔14进行精馏，从冷凝器19和一级精馏塔14的顶部收集到的循环氨的量为22t/h，与循环氨混合的新鲜氨量为3.2t/h，氨气外排量为2.2t/h；一级精馏塔14的上部排出轻组分杂质1.11t/h，一级精馏塔14塔釜采出物输入二级精馏塔15进行精馏提纯；从二级精馏塔15塔釜采出的循环己内酰胺量为5.9t/h，经泵返回与新鲜己内酰胺溶液汇合，新鲜己内酰胺量为6.68t/h，其中，新鲜己内酰胺溶液中水含量为5%；二级精馏塔15塔顶采出物进入三级精馏塔16进行精馏提纯；从三级精馏塔16塔釜采出重组分杂质为0.07t/h，塔顶采出产品6-氨基己腈量为6.5t/h，其纯度为99.9%。其中，一级精馏塔14的塔顶压力6bar，塔顶温度10℃；二级精馏塔15的塔顶压力5kpa，塔顶温度150℃；三级精馏塔16的塔顶压力5kpa，塔顶温度123℃。本实施例的原料转化率为78.1%，选择性99.1%；反应产物在进入冷却器前先与原料进行换热，该换热操作可节省3.46MW的能量。

实施例8

以52000t/a氨基己腈装置为例，本实施例所用反应器12为固定床反应器，反应器12内催化剂为ZSM-5。进入气化器11的氨气量为25.2t/h，其预热温度为400℃；己内酰胺的量为12.6t/h，其预热温度为100℃。气化器11内的温度为350℃，压力为2bar。反应器12内的反应温度为350℃，反应压力2bar。反应产物在进入冷凝器19前依次经第一换热器17和第二换热器18与原料氨气和己内酰胺进行换热。换热后的物料经冷凝器19气液分离后，液相进入一级精馏塔14进行精馏，从冷凝器19和一级精馏塔14的顶部收集到的循环氨的量为23.1t/h，与循环氨混合的新鲜氨量为2.19t/h，氨气外排量为1.21t/h；一级精馏塔14的上部排出轻组分杂质1.08t/h，一级精馏塔14塔釜采出物输入二级精馏塔15进行精馏提纯；从二级精馏塔15塔釜采出的循环己内酰胺量为5.92t/h，经泵返回与新鲜己内酰胺溶液汇合，新鲜己内酰胺量为6.68t/h，其中，新鲜己内酰胺溶液中水含量为4%；二级精馏塔15塔顶采出物进入三级精馏塔16进行精馏提纯；从三级精馏塔16塔釜采出重组分杂质为0.08t/h，塔顶采出产品6-氨基己腈量为6.5t/h，其纯度为99.9%。其中，一级精馏塔14的塔顶压力6bar，塔顶温度10℃；二级精馏塔15的塔顶压力5kpa，塔顶温度150℃；三级精馏塔16的塔顶压力5kpa，塔顶温度123℃。本实施例的原料转化率为74.6%，选择性99.3%；反应产物在进入冷却器前先与原料进行换热，该换热操作可节省3.31MW的能量。

需注意的是，以上内容是结合具体的实施方式对本发明所作的进一步详细说明，不能认定本发明的具体实施只局限于这些说明；本实施例尺寸数据并不定限定本技术方案，只是展示其中一种具体的工况。对于本发明所属技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明构思的前提下，还可以做出若干简单改进和润饰，都应当视为属于本发明保护的范围。

Claims (8)

1.一种由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法，其特征在于，将原料氨气和己内酰胺溶液经预处理工序分别预热后进行气化工序；气化后的混合原料进入反应工序发生己内酰胺氨化反应；反应产物依次与原料氨气和己内酰胺换热后经冷凝工序和精馏工序，得到氨基己腈产品；

所述预处理工序中，氨气的预热温度为300℃～450℃，己内酰胺的预热温度为70℃～120℃；

所述气化工序在气化装置中进行；所述气化装置包括壳体、与壳体顶部进液管连接的雾化喷头、与壳体上部进气管连接的环形管，所述环形管上沿环形管体的环绕方向至少设有1排位于环形管正下方的通气孔；从所述气化装置采出气化后的混合原料输入反应工序。

2.根据权利要求1所述的由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法，其特征在于，所述气化工序中通入的氨气与己内酰胺质量比为(2-10):1；气化工序的温度为300℃～370℃，压力为0～2bar。

3.根据权利要求1所述的由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法，其特征在于，所述反应工序的温度为350℃～400℃，压力为1～2bar。

4.根据权利要求1所述的由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法，其特征在于，所述精馏工序包括一级精馏塔精馏、二级精馏塔精馏和三级精馏塔精馏。

5.根据权利要求4所述的由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法，其特征在于，从冷凝工序和一级精馏塔精馏采出的未反应氨气汇合后返回预处理工序，形成循环氨；所述从二级精馏塔精馏采出的未反应己内酰胺溶液返回预处理工序。

6.根据权利要求5所述的由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法，其特征在于，所述采出的未反应氨气在返回预处理工序前设有外排量，该部分外排氨与循环氨的质量比为1％～10％。

7.根据权利要求4所述的由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法，其特征在于，所述一级精馏塔精馏的塔顶温度-25℃～30℃，塔顶压力为1～6bar；所述二级精馏塔精馏和三级精馏塔精馏的塔顶温度100℃～150℃，塔顶压力1～5kpa。

8.根据权利要求1所述的由己内酰胺制备6-氨基己腈的方法，其特征在于，所述己内酰胺溶液为己内酰胺水溶液，其含水量w满足0＜w≤5％。

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