CN117619454A - 一种腈加氢反应催化剂再生方法、腈加氢反应方法及系统 - Google Patents
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Abstract
本发明具体实施方式提供了一种腈加氢反应催化剂再生方法、腈加氢反应方法及系统，所述方法通过利用液氨特殊的溶解性，溶解除去附着在催化剂表明的缩聚产物，以实现恢复催化剂加氢活性，该方法既提高了催化剂使用寿命，延长了整个反应周期，而且操作简便，避免高温，安全性高。
Description
技术领域
本发明属于催化剂再生活化技术领域，具体涉及一种腈加氢反应催化剂再生方法、腈加氢反应方法及系统。
背景技术
腈加氢反应，被广泛应用于合成高附加值有机胺类化学品，具有广阔工业应用前景，但是由于腈加氢过程中生成活泼的亚胺中间体，与加氢产物之间会发生一系列缩合反应，生成高沸点、分子量较高的缩聚产物。这些缩聚产物覆盖在催化剂表面，增大了加氢原料向活性位的扩散阻力，抑制催化剂与加氢原料接触，导致催化剂活性降低；同时随着缩聚产物生成富集在催化剂床层，造成催化剂床层部分堵塞，催化剂床层压降上升，影响固定床工艺的连续性。因此，如何有效除去催化剂床层累积的缩聚产物，成为保证固定床连续加氢工艺稳定运行，催化剂长周期运行的关键技术问题。现有技术中，通常采用的方法为通过高温焙烧的方法或者有机溶剂溶解的方法进行所述缩聚产物的去除来对所述催化剂进行再生，对于高温焙烧的方法，容易造成催化剂迁移聚集成大晶粒尺寸的晶粒，破坏催化剂结构，降低其利用效率，抑制催化剂的使用稳定性以及催化活性，而对于有机溶剂溶解的方法，容易导致有机溶剂残留，增加工艺处理成本，降低经济性。
发明内容
本发明的具体实施方式提供一种既提高催化剂使用寿命，延长整个反应周期，而且操作简便，避免高温，安全性高的腈加氢反应催化剂再生方法及腈加氢反应方法，具体方案如下：
一种腈加氢反应催化剂再生方法，包括以下步骤：
将待再生的腈加氢反应催化剂与液氨接触进行活化再生。
可选的，待再生的腈加氢反应催化剂与液氨以以下一种或多种方式进行接触和活化再生：
（1）液氨以1～20h-1的液质空速流经所述催化剂表面；
（2）液氨处理所述催化剂表面的时间为0.5～50h，优选为0.5～12h；
（3）再生过程的温度为60～150oC，优选为80～130oC；
（4）再生过程的压力为4-15 MPa，优选为4-13 MPa。
可选的，所述腈为间苯二甲腈、邻苯二甲腈、对苯二甲腈、己二腈、丁二腈或异佛尔酮腈。
可选的，所述催化剂为过渡金属催化剂。
可选的，所述过渡金属催化剂为负载型过渡金属催化剂。
可选的，所述过渡金属为镍或钴。
可选的，所述负载型过渡金属催化剂的载体为氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化锆、硅藻土氧化物或MOx-SiO2中的一种，其中，MOx-SiO2氧化物中MOx选自MgO、CaO、BaO、La2O3、CeO2、ZrO2或TiO2中的一种或多种。
一种腈加氢反应方法，包括以下步骤：
1）将腈类化合物溶液和氢气供给到填充了催化剂的反应器中进行催化加氢反应；
2）停止反应器中腈类化合物溶液和氢气供给，往反应器中通入液氨对所述催化剂进行活化再生；
3）经步骤2）催化剂活化再生后，停止通入液氨，继续步骤1）。
可选的，步骤2）具有以下一项或多项特征：
（1）液氨的液质空速为1～20h-1；
（2）液氨处理所述催化剂表面的时间为0.5～50h，优选为0.5～12h；
（3）反应器内的温度为60～150oC，优选为80～130oC；
（4）反应器内的压力为4-15 MPa，优选为4-13 MPa。
可选的，步骤1）中的腈类化合物溶液为腈类化合物氨溶液。
可选的，所述腈为间苯二甲腈、邻苯二甲腈、对苯二甲腈、己二腈、丁二腈或异佛尔酮腈。
可选的，步骤2）前，分析步骤1）中产物纯度，当所述产物纯度低于某一设定值时，然后进行步骤2）。
一种腈加氢反应系统，所述反应系统包括：
反应器，所述反应器中具有装填催化剂的腈加氢催化反应床；
原料罐，与所述反应器管线连接，用于将通入的腈类化合物和液氨配制成溶液供给至所述反应器；
液氨罐，与所述反应器和原料罐均具有管线连接，用于向所述原料罐提供液氨原料和向所述反应器提供液氨进行催化剂再生。
可选的，所述反应系统还包括：
气液分离装置，与所述反应器管线连接，用于将加氢产物中的氢气与反应产物的液氨溶液分离，和/或
产品分离装置，与所述气液分离装置管线相连，用于将所述反应产物的液氨溶液中的反应产物与液氨分离。
可选的，所述气液分离装置分离后的氢气可重新返回反应器，和/或所述产品分离装置与液氨罐管线相连，分离后的所述液氨可重新返回液氨罐。
可选的，所述反应系统还包括：液氨分离装置，所述液氨分离装置与反应器和液氨罐管线相连，用于将液氨从再生清洗液中分离重新返回液氨罐。
可选的，所述催化剂为镍基或者钴基催化剂。
本发明具体实施方式的腈加氢反应催化剂再生方法、腈加氢反应方法及系统，通过利用液氨特殊的溶解性，溶解除去附着在催化剂表明的缩聚产物，以实现恢复催化剂加氢活性，该方法既提高了催化剂使用寿命，保证了整个连续加氢工艺的长期稳定运行，而且操作简便，避免引入杂质和高温，安全性高。
附图说明
图1 为本发明一具体实施方式的腈加氢反应流程图及反应系统示意图。
具体实施方式
本发明的发明人在研究中发现，液氨具有特殊的溶解性，可溶解腈加氢反应形成于催化剂表面的缩聚产物，特别是在一定温度和压力的条件下，可加速溶解，快速实现恢复催化剂加氢活性，降低催化剂床层压降，延长催化剂使用寿命，以液氨溶解的方式去除所述催化剂表面的缩聚产物，具有以下优点：（1）处理条件温和，既避免由于催化剂温度急速上升造成的装置无法控制，又防止催化剂晶粒尺寸在高温条件下长大而造成活性下降；（2）不会引入额外杂质，工艺相对简单；（3）液氨通过闪蒸、降压的方式，方便快速实现液氨与缩聚产物分离，液氨可以回收再利用，降低处理成本；（4）该过程不需要额外增加装置设备，利用现有固定床加氢装置即可实现。基于所述发现，本发明的具体实施方式提供一种腈加氢反应催化剂再生方法，包括以下步骤：待再生的腈加氢反应催化剂与液氨接触进行活化再生。
本发明具体实施方式的腈加氢反应催化剂再生方法，在一些具体实施方式中，再生过程的温度为60～150oC，进一步为80～130oC，也就是说液氨在该温度下与待再生的腈加氢反应催化剂接触，除去其表面的缩聚产物，从而恢复生产过程中的催化剂加氢活性，具体的温度选择，例如可以是60oC、70oC、80oC、90oC、100oC、110oC、120oC 、130oC、140oC或150oC等等，所述温度下具有更好的活化再生效率，同时也不会造成催化剂晶粒尺寸的增长。
本发明具体实施方式的腈加氢反应催化剂再生方法，在一些具体实施方式中，待再生的腈加氢反应催化剂与液氨以以下方式进行接触：液氨以1～20h-1的液质空速，具体的例如以1h-1、2h-1、5h-1、10h-1、15h-1、20h-1的液质空速处理所述催化剂表面，时间为0.5～50h,进一步为0.5～12h。在一些具体实施方式中，所述催化剂为固定的催化剂床形式，当其催化剂在腈加氢反应过程中，活性下降需要进行活化时，液氨流经所述催化剂床层对其进行活化再生。
本发明具体实施方式的腈加氢反应催化剂再生方法，在一些具体实施方式中，综合考虑活化效率与生产要求，再生过程的压力为4-15 MPa，进一步为4-13 MPa，也就是说液氨在4-15 MPa，进一步在4-13 MPa的压力下与待再生的腈加氢反应催化剂接触，除去其表面的缩聚产物，从而恢复生产过程中的催化剂加氢活性，具体的压力选择，例如可以是4MPa、5 MPa、6 MPa、7 MPa、8 MPa、9 MPa、10 MPa、11 MPa、12 MPa、13 MPa、14 MPa或15 MPa等等。
本发明具体实施方式的腈加氢反应催化剂再生方法，在一些具体实施方式中，所述腈例如可以是间苯二甲腈、邻苯二甲腈、对苯二甲腈、己二腈、丁二腈或异佛尔酮腈等。
本发明具体实施方式的腈加氢反应催化剂再生方法，在一些具体实施方式中，所述催化剂为过渡金属催化剂，例如为镍或者钴。
本发明具体实施方式的腈加氢反应催化剂再生方法，在一些具体实施方式中，所述过渡金属催化剂为非负载型过渡金属催化剂，在一些具体实施方式中，所述过渡金属催化剂为负载型过渡金属催化剂。
本发明具体实施方式的腈加氢反应催化剂再生方法，在一些具体实施方式中，所述负载型过渡金属催化剂的载体为氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化锆、硅藻土等氧化物或MOx-SiO2中的一种，其中，MOx-SiO2氧化物中MOx选自MgO、CaO、BaO、La2O3、CeO2、ZrO2或TiO2中的一种或多种。
本发明的具体实施方式还提供一种腈加氢反应方法，包括以下步骤：
1）将腈类化合物溶液和氢气供给到填充了催化剂的反应器中进行催化加氢反应；
2）停止反应器中腈类化合物溶液和氢气供给，往反应器中通入液氨对所述催化剂进行活化再生；
3）经步骤2）催化剂活化再生后，停止通入液氨，继续步骤1）。
本发明的具体实施方式的腈加氢反应方法，在一些具体实施方式中，步骤2）中，对所述催化剂进行活化再生的方法如前腈加氢反应催化剂再生方法所述。
本发明的具体实施方式的腈加氢反应方法，在一些具体实施方式中，步骤1）中的腈类化合物溶液为腈类化合物氨溶液，即腈类化合物溶解在液氨中和氢气供给到填充了催化剂的反应器中进行催化加氢反应，在一些具体实施方式，腈类化合物溶液为腈类化合物溶解在其它溶剂中，例如甲苯、二甲苯、乙醇、丙醇等，所制备的腈类化合物溶液。
本发明的具体实施方式的腈加氢反应方法，在一些具体实施方式中，在腈加氢反应生产过程中，催化剂固定在反应器内，无法直接对催化剂进行其催化活性分析，通过所述产物纯度分析可很好的监控所述催化剂是否需要活化，在一些具体实施方式中，步骤2）前，分析步骤1）中产物纯度，当所述产物纯度低于某一设定值时，然后进行步骤2），也就是说，将腈类化合物溶液和氢气供给到填充了催化剂的反应器中进行催化加氢反应，分析所述催化加氢反应的产物纯度，然后根据纯度的高低进行判断，当所述产物纯度高于某一设定值时，不中断、继续进行催化加氢反应，当所述产物纯度低于某一设定值时，停止反应器中腈类化合物溶液和氢气供给，往反应器中通入液氨对所述催化剂进行活化再生，对于所述某一设定值可以根据具体产生实际情况需要进行对应设定，对于所述产物纯度可以采取常用的产品纯度分析方法，例如可以通过色谱进行分析。
本发明的具体实施方式的腈加氢反应方法，在一些具体实施方式中，步骤1）中的反应温度为20～200oC ，在一些具体实施方式中，步骤1）中的反应温度为50～80oC，具体可以根据实际生产情况进行调整 。
本发明的具体实施方式的腈加氢反应方法，在一些具体实施方式中，步骤1）中的反应压力为1-20 MPa，在一些具体实施方式中，在一些具体实施方式中，步骤1）中的反应压力为5-9 MPa，具体可以根据实际生产情况进行调整 。
本发明的具体实施方式的腈加氢反应方法，在一些具体实施方式中，步骤1）中的氢气与原料腈的摩尔比为1-50，在一些具体实施方式中，步骤1）中的氢气与原料腈的摩尔比为5-10，具体可以根据实际生产情况进行调整 。
本发明的具体实施方式的腈加氢反应方法，在一些具体实施方式中，步骤1）中的反应物料的质量空速为0.01～1h-1，在一些具体实施方式中，步骤1）中的反应物料的质量空速为0.1～0.25h-1，具体可以根据实际生产情况进行调整。
本发明的具体实施方式的腈加氢反应方法，在一些具体实施方式中，步骤1）中，催化加氢反应完成后，将产物和溶剂分离，分离后的溶剂进行循环使用。
本发明的具体实施方式的腈加氢反应方法，在一些具体实施方式中，步骤2）中，液氨对所述催化剂进行活化再生后，将液氨加热气化与其溶解物进行分离，将分离得到的液氨进行循环使用，在一些具体实施方式中，所述催化剂进行活化再生方法如前所述。
本发明的具体实施方式的腈加氢反应方法，经步骤2）催化剂活化再生后，停止通入液氨，继续步骤1），即，重新将腈类化合物溶液和氢气供给到反应器中进行催化加氢反应。在一些具体实施方式中，多次重复所述操作(1)至(3)，循环连续地进行所述腈加氢反应。
本发明具体实施方式的腈加氢反应方法，在一些具体实施方式中，所述腈例如可以是间苯二甲腈、邻苯二甲腈、对苯二甲腈、己二腈、丁二腈或异佛尔酮腈等。
本发明具体实施方式的腈加氢反应方法，在一些具体实施方式中，所述催化剂为过渡金属催化剂，例如为镍或钴等。
本发明具体实施方式的腈加氢反应方法，在一些具体实施方式中，所述过渡金属催化剂为非负载型过渡金属催化剂，在一些具体实施方式中，所述过渡金属催化剂为负载型过渡金属催化剂。
本发明具体实施方式的腈加氢反应方法，在一些具体实施方式中，所述负载型过渡金属催化剂的载体为氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化锆、硅藻土等氧化物或MOx-SiO2中的一种或多种，其中，复合氧化物MOx-SiO2中MOx选自MgO、CaO、BaO、La2O3、CeO2、ZrO2或TiO2中的一种或多种。
本发明的具体实施方式还提供一种腈加氢反应系统，所述反应系统包括：
反应器，所述反应器中具有装填催化剂的腈加氢催化反应床；
原料罐，与所述反应器管线连接，用于将通入的腈类化合物和液氨配制成溶液供给至所述反应器；
液氨罐，与所述反应器和原料罐均具有管线连接，用于向所述原料罐提供液氨原料和向所述反应器提供液氨进行催化剂再生。
以下结合图1以具体实施方式的腈加氢反应流程图及反应系统示意图对本发明具体实施方式的腈加氢反应系统作进一步说明。如图，本发明具体实施方式的腈加氢反应系统包括：
反应器2，所述反应器2中具有装填过渡金属催化剂的腈加氢催化反应床；
原料罐1，与所述反应器2管线连接，用于将通入的腈类化合物和液氨配制成溶液供给至所述反应器2；
液氨罐8，与所述反应器2和原料罐1均具有管线连接，用于向所述原料罐1提供液氨原料和向所述反应器2提供液氨进行催化剂再生。
本发明具体实施方式的腈加氢反应系统，液氨罐8与所述反应器2和原料罐1均具有管线连接，腈加氢反应时，液氨罐8内的液氨供给至原料罐1配制用于加氢反应的腈类化合物的氨溶液，催化剂再生反应时，液氨罐8内的液氨供给至反应器2与反应器2内的催化剂接触，对催化剂进行活化再生。
本发明具体实施方式的腈加氢反应系统，在一些具体实施方式中，所述反应系统还包括：气液分离装置3，与所述反应器2管线连接，用于将加氢产物中的氢气与反应产物的液氨溶液分离。
本发明具体实施方式的腈加氢反应系统，在一些具体实施方式中，所述反应系统还包括：产品分离装置6，与所述气液分离装置3管线相连，用于将所述反应产物的液氨溶液中的反应产物与液氨分离。
本发明具体实施方式的腈加氢反应系统，在一些具体实施方式中，所述气液分离装置3分离后的氢气可重新返回反应器2，实现对氢气的循环利用。
本发明具体实施方式的腈加氢反应系统，在一些具体实施方式中，所述产品分离装置6与液氨罐8管线相连，所述分离后的所述液氨可重新返回液氨罐8，实现对液氨的循环利用，在一些具体实施方式中，所述产品分离装置6包括加热装置，用于加热使液氨气化与反应产物分离，所述产品分离装置6与液氨罐8之间还包括冷却罐7，用于将气化的氨重新冷却压缩成液氨。
本发明具体实施方式的腈加氢反应系统，在一些具体实施方式中，所述反应系统还包括：液氨分离装置4，所述液氨分离装置4与反应器2和液氨罐8管线相连，用于催化剂再生工艺中，将液氨从再生清洗液中分离重新返回液氨罐8，实现对液氨的循环利用，在一些具体实施方式中，所述液氨分离装置4包括加热装置，用于加热使液氨气化与缩聚物分离，缩聚产物进入缩聚产物收集罐5，在一些具体实施方式中，所述液氨分离装置4与液氨罐8之间包括冷却罐7，用于将气化的氨重新冷却压缩成液氨。
以下通过具体实施例对本发明做进一步说明。
实施例
产物定量分析方法：Agilent 公司GC-8890型气相色谱仪(氢火焰检测器，氦气作为载气)，其配有DB-624型毛细管色谱柱，30m×0.32mm×0.25μm)以及氢火焰检测器(FID)。进样器和检测器温度均为280℃；柱室温通过程序升温控制：柱温初始130℃，保持5分钟，10℃/min升温至180℃，保持5分钟，以20℃/min升温至260℃，保持20min。载气流速2 mL/min。进样量：0.1μL。原料转化率和产物选择性通过外标法进行计算。
实施例1
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为SiO2载体。
b) 将间苯二甲腈（IPN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成IPN/NH3(l)原料溶液（IPN质量分数为10wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为70oC，反应压力为8 MPa，氢气与原料中间苯二甲腈的摩尔比为7，反应物料的液质空速为0.20h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，通过气相色谱测得测试IPN转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为98.6%。
c) 反应700 h后，催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间苯二甲胺的选择性降低至92.6%时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为2h-1，控制反应器内反应温度80oC，压力为5 MPa，时间为12 h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内的缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入IPN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈（IPN）转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为97.3%，表明催化剂活性恢复,可重新进行反应生产。
实施例2
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为SiO2载体。
b) 将间苯二甲腈（IPN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成IPN/NH3(l)原料溶液（IPN质量分数为10wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为70oC，反应压力为8 MPa，氢气与原料中间苯二甲腈的摩尔比为7，反应物料的液质空速为0.20 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为98.6%。
c) 反应800h后，催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间苯二甲胺的选择性为91.4%时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为10h-1，控制反应器内反应温度100oC，压力为6 MPa，时间为5h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入IPN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为98.2%，表明催化剂活性恢复,可重新进行反应生产。
实施例3
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为SiO2载体。
b) 将间苯二甲腈（IPN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成IPN/NH3(l)原料溶液（IPN质量分数为10wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为70oC，反应压力为8MPa，氢气与原料中间苯二甲腈的摩尔比为7，反应物料的液质空速为0.20 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试间苯二甲腈（IPN）转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为98.6%。
c) 反应650 h后，催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间苯二甲胺的选择性为93.4wt%时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为5h-1，控制反应器内反应温度120oC，压力为11 MPa，时间为2 h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入IPN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为98.0%，表明催化剂活性恢复,可重新进行反应生产。
实施例4
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为SiO2载体。
b) 将间苯二甲腈（IPN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成IPN/NH3(l)原料溶液（IPN质量分数为8wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为80oC，反应压力为9 MPa，氢气与原料中间苯二甲腈的摩尔比为10，反应物料的液质空速为0.25 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试间苯二甲腈（IPN）转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为98.4 wt%。
c) 反应800h后，催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间苯二甲胺的选择性为88.8%时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为15h-1，控制反应器内反应温度100oC，压力为10 MPa，时间为10 h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入IPN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为97.1%，表明催化剂活性恢复,可重新进行反应生产。
实施例5
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为SiO2载体。
b) 将间苯二甲腈（IPN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成IPN/NH3(l)原料溶液（IPN质量分数为10wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为70oC，反应压力为8 MPa，氢气与原料中间苯二甲腈的摩尔比为8，反应物料的液质空速为0.15 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为98.6wt%。
c) 反应800 h后，催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间苯二甲胺的选择性为91.2wt%时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为20 h-1，控制反应器内反应温度90oC，压力为7 MPa，时间为5 h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入IPN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为97.5%，表明催化剂活性恢复,可重新进行反应生产。
实施例6
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50 wt%，其余部分为CeO2-SiO2载体。
b) 将间苯二甲腈（IPN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成IPN/NH3(l)原料溶液（IPN质量分数为8wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为80oC，反应压力为8 MPa，氢气与原料中间苯二甲腈的摩尔比为6，反应物料的液质空速为0.25 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测得间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为97.6%。
c) 反应650 h后，催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间苯二甲胺的选择性为90.4wt%时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为20h-1，控制反应器内反应温度120oC，压力为11 MPa，时间为3 h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入IPN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为97.5%，表明催化剂活性恢复,可重新进行反应生产。
实施例7
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量40wt%，其余部分为SiO2载体。
b) 将间苯二甲腈（IPN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成IPN/NH3(l)原料溶液（IPN质量分数为5wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为60oC，反应压力为7 MPa，氢气与原料中间苯二甲腈的摩尔比为8，反应物料的液质空速为0.15 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为97.7%。
c) 反应600 h后，催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间苯二甲胺的选择性为92.2%时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为5h-1，控制反应器内反应温度150oC，压力为13 MPa，时间为3h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入IPN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为97.4%，表明催化剂活性恢复,可新进行反应生产。
实施例8
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为La2O3-SiO2载体。
b) 将间苯二甲腈（IPN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成IPN/NH3(l)原料溶液（IPN质量分数为8 wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为80oC，反应压力为9 MPa，氢气与原料中间苯二甲腈的摩尔比为10，反应物料的液质空速为0.25 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为98.1%。
c) 反应800h后，催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间苯二甲胺的选择性为90.8%时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为5h-1，控制反应器内反应温度60oC，压力为5 MPa，时间为2h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入IPN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为95.3%，表明催化剂活性恢复,可重新进行反应生产。
实施例9
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为SiO2载体。
b) 将间苯二甲腈（IPN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成IPN/NH3(l)原料溶液（IPN质量分数为10wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为80oC，反应压力为8 MPa，氢气与原料中间苯二甲腈的摩尔比为8，反应物料的液质空速为0.25 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为98.9%。
c) 反应700 h后，随着催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间苯二甲胺的转化率为93%以下时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为10h-1，控制反应器内反应温度120oC，压力为10 MPa，时间为5h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入IPN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为97.5%，表明催化剂活性得以恢复,可重新进行反应生产。
e）当催化剂活性再次下降时，重复c）步骤对催化剂进行多次再生，再生3次后，继续上述步骤b) ，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为97.5%，表明催化剂经过多次再生后，催化剂仍然保持较高的活性。
实施例10
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为载SiO2体。
b) 将间苯二甲腈（IPN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成IPN/NH3(l)原料溶液（IPN质量分数为9wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为70oC，反应压力为8 MPa，氢气与原料中间苯二甲腈的摩尔比为5，反应物料的液质空速为0.15 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为98.6%。
c) 700h反应后，随着催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间苯二甲胺的选择性为90.6wt%以下时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为10 h-1，控制反应器内反应温度130oC，压力为10 MPa，时间为5 h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入IPN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试间间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为96.6%，表明催化剂活性任得以恢复,可重新进行反应生产。
e）当催化剂活性再次下降时，重复c）步骤对催化剂进行多次再生，再生3次后，继续上述步骤b) ，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为97.5%，表明催化剂经过多次再生后，催化剂仍然保持较高的活性。
实施例11
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为La2O3-SiO2载体。
b) 将间苯二甲腈（IPN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成IPN/NH3(l)原料溶液（IPN质量分数为10wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为80oC，反应压力为9 MPa，氢气与原料中间苯二甲腈的摩尔比为10，反应物料的液质空速为0.25 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为98.1%。
c) 反应后，随着催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间苯二甲胺的选择性为93wt%以下时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为10h-1，控制反应器内反应温度120oC，压力为10 MPa，时间为3h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入IPN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为95.8%，表明催化剂活性任得以恢复,可重新进行反应生产。
e）当催化剂活性再次下降时，重复c）步骤对催化剂进行多次再生，再生4次后，继续上述步骤b)，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为97.1%，表明催化剂经过多次再生后，催化剂仍然保持较高的活性。
实施例12
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为CeO2-SiO2载体。
b) 将间苯二甲腈（IPN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成IPN/NH3(l)原料溶液（IPN质量分数为5wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为60oC，反应压力为7 MPa，氢气与原料中间苯二甲腈的摩尔比为8，反应物料的液质空速为0.1- h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试间苯二甲腈转化率100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为96.6%。
c) 反应后，随着催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间苯二甲胺的选择性为90.8%以下时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为10 h-1，控制反应器内反应温度100oC，压力为10 MPa，时间为5 h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入IPN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为95.1wt%，表明催化剂活性任得以恢复,可重新进行反应生产。
e）当催化剂活性再次下降时，重复c）步骤对催化剂进行多次再生，再生4次后，继续上述步骤b) ，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为95.8%，表明催化剂经过多次再生后，催化剂仍然保持较高的活性。
实施例13
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为SiO2载体。
b) 将间苯二甲腈（IPN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成IPN/NH3(l)原料溶液（IPN质量分数为10wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为80oC，反应压力为7 MPa，氢气与原料中间苯二甲腈的摩尔比为6，反应物料的液质空速为0.20 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试间苯二甲腈转化率100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为98.2%。
c) 反应800 h后，催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间苯二甲胺的纯度为92.4wt%时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为10 h-1，控制反应器内反应温度40oC，压力为3 MPa，时间为5 h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入IPN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为93.8%，表明催化剂活性恢复, 但偏低。
实施例14
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为SiO2载体。
b) 将己二腈（ADN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成ADN /NH3(l)原料溶液（ADN质量分数为10wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为80oC，反应压力为9 MPa，氢气与原料中己二腈的摩尔比为10，反应物料的液质空速为0.25 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试己二腈转化率为100%，1，6-己二胺（HMDA）的选择性为99.2%。
c) 反应800 h后，催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间1，6-己二胺的纯度为90.6wt%时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为2 h-1，控制反应器内反应温度80oC，压力为6 MPa，时间为12 h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入ADN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试己二腈转化率为100%，1，6-己二胺（HMDA）的选择性为95.8%，表明催化剂活性恢复, 可重新进行反应生产。
实施例15
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为SiO2载体。
b) 将己二腈（ADN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成ADN /NH3(l)原料溶液（ADN质量分数为10wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为80oC，反应压力为9 MPa，氢气与原料中己二腈的摩尔比为10，反应物料的液质空速为0.25 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试己二腈转化率为100%，1，6-己二胺（HMDA）的选择性为99.2%。
c) 反应700 h后，催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物1，6-己二胺的纯度为91.6wt%时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为10 h-1，控制反应器内反应温度100oC，压力为10 MPa，时间为5 h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入ADN /NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试己二腈转化率为100%，1，6-己二胺（HMDA）的选择性为94.2%，表明催化剂活性恢复, 可重新进行反应生产。
实施例16
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为SiO2载体。
b) 将己二腈（ADN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成ADN /NH3(l)原料溶液（ADN质量分数为10wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为80oC，反应压力为9 MPa，氢气与原料中己二腈的摩尔比为10，反应物料的液质空速为0.25 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试己二腈转化率100%，1，6-己二胺（HMDA）的选择性为99.2%。
c) 反应800h后，催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物1，6-己二胺的选择性为90.6%时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过进料泵将液氨储罐内液氨泵入反应器内，液氨液质空速为5 h-1，控制反应器内反应温度120oC，压力为11 MPa，时间为2 h。液氨流出反应器后进入液氨分离装置，液氨加热汽化变为气体氨后，流入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用，溶解在液氨内缩聚物则流入收集罐。
d) 液氨冲洗催化剂床层后，立即通入ADN /NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试己二腈转化率为100%，1，6-己二胺（HMDA）的选择性为93%，表明催化剂活性恢复, 但偏低。
对比例1
a）在一根Φ14mm x 1000 mm的不锈钢管式加氢反应器内，装填直径为20-40目负载型的镍基催化剂10 mL，其中镍负载量50wt%，其余部分为SiO2载体。
b) 将间苯二甲腈（IPN）加入原料罐内，然后将液氨泵入原料罐内，配成IPN/NH3(l)原料溶液（IPN质量分数为10 wt%），将原料液经预热后泵入反应器内，同时氢气经气体分布器后通入反应器，原料液与氢气混合流经催化剂床层进行加氢反应，加氢进口温度为80oC，反应压力为7 MPa，氢气与原料中间苯二甲腈的摩尔比为8，反应物料的液质空速为0.2 h-1。加氢产物与氢气流经气液分离装置，分离氢气和产品的液氨溶液。分离的氢气通入反应器，循环利用。液氨溶液流入产品分离罐，通过加热汽化分离液氨和加氢产物，汽化氨进入冷却罐，经冷却压缩液化成液氨后，流入液氨储罐，循环使用。分离得到的加氢产物则流入产品收集罐，测试间苯二甲腈转化率100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为95.6%。
c) 反应700 h后，随着催化剂活性逐渐下降，当产品中加氢产物间苯二甲胺的选择性为91%以下时，停止向反应器内通入氢气和原料，然后通过气体流量计控制氨气流速通入反应器内，氨气质量空速为2.3 h-1，氨气压力为0.5 MPa，控制反应器内温度为200oC，处理时间为5 h。（d）处理完成后，立即通入IPN/NH3(l)溶液和氢气，继续上述b)步骤，进行产物收集，取样分析，测试间苯二甲腈转化率为100%，间苯二甲胺（MXDA）的选择性为91.2wt%，处理后催化剂活性没有明显变化，再生效果不明显。
从以上实施例和对比例的结果可以发现，液氨具有特殊的溶解性，可溶解腈加氢反应形成于催化剂表面的缩聚产物，特别是对于间苯二甲腈加氢反应形成于催化剂表面的缩聚产物，对于在一定温度和压力的条件下，可很好的溶解，从而对催化剂进行很好的多次再生活化，而对于己二腈加氢反应形成于催化剂表面的缩聚产物，液氨对其的溶解性可能不如其对于间苯二甲腈加氢反应形成于催化剂表面的缩聚产物的溶解性，其催化剂活性恢复相对差一些，因此表明，本发明的方法适用于腈加氢反应催化剂再生及腈加氢反应，并且特别适用于间苯二甲腈加氢反应催化剂再生及间苯二甲腈加氢反应。
虽然本发明披露如上，但本发明并非限定于此。任何本领域技术人员，在不脱离本发明的精神和范围内，均可作各种更动与修改，因此本发明的保护范围应当以权利要求所限定的范围为准。
Claims (15)
1.一种腈加氢反应催化剂再生方法，其特征在于，包括以下步骤：
将待再生的腈加氢反应催化剂与液氨接触进行活化再生。
2.根据权利要求1所述的腈加氢反应催化剂再生方法，其特征在于，待再生的腈加氢反应催化剂与液氨以以下一种或多种方式进行接触和活化再生：
（1）液氨以1～20h-1的液质空速流经所述催化剂表面；
（2）液氨处理所述催化剂表面的时间为0.5～50h，优选为0.5～12h；
（3）再生过程的温度为60～150oC，优选为80～130oC；
（4）再生过程的压力为4-15 MPa，优选为4-13 MPa。
3.根据权利要求1所述的腈加氢反应催化剂再生方法，其特征在于，所述腈为间苯二甲腈、邻苯二甲腈、对苯二甲腈、己二腈、丁二腈或异佛尔酮腈。
4.根据权利要求1所述的腈加氢反应催化剂再生方法，其特征在于，所述催化剂为过渡金属催化剂; 所述过渡金属催化剂优选为负载型过渡金属催化剂；所述过渡金属优选为镍或钴。
5.根据权利要求4所述的腈加氢反应催化剂再生方法，其特征在于，所述负载型过渡金属催化剂的载体为氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化锆、硅藻土氧化物或MOx-SiO2中的一种或多种，其中，MOx氧化物选自MgO、CaO、BaO、La2O3、CeO2、ZrO2或TiO2中的一种或多种。
6.一种腈加氢反应方法，其特征在于，包括以下步骤：
1）将腈类化合物溶液和氢气供给到填充了催化剂的反应器中进行催化加氢反应；
2）停止反应器中腈类化合物溶液和氢气供给，往反应器中通入液氨对所述催化剂进行活化再生；
3）经步骤2）催化剂活化再生后，停止通入液氨，继续步骤1）。
7.根据权利要求6的腈加氢反应方法，其特征在于，步骤2）具有以下一项或多项特征：
（1）液氨的液质空速为1～20h-1；
（2）液氨处理所述催化剂表面的时间为0.5～50h，优选为0.5～12h；
（3）反应器内的温度为60～150oC，优选为80～130oC；
（4）反应器内的压力为4-15 MPa，优选为4-13 MPa。
8.根据权利要求6的腈加氢反应方法，其特征在于，步骤1）中的腈类化合物溶液为腈类化合物氨溶液。
9.根据权利要求6的腈加氢反应方法，其特征在于，所述腈为间苯二甲腈、邻苯二甲腈、对苯二甲腈、己二腈、丁二腈或异佛尔酮腈。
10.根据权利要求6的腈加氢反应方法，其特征在于，步骤2）前，分析步骤1）中产物纯度，当所述产物纯度低于某一设定值时，然后进行步骤2）。
11.一种腈加氢反应系统，其特征在于，所述反应系统包括：
反应器，所述反应器中具有装填催化剂的腈加氢催化反应床；
原料罐，与所述反应器管线连接，用于将通入的腈类化合物和液氨配制成溶液供给至所述反应器；
液氨罐，与所述反应器和原料罐均具有管线连接，用于向所述原料罐提供液氨原料和向所述反应器提供液氨进行催化剂再生。
12.根据权利要求11所述的反应系统，其特征在于，所述反应系统还包括：
气液分离装置，与所述反应器管线连接，用于将加氢产物中的氢气与反应产物的液氨溶液分离，和/或
产品分离装置，与所述气液分离装置管线相连，用于将所述反应产物的液氨溶液中的反应产物与液氨分离。
13.根据权利要求12所述的反应系统，其特征在于，所述气液分离装置分离后的氢气可重新返回反应器，和/或
所述产品分离装置与液氨罐管线相连，分离后的所述液氨可重新返回液氨罐。
14.根据权利要求11所述的反应系统，其特征在于，所述反应系统还包括：液氨分离装置，所述液氨分离装置与反应器和液氨罐管线相连，用于将液氨从再生清洗液中分离重新返回液氨罐。
15.根据权利要求11所述的反应系统，其特征在于，所述催化剂为镍基或者钴基催化剂。
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