本发明涉及一种脂肪族胺的制备方法， 具体涉及对 3-氰基 -3， 5, 5-三甲基 环己酮氨化加氢制备 3-氨甲基 -3, 5, 5-三甲基环己胺的方法。

背景技术

3 -氨甲基 -3， 5， 5-三甲基环己胺 （异佛尔酮二胺， 简称 IPDA) 是制备 3- 异氰酸酯基亚甲基 -3， 5, 5-三甲基环己基异氰酸酯 （异佛尔酮二异氰酸酯， 简 称 IPDI)、聚酰胺等的原料， 其还可以用作环氧树脂的固化剂。在工业规模 上， 3-氨甲基 -3， 5, 5-三甲基环己胺是通过 3-氰基 -3, 5， 5-三甲基环己酮（异佛尔酮 腈， 简称 IPN) 与氨反应形成 3-氰基 -3， 5， 5-三甲基环己基亚胺 （异佛尔酮腈 亚胺， 简称亚胺， IPNI ), IPNI随后与氢气在氨的存在下以催化方式进行� �原 胺化反应制得的。 其反应流程如下- 现有技术公开的专利文献中介绍了其巳有的制 备方法。 如 CN200780047535. 2中介绍了一种制备 IPDA的方法， 采用 5段反应器， 其中前 两段反应器为亚胺化反应器， 反应温度 70°C , 反应压力 230bar _; 后三段为加 氢反应器， 反应温度分别为 70°C、 80°C、 120°C , 操作压力均为 230bar， IPDA 收率最高可达 93. 3%- 97%, 3-氰基 -3， 5， 5-三甲基环己胺 （简称氨基腈， IPAN) 含量 0. 12%-0. 4%, 1， 3, 3-三甲基 -6-氮杂双环 [3. 2. 1]辛垸（简称双环仲胺）含 量 0. 9%-2. 1%； CN200810082485. 8中介绍了一种制备 IPDA的方法， 采用亚胺 化和加氢两个反应器， 亚胺化反应器温度 50°C， 氢化反应器为 100°C， 压力控 制在 252bar， 氨基腈含量 0. 18%; 上述专利虽然均能够高收率 （大于 96%) 的 得到 IPDA，但是高的操作压力导致了投资成本以及� �备维护费用的增加，较早 的专利 US3352913中介绍了采用一步法制备 IPDA的过程， 将 IPN、液氨、氢气 投入反应釜内， 12CTC , 15Mpa下加热 2h， 可以得到 81. 4%的收率， 虽然压力相 对于上两篇中国专利文献有所降低， 但是 IPDA收率低， 且产生较多的副产物 3-氨甲基 -3， 5, 5-三甲基环己醇 （9. 4%)。 目前已有的制备工 PDA的方法均存在 下述缺陷： 要想使 IPDA存在较好的收率， 操作压力会较高， 在较低的压力下， 收率不高，副产物多。 IPDA制造过程中催化剂的处理能力与操作压力� �正比关 系， 确切的讲， 与氢气分压成正比。 但是因为反应体系中的有氨存在， 在反应 温度下， 具有较高的蒸汽压 （125°C时 10Mpa)， 导致了操作压力较高， 设备投 资增加； 另外， 因为无法提供较高的氢气分压， 氨基腈含量普遍较高（0. 1%以 上）， 而氨基腈与 IPDA通过简单的精馏无法分离， 直接影响最终产品 IPDA的 质量。

发明内容

本发明的目的在于提供一种 3-氨甲基 -3， 5, 5-三甲基环己胺的制备方法。 在相对较低的压力下， 可以实现较高的收率， 降低副产， 同时减少设备投资。

为实现本发明目的， 本发明的技术方案如下：

一种 3-氨甲基 -3， 5， 5-三甲基环己胺的制备方法，所述方法包括如� ��步骤： a)将 3-氰基 -3， 5， 5-三甲基环己酮与氨形成的原料液进行反应，� ��成含有 3-氰基- 3, 5， 5-三甲基环己基亚胺的亚胺化反应液；

b)将步骤 a)中所得含有 3-氰基- 3, 5， 5-三甲基环己基亚胺的亚胺化反应 液在氢气、氨和加氢催化剂的存在下进行一段 加氢反应，得到含 3 氰基 -3， 5, 5- 三甲基环己胺的反应液；

c) 分离得自步骤 b)中的所述含 3-氰基 -3， 5, 5-三甲基环己胺的反应液中 的氨；

d) 将经过步骤 c)分离氨后的反应液在氢气和加氢催化剂的存� ��下进行二 次加氢反应， 得到 3-氨甲基 -3， 5, 5-三甲基环己胺。

本发明中所述的 "氨"可以是液氨或氨气或任何含氨溶液的形式� ��

根据本发明所述方法， 步骤 a)在 20- 10CTC的温度和 0.5-lOMPa的压力下 进行， 优选在 20 70 ^D C的温度和 l-10MPa的压力下进行， 更优选在 40- 60 °C的 温度和 2- 5MPa的压力下进行。

根据本发明所述方法， 步骤 a) 中， 3-氰基 -3， 5, 5-三甲基环己酮 （IPIO 与氨进行亚胺化反应， 反应过程可以使用催化剂， 也可以不使用催化剂。 如果 使用催化剂， 所述催化剂可以是酸性金属氧化物、无机离子 交换树脂或者有机 离子交换树脂， 例如氧化铝、 二氧化钛、 二氧化锆、 二氧化硅、 沸石等。

在步骤 a) 中， 原料液的体积空速为 0.05 lOOmL/ (毫升催化剂 ·小时）， 优选 0. l-40mL (毫升催化剂 ·小时）， 更优选 1- 30mL/ (毫升催化剂 ·小时）。

根据本发明所述方法， 步骤 a) 中， 氨与 3-氰基 -3， 5， 5-三甲基环己酮的 摩尔比为 5:1-200:1， 优选为 10:1-100:1， 更优选为 20: 1-80: 1。

根据本发明所述方法， 步骤 a) 中的亚胺化反应可以在氢气氛围下进行， 也可以在没有氢气的情况下进行， 优选在氢气氛围下进行， 氢气与 IPN的摩尔 比为 3:1-1000:1， 优选为 4:1-500:1， 更优选为 10:1-400:1， 进一步优选为 15:1-300:1, 特别优选为 20:1- 100:1。

根据本发明所述方法， 步骤 a) 中的 IPN可以以溶于溶剂中的溶液形式 参加反应， 例如溶于醇或者醚中， 例如甲醇、 二恶垸或四氢呋喃。 也可以以不 含溶剂的形式进行。 优选以溶于溶剂中的溶液形式参加反应。 如果不含溶剂，

3 -氰基 -3， 5, 5-三甲基环己酮在熔融状态下以高压泵注入。

在 IPN以溶液形式参加反应的情况下， 优选步骤 a) 中的 IPN溶液中所含 IPN的质量浓度为 0.1%-50%， 更优选为 5% 30%; 此外， 经过步骤 _a ) 后的反应 液在进入反应步骤 b) 前可以添加或移除部分溶剂， 优选对反应液不经过任何 处理。

根据本发明所述方法， 步骤 a) 中的亚胺化反应优选连续地进行， 通常在 压力容器中进行， 优选使用管式反应器， 更优选固定床反应器， 该反应器内含 用于形成亚胺的催化剂。 IPN与氨优选地从反应器的下方进料， 上方出料。

根据本发明所述方法， 步骤 a) 中的反应物料 3-氰基 -3， 5， 5-三甲基环己 酮与氨在进入亚胺化反应器之前， 可以经过优化传质传热的设备， 这些都是化 工领域熟悉的化工设备， 如混合器、 搅拌器等， 更具体的如静态混合器。

根据本发明所述方法， 歩骤 b)在 50-130Ό的温度和 4-14MPa的压力下进 行， 优选在 60- 100C的温度和 2-5MPa的压力下进行。

根据本发明所述方法， 步骤 b) 中所述的氢气与 3-氰基 -3, 5， 5 三甲基环 己亚胺的摩尔比为 3:1-1000:1， 优选为 4:1-500:1， 更优选为 10:1-500:1， 进 一步优选为 15:1-300:1,特别优选为 20:1-100:1。氨与 3-氰基- 3， 5， 5-三甲基 环己亚胺的摩尔比为 5:1- 200:1， 优选为 10:1- 100:1， 更优选为 20: 1-80: 1。

根据本发明所述方法， 步骤 b) 中的反应是在压力容器中连续地进行， 例 如在加氢反应器中进行， 优选在管式反应器中进行， 更优选在固定床反应器中 进行。 加氢反应器可以是恒温的反应器， 也可以是变温的反应器， 如绝热形式 的反应器。 根据本发明所述方法， 步骤 b) 中所述加氢催化剂为钴或镍为活性组分的 加氢催化剂， 例如负载型钴 /镍催化剂或骨架型钴 /镍催化剂， 优选负载型 /骨 架型钴催化剂。

根据本发明所述方法， 步骤 a) 所得的亚胺化反应液在步骤 b) 所述的一 段加氢反应中的体积空速为 0. 05-100mL/ (毫升催化剂 ·小时），优选 0. l-40mL (毫升催化剂 ·小时）， 更优选 1 30mL/ (毫升催化剂 ·小时）。

根据本发明所述方法， 步骤 b) 所得含 3-氰基- 3， 5， 5-三甲基环己胺的反 应液中主要为氨基腈（IPAN)和 3-氨甲基 -3， 5, 5-三甲基环己胺（IPDA), 还含 有少量 IPDA二聚或多聚产物。 优选地， 步骤 b) 中所得产物中氨基腈 （IPAN) 的含量为 0. 01- 99wt%， 优选 5_80wt%， 更优选 40- 60wt% (溶剂不计， 下同）； 步骤 b) 中所得产物中 IPDA 的含量为 O. CU-99wt%， 优选 5- 75wt%， 更优选 30-50wt% (溶剂不计）；此外，步骤 b)所得产物中还可能含有含量为 0. 001-2wt%, 优选 0. 01-lwt%， 特别优选 0. 0卜 0. 5wt%的亚胺 (匪）。

根据本发明所述方法， 经过步骤 b)后的反应液在进入步骤 c)前可以添 加或移除部分溶剂， 优选对反应液不经过任何处理。

根据本发明所述方法， 步骤 c) 中分离氨的方法通常通过本领域熟练技术 人员已知的方法进行， 如精镏或蒸馏的方法。 步骤 c) 中分离氨的过程优选采 用精馏方式分离其中的氨， 操作压力优选在 1. 5-5Mpa， 更优选 1. 8-2. 5Mpa。

根据本发明所述方法， 步骤 c) 分离出的氨纯度优选大于 90%, 更优选大 于 95%， 特别优选大于 99%， 分离出的氨优选通过泵打回系统中循环使用。

根据本发明所述方法， 步骤 c) 分离氨后的反应液中的无机氨含量优选为 10ppm-5wt%, 优选 lOOppm- lwt%。

根据本发明所述方法， 经过步骤 c)后的反应液在进入步骤 d)前可以添 加或移除部分溶剂， 优选对反应液不经过任何处理。

根据本发明所述方法， 步骤 d)在 50-130°C的温度和 2-lOMPa的压力下进 行， 优选在 100-13CTC的温度和 3-7MPa的压力下进行。

根据本发明所述方法， 步骤 d) 中所述的氢气与 3-氰基 -3， 5， 5-三甲基环 己胺的摩尔比为 3:1-1000:1，优选为 4:1-500:1， 更优选为 10:1-500:1，进一 歩优选为 15:1-300:1， 特别优选为 20:1-100:1。

根据本发明所述方法， 步骤 d) 中的反应是在压力容器中连续地进行的， 例如在加氢反应器中进行， 优选流化床、 搅拌反应釜、 管式反应器中进行， 更 优选在滴流床反应器或固定床反应器或连续搅 拌反应釜中进行。加氢反应器可 以是恒温的反应器， 也可以是变温的反应器， 如绝热形式的反应器。

根据本发明所述方法， 步骤 d) 中所述加氢催化剂为钴或镍为活性组分的 加氢催化剂， 例如负载型钴 /镍催化剂或骨架型钴 /镍催化剂， 优选负载型 /骨 架型钴催化剂。

根据本发明所述方法， 步骤 d) 中所述分离氨后的反应液二次加氢反应中 的体积空速为 0.05-100mL/ (毫升催化剂 ·小时）， 优选为 0. l-40mL (毫升催 化剂 ·小时）， 更优选为 l-30mL/ (毫升催化剂 ·小时）。

根据本发明所述方法， 当在步骤 b) 和步骤 d) 中添加碱性化合物后， 可 以提高反应的速率和加氢产物的选择性。合适 的碱性化合物包括碱性金属化合 物， 如碱金属的氧化物、 氢氧化物或碳酸盐， 碱土金属的氧化物、 氢氧化物或 碳酸盐，或者稀土金属的氧化物、氢氧化物或 碳酸盐；优选为碱金属的氧化物、 氢氧化物或碳酸盐，或者碱土金属的氧化物、 氢氧化物或碳酸盐；更优选 LiOH、 NaOH或匪。

亚胺化产物 3-氰基 -3， 5， 5-三甲基环己基亚胺加氢制备 IPDA过程分为以 下两个步骤 （如反应式 1所示）:

双环仲胺

反应式 1

亚胺（IPNI)加氢制备 3-氰基- 3， 5， 5-三甲基环己胺（IPA , 简称氨基腈) 的过程必须在氨存在条件下进行，加氢所需的 氢气分压不高；氨基腈加氢过程， 不需要氨的参与， 氢气分压相对较高。 传统工艺是两步反应于氨存在下， 在一 个反应器内进行或是采用两个温度梯度不同的 反应器，通过提高反应温度的手 段来促进第二步氨基腈的加氢。 无论哪种方法， 反应温度一般在 100-130°C， 氨在此温度下的蒸汽压为 6. 2-11. 2M _P a， 为了获得更高的氢气分压， 势必需要 提高反应压力， 所以传统工艺中反应压力一般在 20Mpa以上。

本发明人发现， 两段加氢过程， 第一步亚胺加氢为氨基腈不需要太高的氢 气分压， 可以在较低的反应温度下进行， 并且此过程必须有氨存在， 以抑制亚 胺水解为 IPN的副反应； 当亚胺基本上完全转化成氨基腈后， 需要更高的温度 来实现腈基加氢， 并且此过程不需要氨参与， 因此本发明将氨除去， 使得第二 步加氢反应不需要克服较高的氨分压， 体系的操作压力即是氢气的压力， 在 lOMpa以下就可以实现加氢转化。

本发明人还发现，第二步反应的加氢速率随体 系中氨基腈的浓度增加而升 高 (氨基腈加氢是反应级数大于 1的反应）， 而生成副产物 1, 3， 3, -三甲基双环 [3. 2. 1]辛烷 -7-胺（双环仲胺）的反应为零级反应（见反应 式 1 )， 与氨基腈浓 度无关。 为了抑制产生双环仲胺的副反应， 加快氨基腈加氢这一主反应， 要求 第二步反应过程中氨基腈浓度越高越好， 通过移走体系中的氨， 可以提高氨基 腈的质量浓度， 对降低副产物的产生具有积极的意义。

本发明的积极效果在于：

1 ) 在第一步加氢过程完全后， 将反应液中的氨移走， 使第二步氨基 腈加氢能够在纯氢气环境下进行催化加氢， 因为不需要克服温度 高而带来的高的氨分压， 必然会降低反应操作压力， 未分离氨前 操作压力通常为 25Mpa以上， 当分离出氨后， 在催化剂处理能力 不变的情况下， 操作压力可以降低至 2-10Mp _a ， 优选 3- 7Mpa;

2) 第二步加氢过程中不存在氨，杜绝了无机氨泄 露而对设备的腐蚀， 降低了维修和使用成本， 如不需要特殊的高压耐氨压力表； 同时 也杜绝了无机氨对催化剂的毒化作用， 催化剂使用寿命更长， 反 应装置稳定运行 300小时以上未见催化剂活性降低。

3) 在第二步加氢时， 由于没有了液氨的稀释， 使得氨基腈的浓度增 大， 加快了主反应进程， 降低了副产物双环仲胺的产生。 副产物 双环仲胺在反应液中的含量为 0. 1%-0. 2%, 氨基腈在 0. 01%-0. 1% 之间。

4) 因为第二步加氢温度较第一步髙， 将氨在第一步加氢后移走， 所 以不需要额外的热量将这部分不参与反应的氨 升高至较高的反应 温度， 从而降低了能耗。

附图说明

图 1为本发明方法的一个具体实施方式的流程示� �图。

图 2为实施例 1的反应液中 IPDA含量与时间的曲线。 图 3为对比例的反应液中 IPDA含量与时间的曲线。

图 4为本发明方法的另一个具体实施方式的流程� �意图。 具体实施方式

现通过以下实施例对本发明做更进一步的说明 ， 但本发明并不受限于此。 本发明中 3-氰基 -3， 5， 5-三甲基环己基亚胺、 3-氨甲基 -3， 5， 5-三甲基环 己胺及氨基腈的定量分析均是采用气相色谱面 积归一化法进行的，气相色谱分 析条件如下：

色谱柱： 安捷伦 HP- 5 (规格为 30mX 0. 32mmX0. 25mra);

进样口温度： 280°C _;

分流比： 30 : 1 ;

柱流量： L 5mL/min _;

柱温： 100°C 0. 5min

15。C/min 升高到 260°C， 保持 8min;

捡测器温度： 280°C， H ₂ 流量： 35mL/min;

空气流量： 350mL/min _o

如图 1和图 4所示， 本发明的工艺流程为： IPN溶解或瑢融后经过高压泵 与液氨在亚胺化反应器内进行亚胺化反应， 亚胺化反应液经过一段加氢反应 器， 在催化剂存在下亚胺与氢气发生反应， 生成含有氨基腈的加氢反应液， 再 经过脱氨系统， 除去的氨返回亚胺化反应器循环利用， 脱氨反应液进入二段加 氢反应器， 在催化剂存在下， 氨基腈与氢气进行反应生成异佛尔酮二胺， 最后 含有异佛尔酮二胺的反应液进入后段精制工序 精制后得到产品。 实施例 1:

采用固定床反应器作为亚胺化反应器、一段加 氢和二段加氢的反应器。亚 胺化反应压力控制在 2. 5MPa,亚胺化温度控制在 6CTC ;釆用 2(^1%的 IPN甲醇 溶液进料，保持 IPN每小时进料量为 300kg，液氨（ ¾)的进料速度为 600k _g /h， 经过亚胺化反应器的反应液进入一段加氢反应 器， 在氢气存在下进行反应， 氢 气流量为 1100标方 /h, —段加氢温度控制在 100°C， 反应压力为 7Mpa; 经过 一段加氢后，反应液中氨基腈（IPAN)含量为 55. 21wt%， IPDA含量为 40. 93wt%, 亚胺未检出， 其余为 IPN分解加氢产物和 IPDA二聚或多聚产物 （气相色谱分 析）； 反应液进入氨脱除塔 （填料精馏塔）， 脱除塔的理论塔板数 12块， 塔底 温度 180摄氏度，塔顶压力维持在 2. OMpa,塔底取样检测其中的无机氨含量为 115ppm (氮气吹提， 稀盐酸吸收后， 酸碱滴定测定其中的氨）； 从氨脱除塔中 塔顶采出的液氨纯度为 99. lwt%， 重新返回亚胺化反应器循环利用； 将脱氨后 的反应液在氢气存在下进行二次加氢， 反应温度为 130°C， 氢气压力 7Mpa， 运 行 12h 稳定后， 取样分析， 反应液中 IPDA含量为 96. 79wt%， IPAN含量为 0. 06wt%, 双环仲胺 0. 19wt% (气相色谱分析）， 各个反应器内的催化剂及催化 剂上的空速如下：

参见图 2， 反应装置运行了 344h, 未见催化剂活性降低， 反应液中 IPDA 实施例 2

采用固定床反应器作为亚胺化反应器、一段加 氢和二段加氢的反应器。亚 胺化反应压力均控制在 7MPa，亚胺化温度控制在 40Ό ;采用 20^%的 IPN甲醇 溶液进料，保持 IPN每小时进料量为 300kg，液氨（ H ₃ )的进料速度为 600k _g /h， 经过亚胺化反应器的反应液进入一段加氢反应 器， 在氢气存在下进行反应， 氢 气流量为 1100标方 /h， 一段加氢温度控制在 60 °C， 反应压力为 lOMpa; 经过 一段加氢后，反应液中氨基腈（IPA )含量为 41. 29wt%, IPDA含量为 48. 75wt%, 亚胺未检出， 其余为 IPN分解加氢产物和 IPDA二聚或多聚产物 （气相色谱分 析）； 反应液进入氨脱除塔 （填料精馏塔）， 脱除塔的理论塔板数 12块， 塔底 温度 180摄氏度， 塔顶压力维持在 1. 8M _P a， 反应液脱氨后， 测定无机氨含量为 160ppm _; 从氨脱除塔中塔顶采出的液氨纯度为 99. 2wt%， 重新返回亚胺化反应 器循环利用。 将脱氨后的反应液在氢气存在下进行二次加氢 ， 反应温度为 10(TC， 氢气压力 3Mpa， 运行 12h后， 取样分析， 反应液中 IPDA含量逐步上升 至为 96. 07wt%, IPAN含量为 0. 09wt%, 双环仲胺 0. 18wt% (气相色谱分析）， 各个反应器内催化剂上的空速如下：

反应装置运行了 300h, 未见催化剂活性降低， 反应液中 IPDA含量基本保持不 变。 实施例 3

同实施例 1， 不同的是亚胺化反应压力均控制在 4MPa， 亚胺化温度控制在 50°C _; —段加氢温度控制在 80°C， 反应压力为 8Mpa; 经过一段加氢后， 反应 液中氨基腈 (IPA ) 含量为 54. 00wt%， IPDA含量为 39， 87wt%， 亚胺 0. 2wt%; 其余为 IPN分解加氢产物和 IPDA二聚或多聚产物。 反应液进入氨脱除塔， 脱 除塔的理论塔板数 12块， 塔底温度 190摄氏度， 塔顶压力维持在 2. 5Mpa， 反 应液脱氨后，测定无机氨含量为 120ppm;从氨脱除塔中塔顶采出的液氨纯度为 99. 2wt%, 重新返回亚胺化反应器循环利用。 将脱氨后的反应液在氢气存在下 进行二次加氢， 反应温度为 115Ό， 氢气压力 5M _P a， 运行 12h稳定后， 取样分 析，反应液中 IPDA含量为 96. 03wt%, IPAN含量为 0. 03wt%,双环仲胺 0. 15wt% (气相色谱分析)， 各个反应器内催化剂上的空速如下：

反应装置运行了 320h， 未见催化剂活性降低， 反应液中 IPDA含量基本保 持不变。

实施例 4

同实施例 1， 不同的是一段加氢温度控制在 90°C， 反应压力为 9Mp _a; 经 过一段加氢后， 反应液中氨基腈 （IPAN) 含量为 51. 02wt%, IPDA 含量为 43. 16wt%, 亚胺 0. 12wt% _; 其余为 IPN分解加氢产物和 IPDA二聚或多聚产物。 反应液进入氨脱除塔， 脱除塔的理论塔板数 12块， 塔底温度 190摄氏度， 塔 顶压力维持在 2. 5Mpa， 反应液脱氨后， 测定无机氨含量为 120ppm; 从氯脱除 塔中塔顶采出的液氨纯度为 99. 2wt%， 重新返回亚胺化反应器循环利用。 将脱 氨后的反应液在氢气存在下进行二次加氢，反 应温度为 120°C，氢气压力 4Mpa， 运行 12h稳定后， 取样分析， 反应液中 IPDA含量为 96. 10wt%, IPA 含量为 0. 03wt%, 双环仲胺 0. 14wt% (气相色谱分析）， 各个反应器内催化剂上的空速 如下：

反应装置运行了 200h， 未见催化剂活性降低， 反应液中 IPDA含量基本保 持不变。

实施例 5

同实施例 1， 不同的是亚胺化反应压力均控制在 3MPa， 亚胺化温度控制在 50°C ; 一段加氢温度控制在 105 °C， 反应压力为 7Mpa _; 经过一段加氢后， 反应 液中氨基腈 ( IPAN) 含量为 52. 17wt%， IPDA含量为 41. 93wt%， 亚胺未检出; 其余为 IPN分解加氢产物和 IPDA二聚或多聚产物。 反应液进入氨脱除塔， 脱 除塔的理论塔板数 12块， 塔底温度 190摄氏度， 塔顶压力维持在 2. 5M _P a， 反 应液脱氨后，测定无机氨含量为 120ppm _; 从氨脱除塔中塔顶采出的液氨纯度为 99. 3wt%, 重新返回亚胺化反应器循环利用。 将脱氨后的反应液在氫气存在下 进行二次加氢， 反应温度为 123°C， 氢气压力 4M _P a， 运行 12h稳定后， 取样分 析，反应液中 IPDA含量为 95, 98wt%, IPAN含量为 0. 03wt%,双环仲胺 0. 14wt% (气相色谱分析)， 各个反应器内催化剂上的空速如下:

反应装置运行了 200h， 未见催化剂活性降低， 反应液中 IPM含量基本保 持不变。

实施例 6

采用固定床反应器作为亚胺化反应器、一段加 氢和二段加氢的反应器。亚 胺化反应压力控制在 2. 5MPa， 亚胺化温度控制在 6CTC ; —段加氢温度控制在 100°C， 反应压力为 7Mpa。 将 IPN熔化后， 以液态 IPN迸料， 保持 IPN每小时 进料量为 300kg， 与另外一路液氨经过静态混合器混合后进入亚 胺化反应器， 保持液氨的进料速度为 600kg/h。 （具体流程见图 4所示）。

经过亚胺化反应器的反应液在氢气存在下进入 一段加氢反应器，氢气流量 为 1100标方 /h， 经过一段加氢后， 反应液中氨基腈（IPA )含量为 60. 34wt%， IPDA含量为 35. 27wt%, 亚胺未检出， 其余为 IPN分解加氢产物和 IPDA二聚或 多聚产物（气相色谱分析）； 反应液进入氨脱除塔（填料精馏塔）， 脱除塔的理 论塔板数 12块， 塔底温度 180摄氏度， 塔顶压力维持在 2. OMpa, 塔底取样检 测其中的无机氨含量为 llSppm (氮气吹提，稀盐酸吸收后， 酸碱滴定测定其中 的氨）；从氨脱除塔中塔顶采出的液氨纯度为 99. lwt%,重新返回亚胺化反应器 循环利用； 在脱氨步骤后， 添加甲醇， 按照脱氨反应液与甲醇质量比 1 : 3的 比例添加， 在氢气存在下进入二段加氢反应器， 进行二次加氢， 反应温度为 130°C， 氢气压力 7Mpa， 运行 12h稳定后， 取样分析， 反应液中 IPDA含量为 95. 45wt%, IPA 含量为 0. 07wt%, 双环仲胺 0. 19wt% (气相色谱分析）， 各个反 应器内的催化剂及催化剂上的空速如下 -

反应装置运行了 200h， 未见催化剂活性降低， 反应液中 IPDA含量基本保 持不变。 对比例：

反应工艺同实施例 1， 不同之处在于经过一段加氢反应器后的反应液 未经 过脱氨直接进入到二段加氢反应器中，运行 12h后，反应液中含氯基腈（IPAN) 含量为 0. 21wt%， IPDA含量为 95. 07wt%， 双环仲胺◦. 44wt% (气相色谱分析）。 参加图 3装置运行了 250h， 催化剂活性出现了明显的降低， 由开始时的 96%降 低至 95%左右。