生產低的反-反異構體含量的4，4』-二氨基二環己基甲烷的方法
2023-05-26 16:43:11 1
專利名稱：生產低的反-反異構體含量的4，4』-二氨基二環己基甲烷的方法
技術領域：
本發明涉及一種通過控制反應程度來生產低的反-反異構體含量的二氨基二環己基甲烷的方法。
背景技術：
4，4』 - 二氨基二環己基甲烷，也被稱為氫化的二氨基二苯基甲烷，簡寫為4， 4』 -H12MDA或PACM。H12MDA主要用途是製備新一代性能優越的抗老化聚氨酯二環己基甲烷 二異氰酸酯(H12MDI),該類異氰酸酯適合用來製備輕質、性能穩定的聚氨酯塗料和油漆； H12MDA也可作環氧樹脂的固化劑。4，4』 -H12MDA通常是以4，4』 - 二氨基二苯基甲烷(MDA)為原料，在催化劑作用下， 經過高溫高壓加氫、提純而來。4，4』-H12MDA有三種構型異構體，即由於取代氨基的位置不同 所產生的順_順、順_反和反_反異構體。H12MDA平衡態的異構體含量分布為反-反50%、 順_反43%、順-順7%。在三種異構體中，反_反異構體是熱力學上最穩定的，高溫反應 有利於它的生成，加氫反應後得到的是三種異構體的混合物。反-反異構體含量大約20%左右的H12MDA被稱為PACM-20，反-反異構體含量大約 50%的H12MDA被稱為PACM-50。聚氨酯領域需求的H12MDA類型是PACM-20。由於三種異構 體的分離工藝很繁瑣而且需要高額費用，所以人們希望直接得到滿足要求的低含量反_反 異構體的H12MDA,為此圍繞催化劑選擇、改性和反應條件的優化開展了大量的研究工作。歐洲專利EP0324190中描述如果載體催化劑具有在70 280m2/g範圍內的BET表 面積和10 320A的平均孔徑Clp，而且催化劑包含0. 1 5wt%的釕並且滲透深度至少為 50 μ m，那麼氫化就可以在50 350bar和100 190°C下進行，產品反-反異構體含量在 15 40%之間，經常維持在20 24%之間。美國專利US4394523提出了用於生產帶有低含量反-反異構體的H12MDA的一般方 法，其中氧化鋁上負載釕為催化劑，並且氫化在脂肪醇和氨存在下、H2壓力至少為36. 5bar 下進行，產品反_反異構體含量在15 40%之間，經常維持在23 30%之間。美國專利US3959374提出一種兩步法對含有少量雜質的原料加氫製備H12MDA的方 法，其特徵是首先採用價值較低的鎳催化劑對原料進行預加氫處理，然後使用價值較高的 釕催化劑進行第二步加氫。釕催化劑可以克服使用鎳催化劑時空收率低、反應時間長的缺 點，但釕催化劑容易被原料中雜質所毒化，導致活性迅速下降；因而採用鎳催化劑進行預處 理的方法，可以降低原料中雜質對釕催化劑的毒害，有利於保持釕催化劑的活性，保證反應 時間合理，避免了長時間高溫導致熱力學穩定的反_反異構體的增加。美國專利US4754070提出用銠釕雙金屬負載催化劑製造低反-反異構體H12MDA的 方法，由於銠催化劑的高活性，可以在較為溫和的反應條件下製備出低反-反異構體含量 的H12MDA,反-反異構體含量為14 28%。中國專利CN101050184提出了採用負載型納米釕催化劑製造H12MDA的方法，據稱其特殊的催化劑製備方法保證貴金屬釕顆粒在載體表面的高度分散，催化劑活性高，產品 反-反異構含量範圍在14 27%之間，基本維持在20 23%左右。歐洲專利EP1251119提出用於製備H12MDA的連續生產工藝，其中MDA轉化率為 95%以上，優選至少99%以上，但沒有涉及對反-反異構體的影響。美國專利US20050148797通過控制反應程度來保持絕大部分的N-甲基化合物未 被加氫狀態，降低粗產品中N-甲基 二氨基二環己基甲烷(N-CH3-H12MDA)與H12MDA的分離 難度。如果由該含有N-甲基化合物的二胺來製備相應的二異氰酸酯H12MDI,即使是在微量 的範圍內，這種N-甲基化合物也會帶來問題，因此必須降低H12MDA產品中N-CH3-H12MDA的含 量。N-CH3-4，4』 -MDA通過與4，4』 -MDA同樣的方式的氫化方法轉變成相應的N-CH3-H12MDA ； 這種化合物，由於物料性質與H12MDA相似，因此需要使用非常複雜的裝置才能與產物分離， 並且4，4』 -H12MDA的產量有很大的損失。該專利採用控制反應程度的方式保持N-甲基化 合物的未加氫狀態，降低了粗產品分離的難度，但沒有涉及反_反異構體的控制問題，也沒 有給出未完全反應物料的技術處理方案。中國專利CN101429139通過對原料的分離純化，從源頭上控制了各原料和中間體 中的雜質含量，降低了雜質對高活性催化劑的毒害，延長了催化劑的使用壽命，降低了生產 成本。
以上方法都沒有提出控制反應程度、減少高溫狀態上催化劑與物料的接觸時間來 生產低的反_反異構體含量的H12MDA的方法，也沒有給出未完全反應物料的進一步處理的 技術方案。
發明內容
本發明提供一種生產低的反_反異構體含量的二氨基二環己基甲烷的方法。本發明所述的方法包括在第一個實施方案中，提供一種生產低的反_反異構體含量的4，4』 - 二氨基二環 己基甲烷的方法，其特徵在於，所述方法包括a)原料MDA在50 230°C的反應溫度、1 30MPa的氫氣壓力下及催化劑的作用 下，在有機溶液中反應生成H12MDA (4，4 』 - 二氨基二環己基甲烷)，當反應液中除溶劑外，MDA 含量為0 5wt %，優選0 4 %之間、H6MDA含量在1 20wt %，優選2 10 %之間時停止反應。b)將a)步反應液通過精餾塔精製得到純H12MDA,未反應MDA及H6MDA返回a)步 加氫反應體系中。在本發明所述步驟a)中，在間歇攪拌釜體系中，MDA及H6MDA在反應液中的含量可 根據氫氣累積流量來大體判斷；在間歇攪拌體系中，當MDA和H6MDA的濃度變小時，氫氣累 積流量越來越接近原料完全加氫所需氫氣理論用量，此時熱力學穩定的反_反異構體含量 會有比較明顯的上升，因此通過氫氣累積流量來控制反應程度，產品的反_反異構體含量 可以得到良好的控制。根據經驗當氫氣累積流量達到了為原料完全加氫所需氫氣的理論用 量(體積)的85 99. 5% (體積)時，優選88. 0 99. 0%時，更優選92. 0 98. 0%時冷 卻降溫停止反應。也就是說，當反應液中除溶劑外，MDA含量為0 5wt%，優選0 4%之 間、H6MDA含量在1 20wt%，優選2 10%之間時停止反應的操作是按照以下方式來實現的當氫氣累積流量達到為原料完 全加氫所需氫氣的理論用量的85. O 99. 5%時冷卻降 溫停止反應；更優選，當氫氣累積流量達到為原料完全加氫所需氫氣的理論用量的88. O 99. O %時，進一步優選92. O 98. O %時冷卻降溫停止反應。在第二個實施方案中，提供一種生產低的反_反異構體含量的4，4』 - 二氨基二環 己基甲烷的方法，其特徵在於，所述方法包括a)原料MDA在50 230°C的反應溫度、1 30MPa的氫氣壓力下及催化劑的作用 下，在有機溶液中反應生成H12MDA,當氫氣累積流量達到了為原料完全加氫所需氫氣的理論 用量(體積)的85 99.5% (體積)時，優選88.0 時，更優選92.0 98.0%時 冷卻降溫停止反應。b)將a)步反應液通過精餾塔精製得到純H12MDA,未反應MDA及H6MDA返回a)步 加氫反應體系中。本發明的上述兩個實施方案中，所述步驟a)中，通過控制MDA及H6MDA在反應液 中的濃度，提高了產品H12MDA的收率。在間歇攪拌體系中，當MDA和H6MDA的濃度變小時， 氫氣累積流量越來越接近原料完全加氫所需氫氣的理論用量，但與主反應競爭的脫氨反應 和偶聯反應會有明顯的增加，因此控制氫氣累積流量，可有效的控制脫氨產物和偶聯反應 產物的含量，相對提高反應的收率。在本發明所述步驟a)中，控制反應程度，降低了生產成本。在間歇攪拌體系中，通 過控制MDA及H6MDA在反應液中的濃度，當MDA和H6MDA的濃度變小時，氫氣累積流量越來 越接近原料完全加氫所需氫氣理論用量，但與主反應競爭的脫氨反應和偶聯反應同時會有 明顯的增加，高聚物的生成會對催化劑活性造成一定程度上的損傷，因此控制氫氣累積流 量，降低了高聚物對催化劑的損傷，催化劑的壽命相對延長，同時縮短在反應後期的低效率 生產H12MDA的時間，保持催化劑始終保持較高的催化效率。催化劑壽命延長，則催化劑的成 本降低；縮短低效率生產H12MDA的生產時間，相對增大產能；催化劑成本的降低和產能的增 加都會最終降低H12MDA的生產成本。如上所述，通過控制氫氣累積流量的方法，來保證MDA及H6MDA在反應液中的濃 度，可控制產品反-反異構體的含量、提高反應的收率和降低生產成本。另外採用這種方 法，與先前文獻專利報導的生產低含量反_反異構體H12MDA的催化劑改性方法完全兼容，先 前改性催化劑的方法仍然可以使用，而且在一定程度上降低了對催化劑的苛刻要求。在本發明上述兩個實施方案中，所述步驟a)中，加氫反應在50 230°C溫度範圍 內的溫度下進行，優選100 200°C，更優選在130 190°C。在本發明上述兩個實施方案中，所述步驟a)中，氫氣的壓力一般在1 30MPa的 範圍內，優選3 15MPa，更優選在5 lOMPa。在本發明上述兩個實施方案中，所述步驟a)中，反應採用的有機溶劑濃度為10 70wt%，特別是30 60wt% ；其中所述有機溶劑為環己烷、二氧六環、四氫呋喃、環己胺、二 環己胺、甲醇、乙醇、異丙醇、正丁醇、2-丁醇和六氫甲苯中的一種或兩種或多種。在本發明上述兩個實施方案中，所述步驟a)中，催化劑為銠或釕負載型催化劑， 所述銠或釕負載型催化劑的載體為稀土、硅藻土、氧化鋁、活性炭、鋁酸鋰、尖晶石、氧化鈦、 氧化矽、矽鋁氧化物或混合金屬氧化物，其中，銠或釕佔載體的0. 5 8wt%，優選為2
銠催化劑的用量為MDA用量的0. 1 IOwt %，優選為1 4wt% ；釕催化劑的用量為MDA用量的0. 1 20wt%，優選2 6wt%。在本發明上述兩個實施方案中，a)步驟中生產的H12MDA反應液，在步驟b)中處理， 獲得滿足要求的H12MDA產品，同時實現未反應物料MDA和H6MDA累積並適時返回加氫反應 體系中完成加氫。在本發明上述兩個實施方案中，b)步驟中所述方法包括bl)將本發明a) 步驟中獲得的H12MDA反應液送入第一精餾塔1，獲得粗H12MDA,將 溶劑回收重複使用。b2)將粗H12MDA送入第二精餾塔2，塔頂獲得輕組分脫氨產物，塔底採出塔底液。b3)將第二精餾塔2塔底液送入第三精餾塔3，塔頂獲得H12MDA,側線採出產品 H6MDA和MDA，塔底採出重組分仲胺產物。H6MDA和MDA累積後重新進入反應系統，完成加氫。在本發明方法中，所述步驟bl)中第一精餾塔1為本領域常規的精餾塔，所述第一 精餾塔1的塔底溫度為100 240°C，優選為120 220°C;塔頂溫度為溶劑在標準狀態下的 沸點溫度加減0 30°C，優選為溶劑沸點溫度加減0 10°C ；塔內壓力為200 1 OOOOmbar， 優選為800 IlOOmbar ；精餾塔理論塔板數為1 60塊，優選為3 10塊。在本發明方法中，所述步驟b2)中第二精餾塔2為本領域常規的精餾塔，所述精餾 塔的塔底溫度為130 300°C，優選為140 210°C ；塔頂溫度為120 200°C，優選為130 1800C ；塔內壓力為0. 1 30mbar，優選為5 20mbar ；精餾塔理論塔板數為2 60塊，優 選為20 40塊。在本發明方法中，所述步驟b3)中第三精餾塔3為本領域常規的精餾塔，所述精餾 塔的塔底溫度為200 270°C，優選為220 250°C ；側線採出溫度為190 240°C，優選為 200 220°C ；塔頂溫度為140 210°C，優選為150 200°C ；塔內壓力為0. 1 30mbar， 優選為5 20mbar ；精餾塔理論塔板數為2 60塊，優選為20 50塊。在發明方法中，所述的第一、第二、第三精餾塔塔盤均可以為篩盤、浮閥塔盤、泡罩 塔盤或雙流塔盤，且採用低壓降的填料是有利的，填料可為片狀金屬填料、網篩填料，填料 類型可以為 Sulzer CY, Sulzer BX, Sulzer Mellapak 或 Sulzer Mellapak Plus 及其它，塔 體及內件材料優選不鏽鋼材質。在本發明中可以控制4，4』 _ 二氨基二環己基甲烷的反-反異構體含量低於 22. 25wt%，優選低於21wt%，更優選低於20. 5wt%。
圖1為本發明H12MDA反應液後處理的工藝流程圖。
具體實施例方式下面結合附圖及實施例將對本發明予以進一步的說明，但本發明不限於所列出的 實施例，還應包括在本發明所要求的權利範圍內其它任何公知的改變。實施例1在體積為2m3的高壓釜中，加入釕炭催化劑(5wt % ) 20kg,每次投料MDA500kg和甲 醇500kg，密閉後置換空氣(先用1. OMPa的氮氣置換三次，再用1. OMPa的氫氣置換三次)， 然後充入4MPa氫氣，開始逐步升溫至150°C，調整氫氣閥使體系壓力達7MPa，並開始計時，反應過程中需要保持體系溫度較為恆定，當氫氣累積流量達到為原料完全加氫所需氫氣的 理論流量的94%時馬上冷卻降溫停止反應，總反應時間為3. 5h。冷卻後取樣進行毛細管氣 相色譜分析，除溶劑外，MDA含量為0. 90 %，N-CH3-MDA含量為0.25%，H6MDA含量為7. 45 %， H12MDA含量為87. 70 %，反-反異構體含量為20. 30 %，N-CH3-H12MDA含量為0.12%，其它副 產 3. 58%。實施例2在體積為2m3的高壓釜中，加入負載釕炭催化劑(5wt% )20kg，每次投料MDA500kg 和甲醇500kg，密閉後置換空氣(先用1. OMPa的氮氣置換三次，再用1. OMPa的氫氣置換三 次)，然後充入4MPa氫氣，開始逐步升溫至160°C，調整氫氣閥使體系壓力達6MPa，並開始 計時，反應過程中需要保持體系溫度較為恆定，當氫氣累積流量達到為原料完全加氫所需 氫氣的理論流量的94%時馬上冷卻降溫停止反應，總反應時間為2. 5h。冷卻後取樣進行毛 細管氣相色譜分析，除溶劑外，MDA含量為0. 85%，N-CH3-MDA含量為0. 20%，H6MDA含量為 7. 15%,H12MDA含量為 87. 67%，反-反異構體含量為 20. 60%,N-CH3-H12MDA含量為 0. 17%, 其它副產3. 96%。對比例1在體積為2m3的高壓釜中，加入釕炭催化劑(5wt% ) 20kg,每次投料MDA500kg和 甲醇500kg，密閉後置換空氣，然後充入4MPa氫氣，開始逐步升溫至150°C，調整氫氣閥使 體系壓力達7MPa，並開始計時，反應過程中需要保持體系溫度較為恆定，在氫氣瞬時流量接 近於零時冷卻降溫停止反應，總反應時間為5h。冷卻後取樣進行毛細管氣相色譜分析，除 溶齊[J外，MDA含量為0. 01 %，N-CH3-MDA含量為0. 02%，H6MDA含量為0. 30%，H12MDA含量為 92. 60%，反-反異構體含量為23. 70%，N-CH3_H12MDA含量為0. 35%,其它副產6.65%。對比例2在體積為2m3的高壓釜中，加入釕炭催化劑(5wt% ) 20kg，每次投料MDA500kg和 甲醇500kg，密閉後置換空氣，然後充入4MPa氫氣，開始逐步升溫至160°C，調整氫氣閥使 體系壓力達6MPa，並開始計時，反應過程中需要保持體系溫度較為恆定，在氫氣瞬時流量接 近於零時冷卻降溫停止反應，總反應時間為4h。冷卻後取樣進行毛細管氣相色譜分析，除 溶劑外，MDA含量為0.02%，N-CH3-MDA含量為0.02%，H6MDA含量為0. 40 %，H12MDA含量為 92. 37%，反-反異構體含量為23. 90%，N-CH3-H12MDA含量為0. 35%，其它副產6. 84% 以135h時間為基準(假設每批准備時間均為4h，包括升溫時間、降溫時間和過濾 時間等)，比較對比例1和實施例1的生產情況。在135h操作時間內，按照對比例1條件， 每次反應時間5h、準備時間4h，反應套用15批，反應液中H12MDA質量為7366kg，反-反異 構體基本在23. 7%左右，其它副產(輕組分和重組分)含量為6. 5%左右；按照實施例1條 件，每次反應3. 5h、準備時間4h，反應套用18批，反應液中H12MDA質量為8371kg，反-反異 構體在20. 3%左右，其它副產(輕組分和重組分)含量為3. 58%左右。由此可見，採用控 制反應程度的方法，除降低反_反異構體含量和降低副產含量之外，可明顯提高產能。實施例3在體積為2m3的高壓釜中，加入釕炭催化劑(5wt% ) 20kg,每次投料MDA500kg和 甲醇500kg，密閉後用IMPa氮氣和氫氣先後置換3次，然後充入4MPa氫氣，開始逐步升溫 至150°C，調整氫氣閥使體系壓力達7MPa，並開始計時，反應過程中需要保持體系溫度較為恆定，當氫氣累積流量達到為原料完全加氫所需氫氣的理論流量的88%時馬上冷卻降溫 停止反應，總反應時間為3h。冷卻後取樣進行毛細管氣相色譜分析，除溶劑外，MDA含量為 3. 10%,N-CH3-MDA 含量為 0. 28%,H6MDA 含量為 16. 25%，H12MDA 含量為 77. 08%，反-反異 構體含量為18. 50 %，N-CH3-H12MDA含量為0. 09 %，其它副產3. 20 %。實施例4在體積為2m3的高壓釜中，加入釕炭催化劑(5wt % ) 20kg,每次投料MDA500kg和 甲醇500kg，密閉後置換空氣，然後充入4MPa氫氣，開始逐步升溫至160°C，調整氫氣閥使 體系壓力達6MPa，並開始計時，反應過程中需要保持體系溫度較為恆定，當氫氣累積流量 達到為原料完全加氫所需氫氣的理論流量的97%時馬上冷卻降溫停止反應，總反應時間為 3. 3h。冷卻後取樣進行毛細管氣相色譜分析，除溶劑外，MDA含量為0. 15%, N-CH3-MDA含 量為0. 10%，H6MDA含量為3. 98%，H12MDA含量為90. 54%，反-反異構體含量為22. 15%, N-CH3-H12MDA 含量為 0.27%，其它副產 4. 96 %。 實施例5如圖1所示，將實施例4的反應後產物，引入第一精餾塔1，該第一精餾塔採用波紋 規整填料，塔板數為5，底部溫度為170°C，頂部溫度為60°C且塔頂壓力為950mbar。塔頂採 出溶劑，實現溶劑重複使用；塔底獲得粗產品H12MDA進入第二精餾塔2。反應液投料速度為2t/h，塔頂採出溶劑速度約為lt/h，粗產品採出速率約為 lt/h ；分析塔頂回收的溶劑，其中輕組分和H12MDA含量約為溶劑質量的0. 05%，可認為較好 的實現溶劑的脫除。將第一精餾塔1塔底獲得的粗產品，引入第二精餾塔2，第二精餾塔2採用片狀金 屬填料，塔板數為30，底部溫度為170°C，頂部溫度為140°C且塔頂壓力為6mbar。塔頂採出 輕組分脫氨產物，其它組分經塔底進入第一精餾塔3。反應液投料速度為lt/h，塔頂餾分採 出速度約為0. 02t/h，塔底液採出速率約為0. 98t/h;分析塔頂採出餾分，其中輕組分約為 總質量的99. 10%, H12MDA含量為0. 90% ；分析塔底組分，MDA含量為0. 15%，N-CH3-MDA含 量為0. 10%, H6MDA含量為4. 01%, H12MDA含量為91. 20%，反-反異構體含量為22. 10%, N-CH3-H12MDA 含量為 0.27%，其它副產 4. 27 %。將第二精餾塔2塔底液，弓丨入第三精餾塔3，第三精餾塔3採用片狀金屬填料，塔板 數為40，底部溫度為220°C，側線採出溫度為205°C，頂部溫度為180°C且塔頂壓力為7mbar。 塔頂採出H12MDA,側線採出H6MDA和MDA，塔底採出重組分。反應液投料速度為0. 98t/h， 塔頂餾分採出速度約為0. 89t/h，側線採出速率約為0. 04t/h，塔底採出速率約0. 05t/h ； 分析塔頂餾分，其中輕組分含量約為0. 12%, H12MDA含量為99. 66%，反-反異構體含量為 22. 25%, N-CH3-H12MDA含量為0. 20%，其它含量為0. 02% ；分析側線採出餾分，H12MDA含 量約為6. 1 %，反-反異構體含量為22. 04%, H6MDA含量為76. 40 %，MDA含量為9. 30 %， N-甲基化合物含量約8. 2%;分析塔底組分，其中H6MDA含量為2. 40%，MDA含量為5. 47%， N-CH3-MDA含量為1. 50%，重組分含量為90. 63%。在第三精餾塔3的塔頂，獲得滿足要求的H12MDA產品。將第三精餾塔3的側線採 出餾分儲存、累積，待其數量滿足加氫反應器一次投料量時，將其返回高壓釜重新加氫，實 現未加氫物料的轉化。
權利要求
1.一種生產低的反-反異構體含量的4，4』_二氨基二環己基甲烷的方法，其特徵在於， 所述方法包括a)原料MDA在50 230°C的反應溫度、1 30MPa的氫氣壓力下及催化劑的作用下，在 有機溶液中反應生成H12MDA,當反應液中除溶劑外，MDA含量為0 5wt%之間、H6MDA含量 在1 20襯％之間時停止反應；b)將a)步反應液通過精餾塔精製得到純H12MDA,未反應MDA及H6MDA返回a)步加氫 反應體系。
2.如權利要求1所述的方法，其特徵在於，MDA含量在0 4%之間，H6MDA含量在2 10%之間時停止反應。
3.如權利要求1或2所述的方法，其特徵在於.當反應液中除溶劑外，MDA含量為0 5wt%之間、H6MDA含量在1 20wt%之間時停止反應的操作是通過以下方式實現的當氫 氣累積流量達到為原料完全加氫所需氫氣的理論用量的85. 0 99. 5%時冷卻降溫停止反 應。
4.如權利要求3所述的方法，其特徵在於，所述操作是以下方式實現的當氫氣累積流 量達到為原料完全加氫所需氫氣的理論用量的88. 0 99. 0%時，優選92. 0 98. 0%時冷卻降溫停止反應。
5.根據權利要求1所述的方法，其特徵在於，所述步驟a)中催化劑為銠或釕負載型催 化劑，銠或釕佔載體的重量百分比為0. 5 8%。
6.根據權利要求5所述的方法，其特徵在於，所述的銠負載型催化劑的用量為MDA用量 的0. 1 10wt% ；所述的釕負載型催化劑的用量為MDA用量的0. 1 20wt%。
7.根據權利要求1至6任一項所述的方法，其特徵在於，所述步驟b)包括以下步驟bl)將本發明a)步驟中獲得的H12MDA反應液送入第一精餾塔，獲得粗H12MDA,將溶劑回收重複使用；b2)將粗H12MDA送入第二精餾塔，塔頂獲得輕組分脫氨產物，塔底採出塔底液；b3)將第二精餾塔塔底液送入第三精餾塔，塔頂獲得H12MDA,側線採出產品H6MDA和 MDA，塔底採出重組分。
8.根據權利要求7所述的方法，其特徵在於所述步驟bl)中第一精餾塔的塔底溫 度為100 240°C，塔頂溫度為溶劑在標準狀態下的沸點溫度加減0 30°C，塔內壓力為 200 lOOOOmbar，精餾塔理論塔板數為1 60塊；所述步驟1^2)中第二精餾塔塔底溫度 為130 300°C，塔頂溫度為120 200°C，塔內壓力為0. 1 30mbar，精餾塔理論塔板數 為2 60塊；所述步驟中第三精餾塔塔底溫度為200 270°C，側線採出溫度為190 240°C，塔頂溫度為140 210°C，塔內壓力為0. 1 30mbar，精餾塔理論塔板數為2 60 塊。
9.如權利要求7或8所述的方法，其特徵在於，第一、第二、第三精餾塔均填充有片狀金 屬填料或網篩填料。
10.如權利要求7所述的方法，其特徵在於，所述步驟b3)從側線採出的H6MDA和MDA 物料累積後重新進入反應系統。
全文摘要
本發明公開了一種生產低的反-反異構體含量的二氨基二環己基甲烷(H12MDA)的方法，所述方法包括a)控制反應程度，保持在反應液中除溶劑外，MDA含量為0～5wt％之間、H6MDA含量在1～20wt％之間時停止反應；b)將步驟a)中得到的反應液經過脫溶劑、脫輕組分等步驟，獲得滿足要求的H12MDA產品，未反應物料累積後重新進入反應系統。本發明方法降低了產品反-反異構體含量、提高了反應的收率、降低了生產成本，本發明並提供未反應物料的後處理方案。
文檔編號C07C209/72GK102093227SQ20111000697
公開日2011年6月15日 申請日期2011年1月7日 優先權日2011年1月7日
發明者倪自林, 劉志遠, 華衛琦, 王旭東, 胡爽, 趙佔雨, 陳忠英, 陳浩, 齊旺順 申請人:寧波萬華聚氨酯有限公司, 煙臺萬華聚氨酯股份有限公司