專利名稱：芳香族胺的制造方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及芳香族胺的制造方法。

背景技術(shù)：
作為由芳香族硝基化合物的氫還原(氫化)引起的芳香族胺的制造方法，在特開平2-279657號公報(專利文獻(xiàn)1)中記載著，具有以下工序的方法，即以苯胺作為溶劑，使用鈀催化劑或者鈀-鉑系載體催化劑，使反應(yīng)液中的硝基苯進(jìn)行氫還原，連續(xù)地使苯胺和反應(yīng)生成水作為蒸汽伴同氫而餾出的第一工序(氣液反應(yīng))，以及將從第一工序餾出的蒸汽導(dǎo)入填充有銅一鉻系催化劑的固定床反應(yīng)器中，在150～250℃的溫度下使在該蒸汽中伴同的未反應(yīng)的硝基苯進(jìn)行氫還原，轉(zhuǎn)化成苯胺的第二工序(氣相反應(yīng))。
另外，在特開平6-154588號公報(專利文獻(xiàn)2)中記載著，由利用管式反應(yīng)器、中空筒式反應(yīng)器等中的氣相反應(yīng)引起的硝基苯的氫化方法。


發(fā)明內(nèi)容
在專利文獻(xiàn)1中記載的第一工序(氣液反應(yīng))中，起因于氣液反應(yīng)器內(nèi)的反應(yīng)液的滯留時間長，生成較多的N-環(huán)己基苯胺等高沸點雜質(zhì)或環(huán)己醇、環(huán)己酮等低沸點雜質(zhì)。其中，高沸點雜質(zhì)，從氣液反應(yīng)器和催化劑一起抽出，進(jìn)行分離是可能的，但是低沸點雜質(zhì)，大部分作為蒸汽被導(dǎo)入第二工序(氣相反應(yīng))中，原封不動地混入反應(yīng)生成物中。
另一方面，由專利文獻(xiàn)2中記載的氣相反應(yīng)引起的硝基苯的氫化是逐次反應(yīng)，硝基苯的轉(zhuǎn)化率一接近100％，就進(jìn)行核加氫反應(yīng)，因而生成較多的N-環(huán)己基苯胺等高沸點雜質(zhì)。
另外，通常，在利用蒸餾的精制中需要的能量，相對利用蒸餾而分離的雜質(zhì)的含有比，不是線性地，而是指數(shù)地增加。而且，雜質(zhì)的含有比例一變多，就有導(dǎo)致蒸餾塔(精餾塔)的段數(shù)的增加等蒸餾設(shè)備中需要的費用上升的顧慮。
因此，本發(fā)明的目的在于提供，效率良好地去除由副反應(yīng)產(chǎn)生的雜質(zhì)的芳香族胺的制造方法。
為了達(dá)到上述目的，本發(fā)明的芳香族胺的制造方法，其特征在于，具有將由芳香族硝基化合物的氣液接觸引起的氫化反應(yīng)得到的芳香族胺、和由芳香族硝基化合物的氣相中的氫化反應(yīng)得到的芳香族胺混合，蒸餾得到的混合物，由此將上述芳香族胺進(jìn)行精制的工序。
按照本發(fā)明也提供，在上述制造方法中，在進(jìn)行氣相中的氫化反應(yīng)時，以由氣液接觸引起的氫化反應(yīng)中產(chǎn)生的反應(yīng)熱作為熱源，使芳香族硝基化合物氣化的上述制造方法，另外也提供，在上述制造方法中，蒸餾混合物時，以由氣液接觸引起的氫化反應(yīng)中產(chǎn)生的反應(yīng)熱作為熱源，加熱該混合物的上述制造方法。
按照該芳香族胺的制造方法，通過混合含有較多的由氣相氫化反應(yīng)得到的高沸點雜質(zhì)的芳香族胺、和含有較多的由氣液接觸引起的氫化反應(yīng)得到的低沸點雜質(zhì)的芳香族胺，高分子雜質(zhì)和低沸點雜質(zhì)同時被稀釋，相對于作為反應(yīng)生成物的芳香族胺的總量的上述各雜質(zhì)的含有比例降低。
在利用蒸餾反應(yīng)生成物進(jìn)行精制時，高沸點雜質(zhì)的分離和低沸點雜質(zhì)的分離中，各自需要個別的蒸餾操作。因此，在上述制造方法中，混合由氣相氫化反應(yīng)得到的芳香族胺(氣相反應(yīng)物)、和由氣液接觸引起的氫化反應(yīng)得到的芳香族胺(氣液反應(yīng)物)之后，對得到的混合物進(jìn)行蒸餾時，與個別蒸餾氣相反應(yīng)物和氣液反應(yīng)物的情況相比，在分離高沸點雜質(zhì)的蒸餾操作和分離低沸點雜質(zhì)的蒸餾操作的兩方蒸餾操作中，能夠降低成為分離對象的雜質(zhì)的含有比例。
因此，按照上述芳香族胺的制造方法，能夠抑制在蒸餾操作中需要的能量或?qū)φ麴s設(shè)備的成本。
按照本發(fā)明，在利用芳香族胺的蒸餾進(jìn)行精制時，無論在分離高沸點雜質(zhì)的蒸餾操作和分離低沸點雜質(zhì)的蒸餾操作哪一個中，都能夠降低成為分離對象的雜質(zhì)的含有比例，因而能夠抑制蒸餾操作需要的能量或?qū)φ麴s設(shè)備的成本，進(jìn)而能夠效率良好地去除由副反應(yīng)產(chǎn)生的雜質(zhì)。



圖1是表示在本發(fā)明的芳香族胺的制造方法中使用的裝置的一種實施方式的概略裝置構(gòu)成圖。
圖2是表示硝基苯和氫氣的供給量比、與硝基苯的氣化溫度(0.34MPa-G)之間的關(guān)系的曲線圖。
圖3是表示實施例1中的再沸器熱量的計算結(jié)果的曲線圖。
圖中，5-氣液反應(yīng)器，11-氣液反應(yīng)物運送管路，19-氣相反應(yīng)器，27-氣相反應(yīng)物運送管路，35-第1精餾塔，40-第2精餾塔。

具體實施例方式 作為用本發(fā)明的制造方法制造的芳香族胺，例如可舉出苯胺、(鄰、間、對)甲苯胺、二甲基苯胺類(例如2，3-、2，4-、2，5-二甲基苯胺等)、(1-、2-)萘基胺等芳香族一胺類，例如(鄰、間、對)二氨基苯等芳香族二胺類，等等。
圖1是表示在本發(fā)明的芳香族胺的制造方法中使用的裝置的一種實施方式的概略裝置構(gòu)成圖。以下，一面參照圖1，一面說明本發(fā)明的芳香族胺的制造方法。
在圖1中，該裝置1具備在由芳香族硝基化合物的氣液接觸引起的氫化反應(yīng)中使用的氣液反應(yīng)裝置2、在芳香族硝基化合物的氣相下的氫化反應(yīng)中使用的氣相反應(yīng)裝置3以及蒸餾在這2個反應(yīng)裝置2、3中生成的芳香族胺的精制裝置4。
氣液反應(yīng)裝置2具備氣液反應(yīng)器5、原料液供給管路6、原料氣體供給管路7、氣液反應(yīng)物取出管路8、冷凝器9、氣液分離器10、氣液反應(yīng)物運送管路11、原料氣體回收管路12以及壓縮器13。
氣液反應(yīng)器5是能夠使處于液相的芳香族硝基化合物發(fā)生氫化反應(yīng)的反應(yīng)器，如果是像這樣的反應(yīng)器，就不特別地限制，可舉出各種的氣液反應(yīng)器。例如，圖示的氣液反應(yīng)器5由具備夾套14的耐壓性的通氣反應(yīng)器等構(gòu)成。
在氣液反應(yīng)器5中，預(yù)先供給反應(yīng)中需要的溶劑。
作為溶劑，例如可舉出作為反應(yīng)生成物的芳香族胺。
原料液供給管路6，其下游端部配置在氣液反應(yīng)器5內(nèi)。另外，在該原料液供給管路6的上游連接有原料液源。
作為原料液即芳香族硝基化合物，例如可舉出硝基苯、(鄰、間、對)硝基甲苯、硝基二甲苯類(例如3-硝基-鄰二甲苯、4-硝基-間二甲苯、2-硝基-對二甲苯等)、(1-、2-)硝基萘、(鄰、間、對)二硝基苯等。具體地說，芳香族硝基化合物，配合作為該制造方法的目的化合物的芳香族胺類的種類而適宜地選擇。例如，目的化合物是苯胺時，作為原料液使用硝基苯。
原料氣體供給管路7，其下游端部配置在氣液反應(yīng)器5內(nèi)。另外，在該原料氣體供給管路7的上游連接有原料氣體源。
作為原料氣體，例如可舉出氫氣。
氣液反應(yīng)物取出管路8是用于將由氣液反應(yīng)器5中的氣液反應(yīng)得到的反應(yīng)生成物(以下，往往稱為“氣液反應(yīng)物”)從氣液反應(yīng)器5取出的路經(jīng)，其上游端部連接在氣液反應(yīng)器5的頂部，其下游連接與氣液分離器10。
所謂向氣液反應(yīng)器5內(nèi)過剩地供給的未反應(yīng)的原料氣體和伴同該未反應(yīng)的原料氣體的反應(yīng)生成物，各自作為蒸汽通過氣液反應(yīng)物取出管路8取出，被送向氣液分離器10。
在氣液反應(yīng)物取出管路8的中途設(shè)置冷凝器9。
該冷凝器9使從氣液反應(yīng)器5通過氣液反應(yīng)液取出管路8取出的反應(yīng)生成物的蒸汽冷卻、冷凝。
作為冷凝器9，如果是能夠使反應(yīng)生成物的蒸汽冷凝的冷凝器，就不特別地限制，例如由空冷式、水冷式等各種的冷凝器構(gòu)成。
氣液分離器10連接在氣液反應(yīng)物取出管路8的下游端部。
該氣液反應(yīng)器10，將從氣液反應(yīng)物取出管路8經(jīng)過冷凝器9送入的反應(yīng)生成物和未反應(yīng)的原料氣體的混合物分離成原料氣體(氣體狀態(tài))和反應(yīng)生成物(液體狀態(tài))。
作為氣液反應(yīng)器10，如果是能夠使原料氣體(氣體狀態(tài))和反應(yīng)生成物(液體狀態(tài))分離的氣液反應(yīng)器，就不特別地限制，例如由圓筒型壓力容器等構(gòu)成。
氣液反應(yīng)物運送管路11，其上游端部連接在氣液分離器10的底部。另外，氣液反應(yīng)物運送管路11，在其下游和后述的氣相反應(yīng)裝置3中的氣相反應(yīng)物運送管路27匯合，而且在其下游，通過后述的油水分離器33連接在后述的精制裝置4的第1精餾塔35。
在氣液分離器10中與未反應(yīng)的原料氣體分離的液體狀態(tài)的反應(yīng)生成物，被進(jìn)入氣液反應(yīng)物運送管路11中，送入油水分離器33。氣液反應(yīng)物，在該油水分離器33中被分離成芳香族胺和由氣液反應(yīng)生成的水，取出的芳香族胺向精制裝置4送入。
原料氣體回收管路12，其上游端部連接在氣液分離器10的頂部，其下游端部，連接在原料氣體供給管路7。另外，在原料氣體供給管路12的中途設(shè)置壓縮器13。
在氣液分離器10中與反應(yīng)生成物分離的原料氣體，被進(jìn)入原料氣體回收管路12中，在壓縮器13中被壓縮后，送入原料氣體供給管路7。由此，在氣液反應(yīng)器5內(nèi)被過剩地供給的未反應(yīng)的原料氣體被作為氣液反應(yīng)的原料氣體再利用。
在氣液反應(yīng)裝置2中，如以虛線15所示，在氣液反應(yīng)物取出管路8上，從冷凝器9在上游也可以設(shè)置氣相反應(yīng)器16。
在此情況下，從氣液反應(yīng)器5進(jìn)入氣液反應(yīng)物取出管路8的反應(yīng)生成物的蒸汽，在向冷凝器9送入之前，在氣相反應(yīng)器16中進(jìn)行氣相反應(yīng)。
由氣液接觸引起的芳香族硝基化合物和氫氣的反應(yīng)，為了抑制由逐次反應(yīng)引起的雜質(zhì)的生成，通常向芳香族胺的轉(zhuǎn)化率被抑制在80～99.9％。因而，在氣液反應(yīng)物取出管路8中，未反應(yīng)的芳香族硝基化合物的一部分往往作為蒸汽被送入。但是，若在氣液反應(yīng)物取出管路8的中途具備氣相反應(yīng)器16，就能夠使進(jìn)入氣液反應(yīng)物取出管路8的未反應(yīng)的原料氣體(氫氣)和未反應(yīng)的芳香族硝基化合物發(fā)生反應(yīng)，能夠抑制芳香族硝基化合物向反應(yīng)生成物中的混合。
氣相反應(yīng)器16是在氣相中能夠使芳香族硝基化合物和氫氣反應(yīng)的反應(yīng)器，如果是像這樣的反應(yīng)器，就不特別地限制，可舉出各種的氣相反應(yīng)器。
在該氣液反應(yīng)裝置2中，氣液反應(yīng)器5具備用于向夾套14供給冷卻水的冷卻水供給管路17、用于從夾套14將利用氣液反應(yīng)器5中的氣液反應(yīng)的反應(yīng)熱進(jìn)行氣化的冷卻水的蒸汽取出的蒸汽取出管路18。向夾套14供給的冷卻水，利用氣液反應(yīng)器5中的氣液反應(yīng)的反應(yīng)熱進(jìn)行氣化。由氣化產(chǎn)生的蒸汽，此后從蒸汽取出管路18取出。
蒸汽取出管路18，其下游端部分別連接在用于將蒸汽供給后述的氣相反應(yīng)裝置3的蒸發(fā)器22的蒸汽供給管路32、用于將蒸汽供給后述的精制裝置4的第1精餾塔35和第2精餾塔40的蒸汽供給管路49。
從蒸汽取出管路18取出的蒸汽，經(jīng)過各蒸汽供給管路32、49，向氣相反應(yīng)裝置3的蒸發(fā)器22或精制裝置4的第1再沸器38和第2再沸器43送入。由此，從蒸汽取出管路18取出的蒸汽作為蒸發(fā)器22、第1精餾塔35和第2精餾塔40的熱源再利用。
氣相反應(yīng)裝置3具備氣相反應(yīng)器19、原料液供給管路20、原料氣體供給管路21、蒸發(fā)器22、混合氣體供給管路23、氣相反應(yīng)物取出管路24、冷凝器25、氣液分離器26、氣相反應(yīng)物運送管路27、原料氣體回收管路28和壓縮器29。
氣相反應(yīng)器19是能夠在氣相中進(jìn)行芳香族硝基化合物的氫化反應(yīng)的反應(yīng)器，如果是像這樣的反應(yīng)器，就不特別地限制，可舉出各種的氣相反應(yīng)器。例如圖示的氣相反應(yīng)器19由具備冷卻水供給管路30、蒸汽排出管路31的、耐壓性的通氣反應(yīng)器等構(gòu)成。
原料液供給管路20，其下游端部連接在蒸發(fā)器22。另外，在該原料液供給管路20的上游連接有原料液源。
原料氣體供給管路21，其下游端部連接在蒸發(fā)器22。另外，在該原料氣體供給管路21的上游連接有原料氣體源。
作為原料液和原料氣體，可舉出和上述相同的原料液和原料氣體。
蒸發(fā)器22將從原料液供給管路20供給的原料液(芳香族硝基化合物)和從原料氣體供給管路21供給的原料氣體(氫氣)加熱。
作為蒸發(fā)器22，如果是能夠使原料液氣化的蒸發(fā)器，就不特別地限制，由各種的蒸發(fā)器構(gòu)成。
混合氣體供給管路23，其上游端部連接在蒸發(fā)器22，其下游端部連接在氣相反應(yīng)器19。
原料液和原料氣體，在蒸發(fā)器22中混合，被加熱而成為混合氣體，經(jīng)過混合氣體供給管路23，以氣體狀態(tài)向氣相反應(yīng)器19供給。
氣相反應(yīng)物取出管路24是用于將由氣相反應(yīng)器19中的氣相反應(yīng)得到的反應(yīng)生成物(以下，往往稱為“氣相反應(yīng)物”)從氣相反應(yīng)器19取出的路徑，其上游端部連接在氣相反應(yīng)器19，其下游端部連接在氣液分離器26。
在氣相反應(yīng)器19內(nèi)生成的反應(yīng)生成物的蒸汽，通過氣相反應(yīng)生成物取出管路24取出，向氣液分離器26送入。
在氣相反應(yīng)生成物取出管路24的中途設(shè)置冷凝器25。
該冷凝器25使從氣相反應(yīng)器19經(jīng)過氣相反應(yīng)液取出管路24取出的反應(yīng)生成物的蒸汽冷卻、冷凝。
作為冷凝器25，不特別地限制，例如可舉出和氣液反應(yīng)裝置2中的冷凝器相同的冷凝器9。
氣液分離器26連接在氣液反應(yīng)生成物取出管路24的下游端部。
該氣液分離器26，將從氣相反應(yīng)物取出管路24，經(jīng)過冷凝器25送入的蒸汽分離成未反應(yīng)的原料氣體(氣體狀態(tài))和反應(yīng)生成物(液體狀態(tài))。
作為氣液分離器26，可舉出和氣液反應(yīng)裝置2中的氣液分離器相同的氣液分離器10。
氣相反應(yīng)物運送管路27，其上游端部連接在氣液分離器26的底部。另外，氣相反應(yīng)物運送管路27，在其下游和氣液反應(yīng)物運送管路11匯合，而且在其下游，通過油水分離器33連接在后述的精制裝置4的第1精餾塔35。
在氣液分離器26中和未反應(yīng)的原料氣體分離的液體狀態(tài)的反應(yīng)生成物，被取回氣相反應(yīng)物運送管路27中，送入油水分離器33。氣相反應(yīng)物，在該油水分離器33中，被分離成芳香族胺和由氣相反應(yīng)生成的水，取出的芳香族胺送入精制裝置4中。
原料氣體回收管路28，其上游端部連接在氣液分離器26的頂部，其下游端部連接在原料氣體供給管路21。另外，在原料氣體回收管路28的中途設(shè)置壓縮器29。
在氣液分離器26中和反應(yīng)生成物分離的原料氣體，進(jìn)入原料氣體回收管路28中，用壓縮器29壓縮后，送入原料氣體供給管路21。由此，在氣相反應(yīng)器19內(nèi)被過剩地供給的未反應(yīng)的原料氣體被作為氣相反應(yīng)的原料氣體再利用。
在該氣相反應(yīng)裝置3中，蒸發(fā)器22上連接蒸汽供給管路32。蒸汽供給管路32，其上游端部連接在蒸汽取出管路18的下游端部。因此，從氣液反應(yīng)器5的夾套14取出的蒸汽，經(jīng)過蒸汽取出管路18和蒸汽供給管路32被送入蒸發(fā)器22。
即，在蒸發(fā)器22中，將從原料液供給管路20和原料氣體供給管路21向蒸發(fā)器22供給的原料液和原料氣體的混合物加熱，對于用于氣化的熱介質(zhì)來說，使用在氣液反應(yīng)器5的夾套14中由冷卻水的氣化生成的蒸汽。另外，由此，在氣相反應(yīng)裝置3中，氣液反應(yīng)器5中的氣液反應(yīng)的反應(yīng)熱，作為蒸發(fā)器22的熱源被有效地利用。
油水分離器33設(shè)置在氣液反應(yīng)物運送管路11和氣相反應(yīng)物運送管路27的匯合后的管路的中途。
油水分離器33將從氣液反應(yīng)物運送管路11和氣相反應(yīng)物運送管路27，各自以液體狀態(tài)送入的反應(yīng)生成物分離成油狀的芳香族胺和反應(yīng)生成水。
作為油水分離器33，如果是能夠?qū)⒁后w狀態(tài)的氣液反應(yīng)物和氣相反應(yīng)物分離成芳香族胺和反應(yīng)生成水的油水分離器，就不特別地限制，例如由圓筒型壓力容器等構(gòu)成。
水回收管路34，其上游端部連接在油水分離器33。
被油水分離器33分離的反應(yīng)生成水經(jīng)過水回收管路34回收，根據(jù)需要，反應(yīng)生成水中含有的苯胺利用蒸餾等來回收。
精制裝置4具備第1精餾塔35、第1回流管路36、低沸點雜質(zhì)回收管路37、第1再沸器38、罐出液運送管路39、第2精餾塔40、第2回流管路41、制品回收管路42、第2再沸器43和高沸點雜質(zhì)回收管路44。
第1精餾塔35連接在氣液反應(yīng)物運送管路11和氣相反應(yīng)物運送管路27的各自的下游端部。由氣液反應(yīng)裝置2的氣液反應(yīng)器5中的氣液反應(yīng)生成的反應(yīng)生成物和由氣相反應(yīng)裝置3的氣相反應(yīng)器19中的氣相反應(yīng)生成的反應(yīng)生成物的混合物被導(dǎo)入該第1精餾塔35中。
作為第1精餾塔35，如果是能夠精餾從氣液反應(yīng)物運送管路11和氣相反應(yīng)物運送管路27分別送入的反應(yīng)生成物的混合物，使由此分離的低沸點雜質(zhì)作為餾出液排出，而且以分離了低沸點雜質(zhì)的反應(yīng)生成物作為罐出液取出的精餾塔，就不特別地限制，可舉出各種的精餾塔。
因此，雖然不限于此，但是例如第1精餾塔35的理論段數(shù)，較好是5～50段，最好是10～25段。
第1回流管路36，其上游端部連接在第1精餾塔35的頂部，其下游端部連接在第1精餾塔35內(nèi)。該第1回流管路36是用于使來自第1精餾塔35的餾出液，通過第1精餾塔35的外部，再向第1精餾塔35內(nèi)循環(huán)的路徑。
低沸點雜質(zhì)回收管路37，其上游端部連接在第1回流管路36的中途。該低沸點雜質(zhì)回收管路37將包含在第1精餾塔35的餾出液中的低沸點雜質(zhì)由第1回流管路36進(jìn)入而回收。
低沸點雜質(zhì)稱為在芳香族硝基化合物的氫化反應(yīng)中生成的副產(chǎn)物之中其沸點比起反應(yīng)的目的化合物即芳香族胺的沸點低的化合物。作為該低沸點雜質(zhì)，例如可舉出芳香族胺或芳香族硝基化合物的分解物，或其氫化物等。
具體地說，作為在利用硝基苯的氫化反應(yīng)的苯胺的制造中生成的低沸點雜質(zhì)，例如，可舉出環(huán)己醇(沸點161℃)、環(huán)己酮(沸點155℃)、環(huán)己胺(沸點134℃)、苯(沸點80℃)、苯酚(沸點182℃)等。再者，苯胺的沸點是184℃。
在第1回流管路36的中途，從低沸點雜質(zhì)回收管路37的連接部分的上游，還設(shè)置有冷凝器45、回流液槽46和泵47。
冷凝器45使從第1精餾塔35取出的餾出液冷凝。
作為該冷凝器45，不特別地限制，例如可舉出和氣液反應(yīng)裝置2中的冷凝器9相同的冷凝器。
回流液槽46貯存在冷凝器45中冷凝的餾出液(回流液)。
泵47將貯存在回流液槽46中的餾出液向第1精餾塔35內(nèi)送入。
進(jìn)入第1回流管路36中的第1精餾塔35的餾出液，經(jīng)過冷凝器45和回流液槽46后，根據(jù)適應(yīng)第1精餾塔35中的蒸餾條件的回流比，其一部分被泵47向第1精餾塔35內(nèi)循環(huán)，剩余的被泵47向低沸點雜質(zhì)回收管路37送入。
第1再沸器38是導(dǎo)入第1精餾塔35內(nèi)的反應(yīng)生成物的加熱器。該第1再沸器38設(shè)置在用于使第1精餾塔35的塔底液通過第1精餾塔35的外部，向第精餾塔35內(nèi)再循環(huán)的塔底液循環(huán)管路48的中途。
作為第1再沸器38，不特別地限制，可舉出在精餾裝置中使用的各種的再沸器。
罐出液運送管路39，其上游端部連接在第1精餾塔35的底部，其下游端部連接在第2精餾塔40。
利用第1精餾塔35中的蒸餾，與低沸點雜質(zhì)分離的反應(yīng)生成物，進(jìn)入罐出液運送管路39中，導(dǎo)入第2精餾塔40內(nèi)。
第2精餾塔40連接在罐出液運送管路39的下游端部。在該第2精餾塔40中導(dǎo)入利用第1精餾塔35中的蒸餾去除了低沸點雜質(zhì)的反應(yīng)生成物。
作為第2精餾塔40，如果是能夠精餾從罐出液運送管路39送入的第1精餾塔35的罐出液，以由此分離的高沸點雜質(zhì)作為罐出液排出，而以分離了高沸點雜質(zhì)的反應(yīng)生成物作為餾出液取出的精餾塔，就不特別地限制，可舉出各種的精餾塔。
因此，雖然不限于此，但是例如第2精餾塔40的理論段數(shù)，優(yōu)選為2～50段，進(jìn)而優(yōu)選為5～30段。
高沸點雜質(zhì)稱為在芳香族硝基化合物的氫化反應(yīng)中生成的副產(chǎn)物之中其沸點比起反應(yīng)的目的化合物即芳香族胺的沸點高的化合物。作為該高沸點雜質(zhì)，例如可舉出多環(huán)芳香族化合物(芳香族胺或芳香族硝基化合物的二聚物等)或其氫化物。
具體地說，作為在利用硝基苯的氫化反應(yīng)的苯胺的制造中生成的高沸點雜質(zhì)，例如，可舉出N-環(huán)己基苯胺(沸點278℃)、二苯胺(沸點302℃)、偶氮苯(沸點293℃)等。
第2回流管路41，其上游端部連接在第2精餾塔40的頂部，其下游端部連接在第2精餾塔40內(nèi)。該第2回流管路41是用于使來自第2精餾塔40的餾出液，通過第2精餾塔40的外部，再向第2精餾塔40內(nèi)循環(huán)的路徑。
制品回收管路42，其上游端部連接在該第2回流管路41的中途。該制品回收管路42，以第2精餾塔40的餾出液作為制品，由第2回流管路42進(jìn)入，進(jìn)行回收。
在第2回流管路41的中途，從制品回收管路42的連接部分的上游，還設(shè)置有冷凝器50、回流液槽51和泵52。
冷凝器50使由第2精餾塔40進(jìn)入的餾出液冷凝。
作為該冷凝器50，不特別地限制，例如可舉出和氣液反應(yīng)裝置2中的冷凝器9相同的冷凝器。
回流液槽51貯存在冷凝器50中冷凝的餾出液(回流液)。
泵52將貯存在回流液槽51中的餾出液向第2精餾塔40內(nèi)送入。
進(jìn)入第2回流管路41中的第2精餾塔40的餾出液，經(jīng)過冷凝器50和回流液槽51后，根據(jù)適應(yīng)第2精餾塔40中的蒸餾條件的回流比，其一部分被泵52向第2精餾塔40內(nèi)循環(huán)，剩余的被泵52向制品回收管路42送入。
第2再沸器43是導(dǎo)入第2精餾塔40內(nèi)的反應(yīng)生成物的加熱器。該第2再沸器43設(shè)置在用于使第2精餾塔40的塔底液，通過第2精餾塔40的外部，再向第2精餾塔40內(nèi)循環(huán)的塔底液循環(huán)管路53的中途。
作為第2再沸器43，不特別地限制，可舉出和精餾裝置中使用的各種的再沸器。
利用第2精餾塔40中的蒸餾與高沸點雜質(zhì)分離的反應(yīng)生成物，作為餾出液進(jìn)入制品回收管路42中。
這樣一來，將由氣液反應(yīng)裝置2的氣液反應(yīng)器5中的氣液反應(yīng)生成的反應(yīng)生成物和由氣相反應(yīng)裝置3的氣相反應(yīng)器19中的氣相反應(yīng)生成的反應(yīng)生成物的混合物進(jìn)行精制的芳香族胺的制品由制品回收管路42進(jìn)入。
由上述的方法得到的芳香族胺，無論關(guān)于低沸點雜質(zhì)和高沸點雜質(zhì)的哪一個，其含有比例都降低。
作為利用精制裝置4蒸餾的最終制品中的雜質(zhì)的含有比例，雖然不限于此，但是例如關(guān)于低沸點雜質(zhì)，優(yōu)選為10000重量ppm以下，進(jìn)而優(yōu)選為1000重量ppm以下，特別優(yōu)選為100重量ppm以下。另外，關(guān)于高沸點雜質(zhì)，優(yōu)選為100重量ppm以下，進(jìn)而優(yōu)選為10重量ppm以下，特別優(yōu)選為1重量ppm以下。
在該精制裝置4中，第1精餾塔35的第1再沸器38和第2精餾塔40的第2再沸器43都連接有蒸汽供給管路49。蒸汽供給管路49，其上游端部連接在蒸汽取出管路18的下游端部。因此，從氣液反應(yīng)器5的夾套14取出的蒸汽經(jīng)過蒸汽取出管路18和蒸汽供給管路49送入各再沸器38、43中。
即，在各再沸器38、43中，對于用于加熱各精餾塔35、40的塔底液的熱介質(zhì)來說，使用在氣液反應(yīng)器5的夾套14中由冷卻水的氣化生成的蒸汽。另外，由此，在精制裝置4中，在氣液反應(yīng)器5中的氣液反應(yīng)的反應(yīng)熱，作為各再沸器38、43的熱源被有效的再利用。
在以上的說明中，將從氣液反應(yīng)物運送管路11送入的氣液反應(yīng)物和從氣相反應(yīng)物運送管路27送入的氣相反應(yīng)物預(yù)先進(jìn)行混合后，向第1精餾塔35導(dǎo)入。但是，氣液反應(yīng)物運送管路11和氣相反應(yīng)物運送管路27不預(yù)先匯合，可以個別地連接在第1精餾塔35，因此，氣液反應(yīng)物和氣相反應(yīng)物，也可以從各運送管路11、27向第1精餾塔35內(nèi)導(dǎo)入后進(jìn)行混合。
另外，在以上的說明中，在各運送管路11、27的匯合后，將氣液反應(yīng)物運送管路11上的氣液反應(yīng)物和氣相反應(yīng)物運送管路27上的氣相反應(yīng)物導(dǎo)入油水分離器33中，將芳香族胺和由反應(yīng)生成的水分離。但是，油水分離器也可以個別地設(shè)置在氣液反應(yīng)物運送管路11上和氣相反應(yīng)物運送管路27上。即，氣液反應(yīng)物和氣相反應(yīng)物，在相互混合前，可以通過油水分離一個個地分離成芳香族胺和反應(yīng)生成水。
另外，在以上的說明中，從氣液反應(yīng)物運送管路11和氣相反應(yīng)物運送管路27送入的各反應(yīng)生成物的混合物中，通過先去除低沸點雜質(zhì)，接著去除高沸點雜質(zhì)，來精餾反應(yīng)生成物。
但是，各雜質(zhì)的去除順序不限于此，也可以從上述混合物中先去除高沸點雜質(zhì)，接著去除低沸點雜質(zhì)。
在此情況下，首先，從氣液反應(yīng)物運送管路11和氣相反應(yīng)物運送管路27，向高沸點雜質(zhì)分離用的精餾塔送入氣液反應(yīng)物和氣相反應(yīng)物的混合物，進(jìn)行第1次蒸餾。使利用該第1次蒸餾分離的高沸點雜質(zhì)作為高沸點雜質(zhì)分離用精餾塔的罐出液排出，而且使高沸點雜質(zhì)被分離的反應(yīng)生成物作為高沸點雜質(zhì)分離用精餾塔的餾出液取出。
接著，將高沸點雜質(zhì)分離用精餾塔的餾出液送入低沸點雜質(zhì)分離用精餾塔中，進(jìn)行第2次蒸餾。使利用該第2次蒸餾分離的低沸點雜質(zhì)作為低沸點雜質(zhì)分離用精餾塔的餾出液排出，而且使低沸點雜質(zhì)被分離的反應(yīng)生成物(制品)作為低沸點雜質(zhì)分離用精餾塔的罐出液取出。由此，和上述的場合同樣地得到已精餾的芳香族胺的制品。
以下，參照圖1所示的裝置1，關(guān)于本發(fā)明的芳香族胺的制造方法的一種實施方式，通過例子來說明由硝基苯和氫氣的反應(yīng)產(chǎn)生的苯胺的制造方法。
在該方法中，首先，利用氣液反應(yīng)裝置2的氣液反應(yīng)器5中的氣液反應(yīng)、和氣相反應(yīng)裝置3的氣相反應(yīng)器19中的氣相反應(yīng)，分別制造苯胺。接著，對在氣液反應(yīng)中生成的苯胺和在氣相反應(yīng)中生成的苯胺的混合物，通過由精制裝置4的第1精餾塔35產(chǎn)生的用于分離低沸點雜質(zhì)的蒸餾、和通過由第2精餾塔40產(chǎn)生的用于分離高沸點雜質(zhì)的蒸餾來精制苯胺。
在氣液反應(yīng)裝置2的氣液反應(yīng)器5中的氣液反應(yīng)中，預(yù)先在氣液反應(yīng)器5中裝入苯胺(溶劑)。通過對該氣液反應(yīng)器5，從原料液供給管路6供給硝基苯(原料液)，從原料氣體供給管路7供給氫氣(原料氣體)，而且供給載持有鈀的活性碳(催化劑)，使由氣液接觸引起的氫化反應(yīng)開始。
硝基苯和氫氣的供給量之比，相對硝基苯，氫成為在化學(xué)計量上過剩的比例。具體地，例如相對1摩爾硝基苯，在化學(xué)計量上供給1.5～5摩爾倍的氫。在此情況下，氫成為在化學(xué)計量上0.5～4摩爾倍過剩。
氣液反應(yīng)器5的反應(yīng)液中的硝基苯的濃度，從抑制硝基苯不足時的核加氫反應(yīng)且抑制向由伴同過剩地供給的硝基苯產(chǎn)生的反應(yīng)生成物中的混合的觀點考慮，優(yōu)選為0.05～10重量％，進(jìn)而優(yōu)選為0.5～3重量％。
另外，氣液反應(yīng)器5中的氣液反應(yīng)的反應(yīng)條件，例如反應(yīng)溫度是150～250℃，反應(yīng)壓力(表壓)是0.3～1.5MPa-G。
于是，在氣液反應(yīng)器5中，硝基苯和過剩的氫氣發(fā)生氣液接觸，通過發(fā)熱反應(yīng)生成反應(yīng)生成物(苯胺和水)。
生成的反應(yīng)生成物和未反應(yīng)的原料液的一部分，伴同過剩的氫氣，作為蒸汽向氣液反應(yīng)物取出管路8排出。
氣相反應(yīng)裝置3的氣相反應(yīng)器19中的氣相反應(yīng)，預(yù)先在氣相反應(yīng)器19中裝入銅系催化劑等催化劑。通過對該氣相反應(yīng)器19，從原料液供給管路20和原料氣體供給管路21供給硝基苯和氫氣，使氣相下的氫化反應(yīng)開始。
從原料液供給管路20向氣相反應(yīng)器19中供給的硝基苯，和從原料氣體供給管路21供給的氫氣在原料液供給管路20上混合后，在蒸發(fā)器22中發(fā)生氣化。
在蒸發(fā)器22中的硝基苯的氣化溫度，由于蒸發(fā)器22內(nèi)的壓力、氫氣的混合比等不同也不同，但通常是150～200℃。
再者，氣液反應(yīng)器5中的氣液反應(yīng)的反應(yīng)溫度，如上所述，是150～250℃，因此接觸氣液反應(yīng)器5的夾套14的蒸汽取出管路18能夠取出140～240℃的蒸汽。特別，氣液反應(yīng)的反應(yīng)溫度是170～250℃時，能夠從蒸汽取出管路18取出160～240℃的蒸汽。像這樣的蒸汽，作為在氣相反應(yīng)裝置3的蒸發(fā)器22中的硝基苯的氣化中需要的熱源是足夠的。
另外，由氣液接觸引起的硝基苯的氫化反應(yīng)產(chǎn)生的反應(yīng)熱Q1，對應(yīng)每1kmol硝基苯是約410000kJ，硝基苯的氣化中需要的熱量Q2，對應(yīng)每1kmol硝基苯是約45000～48000kJ。
因此，根據(jù)上述的反應(yīng)熱Q1和氣化熱Q2，氣液反應(yīng)器5中的苯胺的產(chǎn)量，相對氣相反應(yīng)器19中的苯胺的產(chǎn)量，當(dāng)設(shè)為Q2/Q1×100，具有11.7％以上的能力時，利用從氣液反應(yīng)器5的蒸汽取出管路18取出的蒸汽，能夠供給在蒸發(fā)器22中的硝基苯的氣化中需要的熱量。
圖2是表示在表壓0.34MPa-G的條件下，為了使硝基苯氣化需要的氫量的溫度變化的曲線圖。
例如，如圖2所示，在蒸發(fā)器22中的氣化溫度低時，為了使硝基苯氣化而需要使氫氣的含有比例大(參照圖2中的(ii))，來自原料氣體供給管路21的氫氣的供給量，超過硝基苯的氫化反應(yīng)中的化學(xué)計量(相對1摩爾硝基苯是3摩爾，參照圖2中的曲線(i))。例如，在氣化溫度是150℃時，為了硝基苯的氣化，需要將相對1摩爾硝基苯的氫供給量規(guī)定為22.0摩爾，相對1摩爾硝基苯，19.0摩爾氫成為過剩。
向氣相反應(yīng)器19過剩地供給的氫，經(jīng)過氣相反應(yīng)物取出管路24，在氣液分離器26中與反應(yīng)生成物分離。再有，已分離的氫，從原料氣體回收管路28取出，用壓縮器升壓后，供給于原料氣體供給管路21。因此，過剩地供給的氫，被作為新的原料氣體重復(fù)利用，但是鑒于在壓縮器29中的升壓中需要能量等，優(yōu)先選擇盡可能高地設(shè)定蒸發(fā)器22中的硝基苯的氣化溫度。
氣相反應(yīng)器19中的氣相反應(yīng)的反應(yīng)條件，例如反應(yīng)溫度是150～250℃，反應(yīng)壓力(表壓)是0.1～0.5MPa-G。
于是，在氣相反應(yīng)器19中，硝基苯和在化學(xué)計量上過剩地供給的氫氣，在氣相中接觸，由發(fā)熱反應(yīng)生成反應(yīng)生成物(苯胺和水)。在該氣相反應(yīng)中，通常硝基苯完全發(fā)生反應(yīng)。
在精制裝置4的第1精餾塔35中的蒸餾中，首先，對第1精餾塔35，由氣液反應(yīng)器5中的氣液反應(yīng)生成的反應(yīng)生成物和由氣相反應(yīng)器19中的氣相反應(yīng)生成的反應(yīng)生成物，分別經(jīng)過氣液反應(yīng)物運送管路11和氣相反應(yīng)物運送管路27，以相互混合的狀態(tài)導(dǎo)入。
第1精餾塔35中的蒸餾條件，雖然不限于此，但是例如回流比(精餾度)，優(yōu)選為1～10，進(jìn)而優(yōu)選為3～7，塔頂溫度，優(yōu)選為70～150℃，進(jìn)而優(yōu)選為100～120℃。第1精餾塔35內(nèi)的壓力，優(yōu)選在大氣壓以下，更優(yōu)先的是，塔頂壓力(絕對壓力)優(yōu)選在10～20kPa-abs。
接著，從罐出液運送管路39，對第2精餾塔40，導(dǎo)入利用第1精餾塔35中的蒸餾去除了低沸點雜質(zhì)的反應(yīng)生成物。
第2精餾塔40中的蒸餾條件，雖然不限于此，但是例如回流比(精餾度)，優(yōu)選為0.1～1.0，進(jìn)而優(yōu)選為0.2～0.5，塔頂溫度，優(yōu)選為100～140℃，進(jìn)而優(yōu)選為110～130℃。第2精餾塔40內(nèi)的壓力，優(yōu)選在大氣壓以下，更優(yōu)先的是，塔頂壓力(絕對壓力)優(yōu)選在10～20kPa-abs。
如上所述，氣液反應(yīng)物，作為雜質(zhì)，含較多低沸點雜質(zhì)，氣相反應(yīng)物，作為雜質(zhì)含較多高沸點雜質(zhì)。與此相反，導(dǎo)入第1精餾塔35中的反應(yīng)生成物是氣液反應(yīng)物和氣相反應(yīng)物的混合物，因此與僅氣液反應(yīng)物或者僅氣相反應(yīng)物的情況相比，無論關(guān)于低沸點雜質(zhì)和高沸點雜質(zhì)的哪一個都被稀釋，其濃度變低。
因此，在利用精制裝置4進(jìn)行反應(yīng)生成物的蒸餾時，不論在利用第1精餾塔35進(jìn)行低沸點雜質(zhì)的分離處理和利用第2精餾塔40進(jìn)行高沸點雜質(zhì)的分離處理的哪一個中，都能夠抑制在蒸餾操作中需要的能量的指數(shù)性的增加，結(jié)果，能夠減低在精制裝置4中的蒸餾操作全體中需要的能量。
氣液反應(yīng)物和氣相反應(yīng)物的混合比，雖然不特別地限制，但是一般來說，例如設(shè)定成由氣液反應(yīng)器5產(chǎn)生的產(chǎn)量和由氣相反應(yīng)器19產(chǎn)生的產(chǎn)量之比。
若從精制裝置4中的蒸餾操作全體中需要的能量的最佳化的觀點考慮，氣液反應(yīng)物和氣相反應(yīng)物的混合比，以重量比計，優(yōu)選為4∶1～1∶4，進(jìn)而優(yōu)選為5∶5～1∶4。
再者，氣液反應(yīng)器5中的苯胺的產(chǎn)量比起氣相反應(yīng)器19中的苯胺的產(chǎn)量大，在從蒸汽取出管路18取出的蒸汽超過蒸發(fā)器22中的硝基苯的氣化中需要的熱量時，作為精制裝置4中的熱源可以再利用該蒸汽。在此情況下，例如將蒸汽取出管路18內(nèi)的蒸汽，經(jīng)過蒸汽供給管路49，供給于精制裝置4中的第1再沸器38和第2再沸器43，作為各精餾塔35、40中的蒸汽處理的熱介質(zhì)。
按照上述的苯胺的制造方法，能夠抑制苯胺的蒸餾操作中需要的能量。另外，可以將由氣液反應(yīng)生成的反應(yīng)熱作為氣相反應(yīng)時的硝基苯的氣化處理或蒸餾處理中的熱源利用，因而能夠抑制對反應(yīng)設(shè)備或蒸餾設(shè)備的成本。
因此，上述的苯胺的制造方法，作為制造成本減低的苯胺的制造方法是合適的。
以上，在例子中選擇由硝基苯和氫的反應(yīng)產(chǎn)生的苯胺的制造方法說明了本發(fā)明的芳香族胺的制造方法的一種實施方式，但是本發(fā)明不限于上述的反應(yīng)，關(guān)于由芳香族硝基化合物和氫的反應(yīng)產(chǎn)生的芳香族胺的制造方法也廣泛適用。
實施例 下面，列舉實施例來說明本發(fā)明，但是本發(fā)明不受下述的實施例的限制。
參考例1 在內(nèi)容積1升的高壓反應(yīng)釜中裝配有攪拌機、氫氣導(dǎo)入管、催化劑投入口、反應(yīng)液抽出口、硝基苯導(dǎo)入口、苯胺導(dǎo)入口、蒸汽發(fā)生口和冷凝器。
在該高壓反應(yīng)釜內(nèi)裝入350g苯胺和70mg催化劑。作為催化劑使用在活性炭以5重量％的比例載持有鈀的催化劑。
使高壓反應(yīng)釜內(nèi)的溫度升溫至200℃后，在高壓反應(yīng)釜內(nèi)供給硝基苯(每小時175g)、氫(每分鐘5標(biāo)準(zhǔn)升)，開始由氣液接觸引起的反應(yīng)。在反應(yīng)時，使體系內(nèi)的全壓(表壓)保持在0.5MPa-G。另外，在反應(yīng)開始后，供給每小時3.5mg催化劑，和催化劑一起將高壓反應(yīng)釜內(nèi)的反應(yīng)液每小時抽出17.5g。使反應(yīng)液的液量、溫度和壓力保持在一定，一邊使反應(yīng)液中的硝基苯的濃度保持在0.3～2重量％，一邊繼續(xù)進(jìn)行56小時反應(yīng)。
在高壓反應(yīng)釜內(nèi)產(chǎn)生的蒸汽，與過剩地導(dǎo)入的氫一起取出，用冷凝器冷凝，用接受器捕集。用接受器捕集的粗苯胺是稍帶黃色的透明液。
該粗苯胺含有4000重量ppm的硝基苯。另外，作為低沸點雜質(zhì)，該粗苯胺，含有80重量ppm的環(huán)己胺、500重量ppm的環(huán)己酮。另一方面，粗苯胺含有作為高沸點雜質(zhì)的350重量ppm的N-環(huán)己基苯胺。
參考例2 在不銹鋼制的高壓固定床流通式反應(yīng)管中填充由10.1g銅系催化劑和35.1g碳化硅(SiC)的混合物構(gòu)成的催化劑。反應(yīng)管使用直徑(內(nèi)徑)是22mm的圓筒、在其中央具備熱電偶用的直徑為(外徑)3mm的鞘管的反應(yīng)管。催化劑層在反應(yīng)管的徑向要填充成154mm。另外，在催化劑層的上部，作為預(yù)熱層填充45.3gSiC。在反應(yīng)管中，還裝有氫氣的導(dǎo)入管、硝基苯的導(dǎo)入管、氣體出口和冷凝器。
用電爐加熱該反應(yīng)管，在反應(yīng)壓力(表壓)0.34MPa-G的環(huán)境下，供給氫氣(每分鐘583.7毫升(23℃、0.34MPa-G))和硝基苯(每分鐘0.17g)，使氣相反應(yīng)開始。為了使反應(yīng)管中的催化劑層的最高溫度成為約240℃，一邊調(diào)整電爐的溫度，一邊繼續(xù)進(jìn)行約1000小時反應(yīng)。
用冷凝器冷凝從反應(yīng)管取出的反應(yīng)生成物(氣體)后，捕集粗苯胺。該粗苯胺是無色透明的。
從反應(yīng)開始經(jīng)過約500小時后采取的粗苯胺，作為低沸點雜質(zhì)，含有34重量ppm的環(huán)己胺、279重量ppm的環(huán)己醇和7重量ppm的環(huán)己酮，作為高沸點雜質(zhì)，含有9378重量ppm的N-環(huán)己基苯胺。
在從反應(yīng)開始經(jīng)過約1000小時后采取的粗苯胺，作為低沸點雜質(zhì)，含有25重量ppm的環(huán)己胺、195重量ppm的環(huán)己醇和7重量ppm的環(huán)己酮，作為高沸點雜質(zhì)，含有5765重量ppm的N-環(huán)己基苯胺。
實施例1 在利用硝基苯的氫化反應(yīng)的苯胺的制造中，對于由氣相反應(yīng)產(chǎn)生的反應(yīng)生成物(氣相反應(yīng)物)的反應(yīng)物料形式、由氣液接觸的反應(yīng)產(chǎn)生的反應(yīng)生成物(氣液反應(yīng)物)的反應(yīng)物料形式及其混合物，利用株式會社aspentech的程序模擬器[Aspen PIus](注冊商標(biāo))實行蒸餾計算。
氣相反應(yīng)物和氣液反應(yīng)物的各反應(yīng)物料形式，將低沸點雜質(zhì)看作環(huán)己醇，將高沸點雜質(zhì)看作N-環(huán)己基苯胺。氣相反應(yīng)物的反應(yīng)物料形式和氣液反應(yīng)物的反應(yīng)物料形式示于表1中。
[表1] 單位重量％
就蒸餾設(shè)備的型式而言，使用將低沸點雜質(zhì)分離用的精餾塔設(shè)為理論段數(shù)18段、供給段4段，將高沸點雜質(zhì)分離用的精餾塔設(shè)為理論段數(shù)8段、供給段為5段的精餾塔。另外，蒸餾時的操作壓力，無論在低沸點雜質(zhì)的分離和高沸點雜質(zhì)的分離的哪一個中都規(guī)定為15kPa。
低沸點雜質(zhì)分離用的精餾塔中的低沸點雜質(zhì)的排出量，相對蒸餾原料液的供給量，規(guī)定為5重量％，高沸點雜質(zhì)分離用的精餾塔中的高沸點雜質(zhì)的排出量，相對蒸餾原料液的供給量，規(guī)定為4重量％。
將制品中的雜質(zhì)的允許濃度，關(guān)于低沸點雜質(zhì)規(guī)定為100重量ppm，關(guān)于高沸點雜質(zhì)規(guī)定為0.5重量ppm，配合該濃度，在決定必要的回流比的同時，計算出需要的再沸器熱量。
這樣一來，適宜地變化蒸餾原料液中的氣相反應(yīng)物的反應(yīng)物料形式和氣液反應(yīng)物的反應(yīng)物料形式的混合比，通過計算求出各混合比的再沸器熱量。其計算結(jié)果示于表2中。
再者，再沸器熱量，是用蒸餾后的苯胺量(kg)除以低沸點雜質(zhì)分離用精餾塔中的再沸器熱量和高沸點雜質(zhì)分離用精餾塔中的再沸器熱量的合計量Q/kW而得到的。
[表2]
本發(fā)明，不限于以上的記載，在本發(fā)明的技術(shù)方案中記載的事項的范圍中，實施各種的設(shè)計變更是可能的。
產(chǎn)業(yè)上的應(yīng)用可能性 按照本發(fā)明，在利用芳香族胺的蒸餾進(jìn)行精制時，無論是在分離高沸點雜質(zhì)的蒸餾操作和分離低沸點雜質(zhì)的蒸餾操作的哪一個中，都能夠減低成為分離對象的雜質(zhì)的含有比例，因而能夠抑制在蒸餾操作需要的能量或?qū)φ麴s設(shè)備的成本，進(jìn)而能夠效率良好地去除由副反應(yīng)產(chǎn)生的雜質(zhì)。
權(quán)利要求
1.一種芳香族胺的制造方法，其中，具有
將由芳香族硝基化合物的氣液接觸引起的氫化反應(yīng)得到的芳香族胺和由芳香族硝基化合物的氣相中的氫化反應(yīng)得到的芳香族胺進(jìn)行混合，蒸餾得到的混合物，由此精制上述芳香族胺的工序。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的制造方法，其中，
在進(jìn)行氣相中的氫化反應(yīng)時，以氣液接觸引起的氫化反應(yīng)中產(chǎn)生的反應(yīng)熱作為熱源，使芳香族硝基化合物氣化。
3.根據(jù)權(quán)利要求1或2所述的制造方法，其中，
在對混合物進(jìn)行蒸餾時，以氣液接觸引起的氫化反應(yīng)中產(chǎn)生的反應(yīng)熱作為熱源，加熱該混合物。
全文摘要
將由氣液反應(yīng)器(5)中的氣液接觸引起的芳香族硝基化合物的氫化反應(yīng)得到的芳香族胺、和由氣相反應(yīng)器(19)中的氣相中的芳香族硝基化合物的氫化反應(yīng)得到的芳香族胺相互進(jìn)行混合。然后，用第1精餾塔(35)蒸餾其混合物，在去除低沸點雜質(zhì)后，將第1精餾塔(35)的罐出液導(dǎo)入第2精餾塔(40)中進(jìn)行蒸餾，來去除高沸點雜質(zhì)。由此，一面抑制蒸餾操作中需要的能量，一面制造精制芳香族胺。
文檔編號C07C209/00GK101302166SQ200810127740
公開日2008年11月12日 申請日期2008年3月24日 優(yōu)先權(quán)日2007年3月29日
發(fā)明者伊藤孝德, 井上剛, 永見英人 申請人:住友化學(xué)株式會社