CN111848482A - 一种环己酮肟气相反应重排产物分离方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种环己酮肟气相重排产物分离方法，将环己酮肟气相重排得到的含己内酰胺、溶剂和载气的高温气体最终反应产物与循环载气、循环溶剂和公用介质进行换热，以温度递减为顺序，依次分离与归并出3股不同温度、不同己内酰胺浓度的凝液，包括己内酰胺浓度高的凝液、己内酰胺浓度较低的溶剂溶液，以及由终级气液分离罐排出的含己内酰胺含量很低的溶剂溶液；其中，前两股含己内酰胺浓度较高的凝液送溶剂回收塔，从该塔塔顶得到回收的精溶剂，溶剂回收塔塔底得到的粗己内酰胺产品送下道工序进一步精制。改进了换热流程，循环载气不与循环溶剂混合，消除了可能出现两相流带来的问题；终级气液分离采用较低的温度，减少了载气中己内酰胺和溶剂含量，减少了循环压缩机的气量与负荷。

Description

一种环己酮肟气相反应重排产物分离方法

技术领域

本发明涉及使用固体催化剂的环己酮肟气相重排反应制备ε-己内酰胺的技术领域。具体涉及一种环己酮肟气相重排反应产物分离方法。

背景技术

ε-己内酰胺是作为尼龙等的原料的重要的基础化学原料，其需求量也呈逐年增加的趋势。

以发烟硫酸作为催化剂的环己酮肟液相贝克曼重排工艺生产己内酰胺，仍是目前工业上采用最多的工艺方法，但每生产1吨己内酰胺要副产低价值的硫酸铵1.3-1.8吨。

国内外公司对用环己酮肟气相贝克曼重排反应制备己内酰胺工艺进行了大量的研究，开发了以固体酸为催化剂的环己酮肟气相贝克曼重排生产己内酰胺的工艺技术，在重排反应过程中不消耗发烟硫酸和氨、不副产硫酸铵等优点。

CN1269360A披露了一种气相重排生产己内酰胺的方法，该方法采用MFI结构分子筛为催化剂，采用流化床工艺，通过催化剂的不间断循环再生克服催化剂积炭失活缺陷，环己酮肟转化率为99.6％，己内酰胺选择性95.7％。

CN1273971A公开了生产己内酰胺的方法和设备，该设备包括一个装填固体催化剂的流化床反应器和一个装填固体催化剂的固定床反应器，流化床反应器与固定床反应器串联从而提高己内酰胺的转化率；该流化床技术存在操作难度大，催化剂再生频率高等不足。CN1621405A公开了一种环己酮肟气相重排制备己内酰胺的方法，将环己酮肟与C1-C6的饱和脂肪醇溶剂按照(10-50)∶(90-50)的重量比混合，经汽化后与惰性载气进入装填MFI结构分子筛的固定床反应器，在反应温度为250～500℃、常压、环己酮肟重量空速1-8h^-1下进行气相重排反应，环己酮肟转化率为99.5％，己内酰胺选择性为97.5％，催化剂单程寿命达1200小时；该固定床工艺技术存在反应温升大、床层温度不均、易结焦、载气量大。环己酮肟属高度热敏性、高沸点物质，液相或液滴环己酮肟在160℃以上受热时，发生热分解和缩合导致结焦，而被大量不活泼气体稀释的气体环己酮肟高温受热的结焦则不明显；目前开发的环己酮肟气相贝克曼重排生产己内酰胺工艺技术，反应以气相形式、350-400℃温度下进行，生产过程仍存在环己酮肟不同程度的分解与结焦，从而影响换热效果和催化剂性能；同时该重排反应为强放热反应，为了保证反应收率与控制床层温度，反应进料中引入大量溶剂与惰性载气；反应产物是含溶剂、载气和粗己内酰胺的高温混合气体，需进行冷却冷凝、分离出粗己内酰胺产品、循环溶剂和载气，回收的循环溶剂和载气经加压、加热至高温而循环利用，导致生产过程能耗高等。

现有环己酮肟气相重排制备己内酰胺工艺技术中，环己酮肟气化与反应过程易分解与结焦，需大量载气和溶剂参与反应过程，涉及高温反应与高温产物的换热、分离与循环物料的回收；抑制环己酮肟气化、升温和进料过程中分解、结焦，控制反应温升与结焦，以提高反应收率和延长生产周期，有效利用反应产物热量和经济高效分离反应产物以降低工艺能耗，提升该工艺的竞争力是业内努力方向。

CN101434569A，公开了一种环己酮肟制备己内酰胺的方法及设备，将含溶剂的惰性载气加热后连续通入装有催化剂的多级串联反应器的第一级反应器的载气入口，将未经加热的液体环己酮肟直接分成至少两份，分别进入多级串联反应器的各反应器入口；该方法在维持单台反应器内较高的载气/环己酮肟的摩尔比的同时，降低了反应***的总载气与环己酮肟的量比，且利用上一段反应床层的反应热加热下一段反应床层的液体环己酮肟进料，使能量得到有效利用，但各级加入的液体环己酮肟，特别是第二级及后续反应级加入的液体环己酮肟难以被缺少动能或压力的高温反应产物快速混合、均匀气化，出现液体分散不匀、分布不均，造成环己酮肟的高温结焦或分解。

CN102875469A，公开了一种采用径向移动床反应器由环己酮肟气相贝克曼重排反应制备己内酰胺的方法，将环己酮肟液体与高温溶剂和载气混合汽化后，进入径向移动床反应器，穿过催化剂床层发生反应后经中心管收集引出反应器；将上一段反应床层反应后物流用于加热下一段反应床层的液体环己酮肟进料，与环己酮肟进料混合汽化后进入下一段反应区；该方法具有催化剂床层压降小、催化剂利用效率高，能降低反应***的载气量，从而降低***能耗，但同样存在不明显增加能耗的前提下，难于使液体环己酮肟有效雾化、分散均匀，难于实现在反应器反应床层内分布均匀。上述两个发明方法，液体环己酮肟物料分成多股，由两段催化剂床层或两台反应器之间加入，难于在有限的时间和空间内实现两股反应物料的快速混和而不发生分解或结焦，并使进入下一段催化剂床层的物料沿径向做到浓度均匀、温度均匀、速度均匀；上述两方法都采用高温气体与液体环己酮肟直接接触与混合，难于避免液体环己酮肟分解与结焦，降低反应收率。

CN202113846U提出利用喷枪以载气为雾化剂将环己酮肟先雾化成小液滴，再被另外一股载气加热、汽化得到气相环己酮肟，该方法快速汽化抑制了环己酮肟在汽化中的副反应与结焦；对于单台反应，此方法需大量载气加热并汽化，能耗高，对于多段串联反应器，受反应压力与压降的限制，上段反应排出的高温气体缺乏足够的动力将液体环己酮肟快速、均匀地分散成液滴与均匀混合。CN102603633A公开了一种环己酮肟的气化***，采用气化塔低温气化和流化床加热器二次加热的方式，带压、加热的溶剂与环己酮肟溶液喷入气化塔内被高温氮气雾化并加热至210-240℃气化，气相环己酮肟从气化塔下进入装填有石英小球的流化床加热器，被二次加热至反应所需温度350-380℃，可降低结焦速度和积碳速度，但该***复杂，操作麻烦，也不适应于多段串联反应器***。上述这两个公开的气化或雾化方法采用载气或载气与溶剂混合气体作为雾化或汽化介质，要么需要大幅提高循环载气的压力将液体环己酮肟快速雾化分散再与高温气体均匀混合，要么加大循环气量，弱化了多段串联反应的节能优点，都不适应以液相环己酮肟作为多级进料的反应***。

CN1621405A等技术是将高温反应产物换热冷却至30-60℃，经一次气液分离，分离得到的气相为含少量溶剂的载气，经循环压缩机压缩后返回反应器；分离得到的液相为溶剂和反应产物的混合物，送入溶剂回收塔；首先，反应气体最后冷却至30℃，气液分离后得到的气相中溶剂含量较高，加大循环压缩机的负荷与能耗；其次，反应产物换热冷却过程未依次分离出不同温度、浓度的己内酰胺与溶剂的溶液，既增加了冷却介质的用量，还提高了溶剂回收塔的处理负荷和能耗；再次，分离得到的循环载气经压缩后与回收的液相溶剂混合，混合后可能形成两相流，不利于物料输送和反应产物高效换热。

CN102863382A公开了方法是将环己酮肟重排反应产物换热冷却，按温位进行两级气液分离，一级分离获得60-90℃下的己内酰胺与溶剂液相混合物至溶剂回收塔中分离为己内酰胺和溶剂，一级分离后的气相再冷却后二级分离得到20-40℃下的高浓度溶剂直接循环利用，气相则经压缩循环使用；该方法降低了循环压缩机、溶剂回收塔处理负荷与能耗，但该方法未单独分离出相对高温位、高浓度的粗己内酰胺液体，未充分利用物料本身能量和高浓度，不利于提高溶剂回收塔的分离效率与该塔节能；塔的操作压力为常压，不利于控制粗己内酰胺质量与节约能量；直接循环利用的高浓度溶剂内含有少量氨等轻组份杂质，加大了控制循环溶剂中杂质难度。

发明内容

本发明的目的是改进现有环己酮肟气相贝克曼重排产物分离工艺流程，将高温反应产物依次与循环载气、循环溶剂和公用介质换热，按温位进行三级气液分离，分离出不同浓度、不同温度的凝液，提高了反应产物总的换热效率及溶剂与产品的分离效率，提供一种能耗低的环己酮肟气相重排产物分离方法。

本发明的技术方案：

一种环己酮肟气相重排产物分离方法，将环己酮肟气相重排得到的含己内酰胺、溶剂和载气的高温气体最终反应产物依次与循环载气、循环溶剂和公用介质进行换热，换热的同时进行气液分离，以温度递减为顺序，依次分离与归并出不同温度、不同己内酰胺浓度的凝液，包括己内酰胺浓度高的凝液、己内酰胺浓度低的溶剂溶液，以及由终级气液分离罐排出的己内酰胺含量很低的溶剂溶液；其中，前两股含己内酰胺浓度较高的溶剂溶液送入溶剂回收塔，从该塔塔顶得到回收的精溶剂，精溶剂与终级气液分离得到的高浓度溶剂在回流罐内混合，经泵加压后与反应产物换热后升温、汽化和过热，溶剂与环己酮肟进料按照一定的重量比而循环使用；终级气液分离罐排出含少量溶剂的循环载气，经循环压缩机压缩并与反应产物换热，再被加热后循环至环己酮肟气相重排反应器入口，优选第一级反应器入口；溶剂回收塔塔底得到的粗己内酰胺产品送下道工序进一步精制。

所述环己酮肟气相重排反应器为多级反应器，反应器型式是固定床反应器、移动床反应器中的一种或几种组合；反应器内部结构包括但不限于为轴向反应器或径向反应器。

所述溶剂选自C1-C6的直链或支链脂肪醇或它们的混合物，如：甲醇、乙醇、1-丙醇、2-丙醇、1-丁醇、2-丁醇、2甲基-1丙醇、1-戊醇、1-己醇和2，2，2-三氟乙醇，及其混合物，优选甲醇、乙醇、1-丙醇、2-丙醇和1-丁醇及其混合物，更优选甲醇、乙醇及其混合物。

所述的溶剂与环己酮肟的重量比在0.1-10：1范围内。

所述的内酰胺浓度高的凝液中己内酰胺重量含量为50％-100％；己内酰胺浓度低的溶剂溶液中己内酰胺重量含量1％-50％；终级气液分离罐排出的己内酰胺含量很低的溶剂溶液中己内酰胺重量含量小于1％。

所述增压的循环溶剂与反应产物进行换热而被气化、过热，换热后溶剂的温度为100-200℃，优选120-180℃。

前述的循环溶剂经高温重排反应产物两次加热气化，再经循环溶剂加热器加热至150-180℃后分成与反应级数相同的份数，每份和环己酮肟按相同比例混合后分别进入各级气相重排反应器入口。

所述载气为惰性载气，即不与反应***的中其它物料发生反应的介质或它们的混合物，所述的载气选自氮气、氢气、氩气、氨气，以及沸点不高于同样条件下溶剂沸点的饱和烃以及卤代烃中的一种或几种的混合物。

所述的循环载气来自终级气液分离罐排出气体，经循环压缩机压缩，出口压力宜为1.5-15bar(a)(是指绝对压力，以下同)，优选压力为2.0-7.5bar(a)，加入补充的新鲜载气后，与终级反应排出高温最终反应产物换热被升温，再被公用介质加热，加热后温度宜为300-550℃，优选350-500℃，全部送至多级串联反应器的第一级反应器的入口。

所述反应体系中含有水，水与环己酮肟的摩尔比为0.03-1.0，优选为0.05-0.35。

所述其中反应所需水一部分是通过循环溶剂与循环载气带入，补充水以蒸汽形式加入，从第一级反应器反应完成后加入。

从终级反应器排出的气相反应产物，主要含有载气、溶剂和己内酰胺等，压力为1-3bar(a)，温度为300-450℃，气相反应产物依次与循环载气、循环溶剂和公用介质换热而被冷却、冷凝，同时进行不少于3级气液分离，分离出气液两相，一级汽液分离排出的气体接着继续换热而被冷却、冷凝后进行二级气液分离，以后各级依次气液分离，分离出的气体依次被冷却冷凝，气体最终被公用介质冷却至25℃以下，进行最后一级气液分离；以温度递减为顺对各级气液分离排出的冷凝液体收集与归并，第一股凝液是温度在80-150℃的冷凝液体，上述80-150℃冷凝后的气体进一步换热，冷却冷凝区间在40-80℃的冷凝液体，称为第二股凝液，经上述多次冷却冷凝、几级气液分离后的气体被冷却至不高于25℃时进行最后一级气液分离，分离出的冷凝液体则为第三股凝液，分离出的气体为含少量溶剂的载气，经循环压缩机压缩后而循环使用。

第一股凝液是温度较高、己内酰胺浓度高、溶剂含量少的液体，第二股凝液是温度适中、己内酰胺含量不高的溶剂液体，该两股凝液以分别或混合形式送入溶剂回收塔，优选分别送入溶剂回收塔的不同塔段，塔顶馏出物为回收的精溶剂，塔底分离出的是粗己内酰胺。第三股凝液是温度低、含己内酰胺很少、高浓度溶剂，该液相流入溶剂回收塔回流罐与溶剂回收塔回收的溶剂混合，需要时再补加新鲜溶剂，组成反应***的循环溶剂。

所述载气被循环压缩机压缩而循环使用，压缩机的末级压缩出口不配置冷却器，载气也不再被冷却。

所述的溶剂回收塔为真空操作，塔操作压力范围为1-100kPa(a)，优选压力范围5-50kPa(a)。

本发明所述的不少于三级气液分离，是指高温反应产物气体在换热过程中，以冷却冷凝温度递减为顺序，对反应产物的冷却冷凝产物进行不少于三次的气液分离，分离出气液两相，最先进行气液分离过程称为一级气液分离，分离过程可以在换热器内进行也可在气液分离罐内进行，一级气液分离出第一股凝液与气体，分离出的气体再换热降温后进入二级气液分离进行气液分离，气液分离出第二股凝液和气体，分离出的气相气体进一步换热降温后进入三级气液分离进行气液分离，三级气液分离再分离第三股液压体和气体；不同级间所对应的气体冷却冷凝应有一定的温度间隔，使两级间气液分离的分离出液体有明显不同的组成。

本发明技术所述的惰性载气与环己酮肟的总摩尔比是指，在***稳定运行时，单位时间内进入整个多级串联反应器的载气摩尔数与总环己酮肟摩尔数之比；惰性载气与环己酮肟在每级反应器的摩尔比是指，在***稳定运行时，单位时间内进入多级串联反应器某一级的载气摩尔数与该级环己酮肟摩尔数之比。

本发明技术有益之处：

1、本发明技术改进了换热流程，循环载气不与循环溶剂混合，消除了可能出现两相流带来的问题；循环载气与循环溶剂依次与反应气体换热，最大限度地利用反应气体不同温位的的热能，减少公用介质的用量；本发明技术充分利用己内酰胺沸点(260℃)远高于溶剂沸点、溶剂沸点又远大于载气沸点的特点，反应产物中己内酰胺是被最先冷凝的组份，而在此温度下溶剂的冷凝量很小，冷凝液为高浓度的己内酰胺，随着冷却、冷凝温度不断降低，气体中己内酰胺含量快速降低而溶剂浓度在一定温度区间处于上升，气体中溶剂被冷凝成液体量渐渐增加，凝液中的己内酰胺浓度快速降低而溶剂浓度渐渐增大；本发明技术是对上述换热冷却冷凝后反应气体冷凝物，按温位与液体组成分离出三股不同温度、不同浓度的凝液，既减少换热工序的公用介质用量，又有利于后续的溶剂回收与产品分离，终级气液分离得到的高浓度溶剂液体，不送入溶剂回收塔而直接流入溶剂回收塔回流罐而循环利用，既降低精馏分离负荷与能耗，又能部分脱除该溶剂中氨类杂质。

2、终级气液分离采用较低的温度，减少了载气中己内酰胺和溶剂含量，减少了循环压缩机的气量与负荷，不对末级压缩排出的载气进行冷却，保持压缩气体较高的温度，降低了***能耗。

3、将上述分离得到的两股凝液分别进入溶剂回收塔的不同塔段，提高了溶剂回收塔的分离效率，大幅降低了溶剂回收塔的能耗；该塔采用真空精馏，以降低塔操作温度、减少己内酰胺热分解；可通过调整该塔精馏条件以控制回收的精溶剂中包含的水及其他杂质含量。

4、本发明将循环溶剂与环己酮肟按照一定比例，分别进入不同级重排反应器，可降低环己酮肟在反应器中停留时间、液相环己酮肟经气相溶剂混合、雾化，减缓与高温介质的接触而结焦，可延长催化剂再生周期。

附图说明

图1为本发明提供的环己酮肟气相重排产物分离的流程示意图

图中：1A-一级气相重排反应器，1B-二级气相重排反应器，1C-三级气相重排反应器，2-循环载气换热器，3-循环溶剂二级换热器，4-一级气液分离罐，5-循环溶剂一级换热器，6-二级气液分离罐，7-公用介质换热器，8-三级气液分离罐，9-循环载气压缩机，10-循环载气加热器，11-溶剂回收塔，12-溶剂回收塔再沸器，13-溶剂回收塔釜泵，14-溶剂回收塔冷凝器,15-溶剂回收塔回流罐，16-溶剂回收塔回流泵，17-循环溶剂加热器

具体实施方式

下面参照附图1对本发明进行详细说明。

图1为本发明提供的环己酮肟气相重排产物分离的流程示意图。

环己酮肟气相重排得到的含己内酰胺、溶剂和载气的高温气体最终反应产物，反应产物依次与循环载气、循环溶剂和公用介质进行换热，换热的同时进行了不少于3级的气液分离，以温度递减为顺序，依次分离与归并出3股不同温度、不同己内酰胺浓度的凝液，包括己内酰胺浓度高的凝液、己内酰胺浓度较低的溶剂溶液，以及由终级气液分离罐排出的含己内酰胺含量很低的溶剂溶液。其中，前两股含己内酰胺浓度较高的溶剂溶液送入溶剂回收塔，从该塔塔顶得到的回收精溶剂，精溶剂与终级气液分离得到的高浓度溶剂在回流罐内混合、经泵加压，再与反应产物换热后升温、汽化和过热，溶剂与液体环己酮肟进料按照一定的重量比而循环使用；终级气液分离罐排出气体是几乎不含己内酰胺、仅含少量溶剂的循环载气，经循环压缩机压缩并与反应产物换热，再被加热后循环至所述第一级反应器入口；溶剂回收塔塔底得到的粗己内酰胺产品送下道工序进一步精制。

实施例1

循环氮气经循环载气换热器加热至450℃后进入一级气相重排反应器入口，环己酮肟和循环甲醇按比例混合后进入气相重排反应器。在重排反应器内，环己酮肟与含ZSM-5的催化剂接触，在温度为350℃，绝对压力为2.2bar的条件下进行气相贝克曼重排反应生成己内酰胺，反应后物流经管线排出反应器，出料量为1000kg/h，反应后物流的组成列于表1。

表1气相重排反应后物流组成

组成	氮气	甲醇	己内酰胺	其他
					含量(wt％)	38.8	42.2	18.5	0.5

从气相重排反应器出口来的环己酮肟重排反应产物，压力为1-3bar(a)，温度为300-450℃。重排反应产物在循环载气换热器与循环载气换热，重排反应产物温度降到150-300℃后进入循环溶剂二级换热器与循环溶剂换热，换热后重排反应产物温度降到80-150℃，进入一级气液分离罐，分离出己内酰胺浓度高的冷凝液；一级气液分离罐的气相进入循环溶剂一级换热器与循环溶剂再次换热后，降温到60-80℃，冷凝分离出己内酰胺浓度低的凝液，进入二级气液分离罐分离；二级气液分离罐的气相进入公用介质换热器，降温到25℃以下，经三级气液分离罐分离载气，载气循环载气压缩机压缩，增压到2.0-7.5bar(a)，一级气液分离罐和二级气液分离罐液相进入溶剂回收塔，三级气液分离罐液相溶剂回收塔回流罐，溶剂回收塔塔顶气相经冷凝后进入溶剂回收塔回流罐，塔釜的粗己内酰胺去己内酰胺精制工序。

溶剂回收塔为真空操作，塔操作压力范围为1-100kPa(a)，优选压力范围5-50kPa(a)。

循环载气来自终级气液分离罐排出气体，经循环载气压缩机压缩，出口压力宜为压力为2.0-7.5bar(a)，加入补充的新鲜载气后，与终级反应排出高温最终反应产物换热被升温，再经循环载气加热器被公用介质加热，加热后温度宜为300-550℃，优选350-500℃，全部送至多级串联气相重排反应器的第一级反应器的入口。

循环溶剂经高温重排反应产物两次加热气化，再经循环溶剂加热器加热至150-180℃后，进入一级气相重排反应器入口。

经一级气液分离罐分离的液相甲醇的量为30.82kg/h，经二级分离罐分离出的液相甲醇的量为0.287kg/h，经三级分离罐分离出的液相甲醇的量为335.6kg/h，占反应出料甲醇的79.52wt％，由此可见，采用本发明的方法，***中的甲醇只有7.37wt％需要通过溶剂回收塔回收，而大部分甲醇不需要经过溶剂回收塔进行回收，大大降低了溶剂回收塔的处理负荷。溶剂回收塔塔顶冷凝器的冷负荷为16.16kw，溶剂回收塔塔底再沸器的热负荷为21.9kw。

实施例2

循环氮气经循环载气换热器加热至450℃后进入一级气相重排反应器入口，环己酮肟和循环甲醇被分成3份，环己酮肟和循环甲醇每份按相同比例混合后分别进入各级气相重排反应器入口。在各级反应器内，环己酮肟与含ZSM-5的催化剂接触，在温度为350℃，绝对压力为2.2bar的条件下进行气相贝克曼重排反应生成己内酰胺，反应后物流经管线排出反应器，出料量为1000kg/h，反应后物流的组成同实施例1中的表1。

从气相重排反应器出口来的环己酮肟重排反应产物，压力为1-3bar(a)，温度为300-450℃。重排反应产物在循环载气换热器与循环载气换热，重排反应产物温度降到150-300℃后进入循环溶剂二级换热器与循环溶剂换热，换热后重排反应产物温度降到80-150℃，进入一级气液分离罐，分离出己内酰胺浓度高的冷凝液；一级气液分离罐的气相进入循环溶剂一级换热器与循环溶剂再次换热后，降温到60-80℃，冷凝分离出己内酰胺浓度低的凝液，进入二级气液分离罐分离；二级气液分离罐的气相进入公用介质换热器，降温到25℃以下，经三级气液分离罐分离载气，载气循环载气压缩机压缩，增压到2.0-7.5bar(a)，一级气液分离罐和二级气液分离罐液相进入溶剂回收塔，三级气液分离罐液相溶剂回收塔回流罐，溶剂回收塔塔顶气相经冷凝后进入溶剂回收塔回流罐，塔釜的粗己内酰胺去己内酰胺精制工序。

溶剂回收塔为真空操作，塔操作压力范围为1-100kPa(a)，优选压力范围5-50kPa(a)。

循环载气来自终级气液分离罐排出气体，经循环载气压缩机压缩，出口压力宜为压力为2.0-7.5bar(a)，加入补充的新鲜载气后，与终级反应排出高温最终反应产物换热被升温，再经循环载气加热器被公用介质加热，加热后温度宜为300-550℃，优选350-500℃，全部送至多级串联气相重排反应器的第一级反应器的入口。

循环溶剂经高温重排反应产物两次加热气化，再经循环溶剂加热器加热至150-180℃后分成3份，每份和环己酮肟按相同比例混合后分别进入各级气相重排反应器入口。

经一级气液分离罐分离的液相甲醇的量为30.82kg/h，经二级分离罐分离出的液相甲醇的量为0.287kg/h，经三级分离罐分离出的液相甲醇的量为335.6kg/h，占反应出料甲醇的79.52wt％，由此可见，采用本发明的方法，***中的甲醇只有7.37wt％需要通过溶剂回收塔回收，而大部分甲醇不需要经过溶剂回收塔进行回收，大大降低了溶剂回收塔的处理负荷。溶剂回收塔塔顶冷凝器的冷负荷为16.16kw，溶剂回收塔塔底再沸器的热负荷为21.9kw。

循环溶剂与环己酮肟按照一定比例，分别进入3级重排反应器，可降低环己酮肟在反应器中停留时间、液相环己酮肟经气相溶剂混合、雾化，减缓与高温介质的接触而结焦，可延长催化剂再生周期。相对于一次循环溶剂与环己酮肟一次进行重排反应器，再生周期可延长1/4。

对比例

将环己酮肟与温度为450℃的甲醇和氮气混合气化，以气相形式引入气相重排反应器，在反应器内，环己酮肟与含ZSM-5的催化剂接触，在温度为350℃，绝对压力为2.5bar的条件下进行气相贝克曼重排反应生成己内酰胺，反应后物流经管线1排出反应器，出料量为1000kg/h，反应后物流的组成实施例1中的表1。

反应后物流经换热至65℃后进入一级气液分离罐中在绝对压力为1.5bar的条件下进行气液分离，分离出的液相进入溶剂回收塔中回收溶剂。分离出的气相经进一步换热至30℃后进入二级气液分离罐中进行气液分离，操作绝对压力为1.2bar，二级气液分离罐分离出的液相与溶剂回收塔中回收的甲醇混合后经循环泵输送回气相重排反应器循环使用，二级分离罐分离出的气相为载气氮气经循环压缩机加压后返回反应器循环使用。

经一级气液分离罐分离的液相甲醇的量为80.65kg/h，经二级分离罐分离出的液相甲醇的量为240.32kg/h，占反应出料甲醇的56.9wt％，***中的19.11wt％甲醇需要通过溶剂回收塔回收。溶剂回收塔塔顶冷凝器的冷负荷为65.0kw，溶剂回收塔塔底再沸器的热负荷为74.5kw。

由实施例1、2和对比例比较，采用对比例的溶剂回收技术方案，溶剂回收塔的热负荷为74.5kw，塔顶冷凝器的冷负荷为65.0kw。采用本发明实施例1和2技术方案，溶剂回收塔的热负荷为21.9kw，塔顶冷凝器的冷负荷为16.16kw。

Claims (10)

1.一种环己酮肟气相重排产物分离方法，将环己酮肟气相重排得到的含己内酰胺、溶剂和载气的高温气体最终反应产物依次与循环载气、循环溶剂和公用介质进行换热，换热的同时进行气液分离，其特征在于：

以温度递减为顺序，依次分离与归并出不同温度、不同己内酰胺浓度的凝液，包括己内酰胺浓度高的凝液、己内酰胺浓度低的溶剂溶液，以及由终级气液分离罐排出的己内酰胺含量很低的溶剂溶液；

其中，前两股含己内酰胺浓度较高的溶剂溶液送入溶剂回收塔，从该塔塔顶得到回收的精溶剂，精溶剂与终级气液分离得到的高浓度溶剂在回流罐内混合，经泵加压后与反应产物换热后升温、汽化和过热，溶剂与环己酮肟进料按照一定的重量比而循环使用；

终级气液分离罐排出含少量溶剂的循环载气，经循环压缩机压缩并与反应产物换热，再被加热后循环至环己酮肟气相重排反应器入口，优选第一级反应器入口；溶剂回收塔塔底得到的粗己内酰胺产品送下道工序进一步精制。

2.根据权利要求1所述的环己酮肟气相重排产物分离方法，其特征在于：所述环己酮肟气相重排反应器为多级反应器，反应器型式是固定床反应器、移动床反应器中的一种或几种组合。

3.根据权利要求1所述的环己酮肟气相重排产物分离方法，其特征在于所述溶剂选自C1-C6的直链或支链脂肪醇或它们的混合物；所述的溶剂与环己酮肟的重量比在0.1-10∶1范围内；所述的循环溶剂经高温重排反应产物加热气化，再经循环溶剂加热器加热至150-180℃后分成与反应级数相同的份数，每份和环己酮肟按相同比例混合后分别进入各级气相重排反应器入口。

4.根据权利要求1所述的环己酮肟气相重排产物分离方法，其特征在于所述增压的循环溶剂与反应产物进行换热而被气化、过热，换热后溶剂的温度为100-200℃，优选120-180℃；所述的载气为不与反应***的中其它物料发生反应的介质或它们的混合物。

5.根据权利要求1所述的环己酮肟气相重排产物分离方法，其特征在于所述的循环载气来自终级气液分离罐排出气体，经循环压缩机压缩，出口压力宜为1.5-15bar(a)，优选压力为2.0-7.5bar(a)，加入补充的新鲜载气后，与终级反应排出高温最终反应产物换热被升温，再被公用介质加热，加热后温度宜为300-550℃，优选350-500℃，全部送至多级串联气相重排反应器的第一级反应器的入口。

6.根据权利要求1所述的环己酮肟气相重排产物分离方法，其特征在于所述反应体系中含有水，水与环己酮肟的摩尔比为0.03-1.0，优选为0.05-0.35；所述其中反应所需水一部分是通过循环溶剂与循环载气带入，补充水以蒸汽形式加入，从第一级反应器反应完成后加入。

7.根据权利要求1所述的环己酮肟气相重排产物分离方法，其特征在于从终级反应器排出的气相反应产物，主要含有载气、溶剂和己内酰胺等，压力为1-3bar(a)，温度为300-450℃，气相反应产物依次与循环载气、循环溶剂和公用介质换热而被冷却、冷凝，同时进行不少于3级气液分离，每次分离出气液两相，一级汽液分离排出的气体接着继续换热而被冷却、冷凝后进行二级气液分离，以后各级依次气液分离，分离出的气体依次被冷却冷凝，气体最终被公用介质冷却至25℃以下，进行最后一级气液分离；以温度递减为顺对各级气液分离排出的冷凝液体收集与归并，第一股凝液是温度在80-150℃的冷凝液体，上述80-150℃冷凝后的气体进一步换热，冷却冷凝区间在40-80℃的冷凝液体，称为第二股凝液，经上述多次冷却冷凝、几级气液分离后的气体被冷却至不高于25℃时进行最后一级气液分离，分离出的冷凝液体则为第三股凝液，分离出的气体为含少量溶剂的载气，经循环压缩机压缩后而循环使用。

8.根据权利要求7所述的环己酮肟气相重排产物分离方法，其特征在于：第一股凝液是温度较高、己内酰胺浓度高、溶剂含量少的液体，第二股凝液是温度适中、己内酰胺含量不高的溶剂液体，该两股凝液以分别或混合送入溶剂回收塔，优选分别送入溶剂回收塔的不同塔段，塔顶馏出物为回收的精溶剂，塔底分离出的是粗己内酰胺；第三股凝液进入溶剂回收塔回流罐。

9.根据权利要求1所述的环己酮肟气相重排产物分离方法，其特征在于：载气被循环压缩机压缩而循环使用，压缩机的末级压缩出口不配置冷却器，载气也不再被冷却。

10.根据权利要求1所述的环己酮肟气相重排产物分离方法，其特征在于所述的溶剂回收塔为真空操作，塔操作压力范围为1-100kPa(a)，优选压力范围5-50kPa(a)。

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