СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ М-ТОЛУИЛЕНДИАМИНА
METHOD OF PRODUCING M-TOLUYLENEDIAMINE

Настоящее изобретение относится к области ароматических аминов и получаемых из них изоцианатов, прежде всего к способу получения м-толуилендиамина и способу получения м-толуилендиизоцианата.
Согласно уровню техники м-толуилендиамин (м-ТДА, смесь 2,4- и 2,6-изомеров) получают путем гидрирования динитротолуола и используют для фосгенирования до толуилендиизоцианата (ТДИ). При этом гидрирование можно осуществлять в присутствии растворителей. Обычно по завершении гидрирования сначала отделяют катализатор. Катализатор может быть отделен, например, методом фильтрования или седиментации. При гидрировании наряду с ТДА (целевым продуктом) и водой (побочным продуктом) образуются также органические побочные продукты. К ним относятся легкокипящие и высококипящие соединения. Под легкокипящими побочными продуктами подразумеваются соединения, температура кипения которых ниже, чем у ТДА. Под высококипящими побочными продуктами подразумеваются соединения, которые обладают более высокой температурой кипения, чем целевой продукт (ТДА).
Указанные побочные продукты могут создавать ощутимые помехи для последующего использования целевого продукта (ТДА), особенно если речь идет о его фосгенировании до ТДИ. Отсюда вытекает необходимость разделения образующейся в результате гидрирования реакционной смеси на отдельные компоненты.
Если при гидрировании используют растворитель, то сначала осуществляют его выделение. В общем случае растворитель выделяют известным методом, осуществляя перегонку в работающей в непрерывном режиме дистилляционной колонне, причем благодаря надлежащему осуществлению дистилляции получают настолько чистый растворитель, что его без дополнительной очистки можно вновь использовать непосредственно для осуществления гидрирования. Растворитель может быть также выделен из смеси реакционных продуктов путем отгонки вместе с частью или всем количеством образующейся воды, после чего на другой технологической стадии его можно отделить от воды, получив обладающий необходимой чистотой продукт. Очевидно, что при осуществлении гидрирования в отсутствие растворителя отсутствует и необходимость его выделения.
Далее обычно следует стадия прямой сушки ТДА, то есть удаления реакционной воды, содержание которой в полученной в результате гидрирования реакционной смеси составляет около 40% мас. Данную стадию в принципе можно реализовать путем простой отгонки воды при нагревании раствора ТДА в вакууме и удаления образующихся паров. Однако вода, выделенная благодаря осуществлению столь простого технологического процесса, не обладает необходимой для ее беспроблемной утилизации чистотой, а всегда бывает загрязнена ТДА. В связи с этим воду лучше выделять, осуществляя дистилляцию при помощи соответствующего оборудования для перегонки. С этой целью раствор сырого ТДА, например, нагревают в дистилляционной колонне до температуры 200°С, причем если колонна функционирует при нормальном или небольшом избыточном давлении и снабжена тарелками, количество которых составляет от 20 до 30, то в ее верхней части получают чистую воду. ТДА выводят из куба дистилляционной колонны и освобождают от последних следов воды путем дросселирования в вакууме, составляющем от 30 до 300 мбар.
Один из вариантов указанного метода, описанный в европейской заявке на патент ЕР-А-0236839, позволяет выделять воду, легколетучие соединения, а также часть легкокипящих побочных продуктов.
Полученная в результате гидрирования смесь (сырой ТДА) обычно состоит из м-ТДА, содержащего менее 10% мас. орто-изомеров, менее 5% мас. высококипящих продуктов, менее 5% мас. легкокипящих продуктов и менее 5% мас. воды. Известно о выделении 2,3- и 3,4-изомеров из смеси изомеров ТДА. Так, например, в соответствии с патентом США US-A-3420752 для этой цели используют дистилляционную колонну. При этом в верхней части колонны получают о-ТДА, а в ее кубе м-ТДА. Поскольку образующийся в результате гидрирования сырой ТДА всегда содержит легкокипящие и высококипящие продукты, то без осуществления дополнительных мероприятий головной продукт, очевидно, всегда будет содержать не только о-ТДА, но и легкокипящие продукты. Равным образом кубовый продукт содержит не только м-ТДА, но и высококипящие продукты. Присутствие в м-ТДА высококипящих примесей является нежелательным и расценивается как недостаток данной технологии разделения, в связи с чем перед последующим использованием м-ТДА, например в качестве исходного продукта для фосгенирования, их стремятся выделить.
В патенте США US-A-6547933 описан предназначенный для этой цели способ, в соответствии с которым получают освобожденный от высококипящих продуктов м-ТДА. При этом один из вариантов способа предусматривает разделение сырого ТДА на соответствующие изомеры в дистилляционной колонне, причем в нижней трети колонны отбирают отдельный поток в виде паров, которые направляют в конденсатор. Подобным образом получают освобожденный от высококипящих продуктов м-ТДА. Однако значительная часть потока готового м-ТДА все еще содержит фракции высококипящих продуктов, которые затем используют, например, для последовательно осуществляемого фосгенирования. В другом варианте способа из колонны отбирают поток м-ТДА, который подвергают частичному испарению. Образующийся при этом поток паров конденсируют, получая освобожденный от высококипящих продуктов м-ТДА. Неиспарившуюся фракцию, которая содержит высококипящие продукты, возвращают в колонну. Из куба колонны отбирают другой поток м-ТДА, который опять-таки содержит высококипящие продукты. В соответствии с обоими вариантами способа в состав выводимого из куба содержащего высококипящие продукты потока входит значительное количество синтезированного м-ТДА. Таким образом, рентабельное осуществление способа возможно лишь при условии, что этот содержащий высококипящие продукты поток направляют для дальнейшего использования. Следовательно, поставленная в указанном изобретении цель не была достигнута.
Представленный в патенте США US-A-6359177 способ обеспечивает полное отделение высококипящих продуктов от м-ТДА. Для этого сначала ТДА разделяют в дистилляционной колонне на соответствующие изомеры. Полученную в качестве кубового продукта смесь м-ТДА с высококипящими продуктами во втором аппарате, состоящем из испарителя и конденсатора, разделяют на поток м-ТДА и поток высококипящих продуктов. Остающийся в потоке высококипящих продуктов м-ТДА выделяют в дополнительной отпарной колонне и частично заменяют на о-ТДА. При этом получают поток, содержащий в основном высококипящие продукты и о-ТДА, который отбирают и, например, сжигают. Второй поток, состоящий из о-ТДА и м-ТДА, возвращают в предназначенную для разделения изомеров дистилляционную колонну. В данном патенте описаны также варианты осуществления указанного способа. Способ позволяет достичь поставленной в изобретении цели, которая состоит в сведении к минимуму потерь м-ТДА с отбираемым потоком высококипящих продуктов. Однако для его осуществления нужны дополнительные расходы на оборудование и энергию.
В технологии термического разделения часто возникает необходимость разделения многокомпонентных смесей на отдельные компоненты. В случае одного поступающего потока и двух потоков готовых продуктов может использоваться отбор из верхней части и куба дистилляционной колонны. Если речь идет о разделении многокомпонентных смесей, то можно обеспечить дополнительное дробление потоков, осуществляемое путем повторного разделения на два потока. Недостаток подобного технического приема состоит в том, что для его реализации необходимо дополнительное технологическое оборудование, например, колонны, конденсаторы или испарители. Это, в свою очередь, приводит к увеличению расхода энергии и соответствующих затрат. Многочисленные публикации посвящены проблеме снижения затрат на оборудование и энергию при разделении смеси веществ. При этом мерилом энергетической эффективности цикла разделения служит система Petlyuk (смотри, например, B.R.Agrawal, Z.Fidowski "Are Thermally coupled distillation columns always thermo-dynamically more effecient for ternary distillation?", Ind. Eng. Chem. Res., 199837, стр.3444-3454). При подобной конфигурации колонна предварительного разделения делит поступающий поток на два потока с использованием разделенного потока паров исчерпывающей части основной колонны и разделенного жидкостного слива укрепляющей части основной колонны. Выходящие из колонны предварительного разделения потоки пара и жидкости обогащены легкокипящим продуктом, соответственно высококипящим продуктом. Оба эти потока поступают в основную колонну. Преимуществом данной конфигурации является чистота отбираемого в качестве бокового потока продукта. С другой стороны, благодаря подобной конфигурации повышается чистота потоков, поступающих в исчерпывающую и укрепляющую части основной колонны. Таким образом, обеспечивается высокая чистота трех потоков продуктов.
В патенте США US-A-2471134 предлагается усовершенствование рассмотренного выше процесса, согласно которому колонну для предварительного разделения и основную колонну объединяют в одном аппарате, который посередине разделен перегородкой. Колонна снабжена испарителем и конденсатором. Таким образом, колонна состоит из четырех сегментов. Сегментами колонны являются расположенная в ее верхней части общая укрепляющая часть, расположенная в ее кубе общая исчерпывающая часть, а также сегмент предварительного разделения и основной сегмент, которые расположены рядом друг с другом в средней части колонны и отделены друг от друга перегородкой. Смесь подают на сегмент или в сегмент предварительного разделения, головной продукт отбирают над общей укрепляющей частью, а кубовый продукт - под общей исчерпывающей частью. Продукт, обладающий промежуточной точкой кипения, отбирают из основного сегмента в виде бокового потока. Подобная колонна с перегородкой обладает преимуществом с точки зрения гидравлики общей системы и сокращения затрат на оборудование при осуществлении способа по Petlyuk.
В основу настоящего изобретения была положена задача предложить простой и экономичный способ получения толуилендиамина и его разделения на м-ТДА, о-ТДА, легкокипящие и высококипящие продукты, в соответствии с которым м-ТДА, содержащийся в сыром ТДА, освобождают от о-ТДА, легкокипящих и высококипящих продуктов и одновременно обеспечивают незначительные потери м-ТДА, а также затраты на оборудование и необходимую для осуществления способа энергию.
Таким образом, настоящее изобретение относится к способу получения м-ТДА, в соответствии с которым
a) динитротолуол подвергают гидрированию в присутствии катализатора, после чего отделяют катализатор, воду и при необходимости растворитель с получением сырого толуилендиамина, и
b) сырой толуилендиамин подвергают дистилляционному разделению в колонне с перегородкой с получением по меньшей мере четырех потоков продуктов Р1-Р4, причем
поток Р1 является потоком, содержащим легкокипящие продукты,
поток Р2 является потоком, содержащим о-ТДА,
поток Р3 является потоком, содержащим м-ТДА,
поток Р4 является потоком, содержащим высококипящие продукты и м-ТДА.
Термин «м-толуилендиамин» («м-ТДА») используют для обозначения 2,4-ТДА и 2,6-ТДА. Соответственно термин «о-толуилендиамин» («о-ТДА») используют для обозначения 2,3-ТДА и 3,4-ТДА.
Указанная задача решается благодаря использованию в предлагаемом в изобретении способе колонны с перегородкой. На Фиг. 1-5 показаны примеры колонн с перегородкой, которые могут использоваться в предлагаемом в изобретении способе.
Поступающий в колонну с перегородкой поток (поток А на Фиг.1-5) содержит в основном м-ТДА (то есть предпочтительно по меньшей мере 75% мас., особенно предпочтительно по меньшей мере 87% мас., еще более предпочтительно по меньшей мере 93% мас. м-ТДА) и, кроме того, предпочтительно менее 10% мас. о-ТДА, менее 5% мас. высококипящих продуктов, менее 5% мас. легкокипящих продуктов, а также менее 5% мас. воды. Особенно предпочтительно поступающий поток кроме м-ТДА содержит менее 3% мас. высококипящих продуктов, менее 2% мас. легкокипящих продуктов, менее 2% мас. воды и менее 6% мас. о-ТДА. Еще более предпочтительно поступающий поток кроме м-ТДА содержит менее 2% мас. высококипящих продуктов, менее 1% мас. легкокипящих продуктов, менее 1% мас. воды и от 2 до 5% мас. о-ТДА.
Поток Р1 представляет собой содержащий легкокипящие продукты поток паров, предпочтительно состоящий из инертных газов, воды, легкокипящих продуктов и о-ТДА. Инертными газами являются, например, азот и воздух, а легкокипящими продуктами являются, например, толуидины и диаминометилциклогексан. Содержание о-ТДА в потоке продуктов Р1 предпочтительно составляет менее 75% мас. и особенно предпочтительно менее 50% мас. При этом содержание воды в основном соответствует его содержанию в поступающем потоке А, а остаток преимущественно составляют легкокипящие продукты. Поток продуктов Р1 предпочтительно содержит менее 30% мас. воды. Для того чтобы не подвергать последовательно присоединенный вакуум-генератор напрасному воздействию нагрузок, поток продуктов Р1 может быть подвергнут дополнительной конденсации, что позволяет уловить и утилизировать прежде всего легкокипящие продукты.
Поток продуктов Р2 предпочтительно состоит в основном из о-ТДА и наряду с ним может содержать также легкокипящие продукты и м-ТДА. При этом содержание м-ТДА можно регулировать в широких пределах. Однако на практике содержание м-ТДА без веских причин редко составляет более 20% мас. Содержание м-ТДА предпочтительно составляет менее 10% мас., особенно предпочтительно менее 5% мас. Должны ли потоки продуктов Р1 и Р2 находиться в неразделенном состоянии или их следует подвергнуть разделению, зависит от предполагаемого применения о-ТДА. То, каким образом реализуют при необходимости осуществляемое разделение потоков Р1 и Р2, зависит от состава поступающего потока, а также от требуемой чистоты о-ТДА. Если необходимо произвести разделение этих потоков, то на практике всегда стремятся обеспечить содержание легкокипящих продуктов, составляющее менее 5% мас., предпочтительно менее 3% мас. и особенно предпочтительно менее 1% мас. Содержание о-ТДА предпочтительно составляет более 90% мас. и особенно предпочтительно более 97% мас.
Поток продуктов Р3 предпочтительно состоит в основном из м-ТДА. Содержание о-ТДА можно регулировать, варьируя количество теоретических ступеней колонны с перегородкой и/или флегмовое число. Содержание о-ТДА в потоке Р3 предпочтительно составляет менее 2% мас., особенно предпочтительно менее 1% мас. и еще более предпочтительно менее 0,5% мас. Содержание высококипящих продуктов в потоке Р3 предпочтительно составляет менее 0,5% мас. и особенно предпочтительно менее 0,3% мас. Содержание м-ТДА в потоке Р3 предпочтительно составляет более 97% мас., особенно предпочтительно более 98,5% мас. и еще более предпочтительно более 99,5% мас.
Поток Р4 является потоком, содержащим высококипящие продукты и м-ТДА. Содержание м-ТДА в потоке продуктов Р4 предпочтительно составляет до 80% мас., особенно предпочтительно от 30 до 70% мас. Содержание высококипящих продуктов в этом потоке предпочтительно составляет более 20% мас., особенно предпочтительно более 30% мас. и еще более предпочтительно более 40% мас., но менее 80% мас.
Поток продуктов Р4 предпочтительно подвергают дальнейшей переработке, целью которой является регенерация содержащегося в нем м-ДТА.
Ниже изобретение более подробно рассмотрено на прилагаемых чертежах, на которых показано:
на Фиг.1 - схематическое изображение используемой в предлагаемым в изобретении способе колонны с перегородкой,
на Фиг.2 - один из альтернативных вариантов осуществления предлагаемого в изобретении способа, в соответствии с которым используют дополнительный конденсатор; в этом случае поток Р5 является выходящим из колонны 1 потоком, который по сравнению с потоком Р1 обогащен легкокипящими продуктами,
на Фиг.3 - другой альтернативный вариант осуществления предлагаемого в изобретении способа, в соответствии с которым обладающий высокой чистотой о-ТДА получают благодаря боковому отбору потока продуктов Р2 из колонны с перегородкой,
на Фиг.4 - другой альтернативный вариант осуществления предлагаемого в изобретении способа, в соответствии с которым снижают концентрацию м-ТДА в содержащем высококипящие продукты и м-ТДА потоке Р4,
на Фиг.5 - другой альтернативный вариант осуществления предлагаемого в изобретении способа, в соответствии с которым сегмент предварительного разделения поступающего потока поделен на два расположенных друг над другом отдельных сегмента и поступающий поток вводят в колонну с перегородкой между двумя отдельными сегментами.
На Фиг.1 схематически изображена колонна с перегородкой, используемая в предлагаемым в изобретении способе. Позицией А обозначен поступающий в колонну поток (сырой ТДА). Поток Р1 является содержащим легкокипящие продукты потоком, поток Р2 содержащим о-ТДА потоком, поток Р3 содержащим м-ТДА потоком и поток Р4 является потоком, содержащим высококипящие продукты и м-ТДА. Колонна 1 снабжена конденсатором 2, испарителем 3, перегородкой 8, а также разделительными сегментами 4, 5, 6 и 7. При этом поступающий поток А предпочтительно сверху подают в разделительный сегмент 4, верхний край которого расположен по существу на одном уровне с верхней кромкой перегородки 8. Однако верхний край разделительного сегмента 4 может быть расположен также ниже верхней кромки перегородки 8. Разделительный сегмент 4 предназначен для предварительного разделения поступающего потока А, а разделительный сегмент 5 - для разделения высококипящих продуктов и м-ТДА. При этом может быть предусмотрен также дополнительный разделительный сегмент, расположенный ниже перегородки. Выходящий из сегмента 7 поток жидкости разделяется на два потока, причем поток Е поступает в сегмент 4, а поток G в сегмент 6, который располагается с противоположной стороны перегородки 8. Выходящий из сегмента 6 поток жидкости разделяется, причем одна часть в виде потока М поступает в расположенный ниже сегмент 5, а остаток выводят из колонны в виде потока продуктов Р3.
Подачу сырого ТДА (поступающего потока А) обычно осуществляют с одной из сторон перегородки 8, отбор содержащего м-ТДА потока продуктов Р3 с другой стороны перегородки 8 и отбор высококипящих продуктов и содержащего м-ТДА потока Р4 под перегородкой 8. В соответствии с одним из предлагаемых в изобретении вариантов осуществления способа полученный в верхней части колонны поток паров I, в основном состоящий из о-ТДА и легкокипящих продуктов, подвергают конденсации и часть конденсата направляют в колонну в виде флегмы J. Другую часть конденсата, не подлежащую возврату в колонну, отбирают в виде содержащего о-ТДА потока продуктов Р2 и направляют на дальнейшую переработку.
Количество необходимых ступеней разделения зависит от требуемой чистоты потоков продуктов. Количество ступеней разделения может быть рассчитано известными специалистам методами. Сегменты 4 и 6 имеют предпочтительно по меньшей мере 8 и особенно предпочтительно от 10 до 30 теоретических тарелок. Сегмент 7 имеет предпочтительно 13 и еще более предпочтительно от 15 до 40 теоретических тарелок. Если для обеспечения необходимого состава потока продуктов Р4 достаточно одноступенчатого разделения м-ТДА и высококипящих продуктов, то можно отказаться от использования сегмента 5 и потока М. Сегмент 5 предпочтительно обладает десятью теоретическими тарелками.
Если необходима повышенная чистота содержащего о-ТДА потока продуктов Р2, то в соответствии с другим вариантом осуществления предлагаемого в изобретении способа получаемый в верхней части колонны поток паров I, состоящий в основном из о-ТДА и легкокипящих продуктов, сначала может быть подвергнут лишь частичной конденсации в конденсаторе 2: речь при этом идет об обычно осуществляемой конденсации лишь от 50 до 90% мас. способных конденсироваться соединений. Пример подобного варианта осуществления изобретения показан на Фиг.2. Полученный указанным образом конденсат (поток продуктов Р2) обладает более высоким содержанием о-ТДА по сравнению с потоком паров I. Таким образом получают более чистый о-ТДА, часть которого предназначена для последующего использования в качестве флегмы, а остальную часть выводят из колонны в виде потока продуктов Р2. При этом количество сконденсировавшихся в конденсаторе 2 продуктов определяется содержанием о-ТДА и легкокипящих продуктов в поступающем потоке, а также требуемыми количеством и чистотой содержащего о-ТДА потока продуктов Р2. При этом не сконденсировавшиеся пары обычно подвергают дополнительной конденсации в одноступенчатом или многоступенчатом конденсаторе 9. Полученный в результате этого конденсат (поток продуктов Р5 на Фиг.2 и в некоторых случаях другие конденсаты) обладает возросшим содержанием легколетучих продуктов, поэтому обычно его направляют в отдельный сборник, откуда он поступает на переработку. При этом расчет количества конденсаторов и производительности процесса конденсации осуществляют, руководствуясь в основном требуемой чистотой потоков о-ТДА и легкокипящих продуктов. Располагая подобной информацией, специалист может легко подобрать наиболее оптимальные варианты. В рассматриваемом варианте осуществления изобретения поток Р5 по сравнению с потоком паров I, выходящим из колонны 1 с перегородкой, представляет собой обогащенный легкокипящими продуктами поток, в то время как поток Р2 является потоком, обедненным легкокипящими продуктами. Поток Р5 предпочтительно содержит менее 70% мас. о-ТДА, а остальное составляют в основном легкокипящие продукты и вода.
Другой вариант осуществления предлагаемого в изобретении способа также позволяет обеспечить более высокую чистоту о-ТДА, содержащегося в потоке продуктов Р2, при одновременном сокращении количества о-ТДА в содержащем легкокипящие продукты потоке Р1. Как показано на Фиг.3, дистилляционная колонна в этом случае оснащена боковым отбором содержащего о-ТДА потока продуктов Р2. При этом расположенный выше бокового отбора разделительный сегмент 18 выполнен таким образом, чтобы можно было обеспечить необходимое содержание легкокипящих продуктов в содержащем о-ТДА потоке Р2. Поток Q является подаваемой в сегмент 7 флегмой. Содержание легкокипящих продуктов в потоке Р2 регулируют таким образом, чтобы оно предпочтительно составляло менее 3% мас., особенно предпочтительно менее 1% мас. В соответствии с данным вариантом осуществления способа поток паров I конденсируется в конденсаторе 2, и часть конденсата в виде флегмы J направляют в колонну, а другую часть выводят из нее в виде потока Р7. Количество ступеней разделения сегмента 18 определяется необходимой чистотой потока продуктов Р2. Количество теоретических тарелок сегмента 18 предпочтительно составляет от 1 до 20, еще более предпочтительно от 2 до 10.
В соответствии с другим вариантом осуществления предлагаемого в изобретении способа из потока Р4, содержащего высококипящие продукты и м-ТДА, на дополнительной технологической стадии может быть выделен м-ТДА. С этой целью поток Р4, содержащий высококипящие продукты и м-ТДА, отбирают из куба колонны с перегородкой, после чего в дополнительном аппарате выделяют м-ТДА. Этот процесс может быть реализован следующим образом.
Выделение м-ТДА, содержащегося в потоке Р4, и его отделение от высококипящих продуктов можно осуществлять в соответствии с европейской заявкой на патент ЕР-А-0794170 или патентом США US-A-6359177. С этой целью дистилляцию сырого ТДА в колонне с перегородкой комбинируют с осуществляемой согласно изобретению рекуперацией м-ТДА, содержащегося в смеси высококипящих продуктов и м-ТДА. Пример предпочтительного варианта этой новой комбинации, предусматривающей использование заявленной в патенте US-A-6359177 технологии, показан на Фиг.4. При этом поток продуктов Р4 подвергают дополнительной технологической операции, которую осуществляют при помощи системы, содержащей дистилляционную колонну 11, испаритель 10 и конденсатор 12. Для этого поток жидких продуктов Р4 подают в верхнюю часть дистилляционной колонны 11. Поток продуктов Р2 полностью или частично (в виде потока R) вводят ниже подачи потока Р4, например, в куб дистилляционной колонны 11, а также, например, выше испарителя 10, гидравлически связанного с кубом дистилляционной колонны 11. Из куба дистилляционной колонны 11, например, также выше гидравлически связанного с ее кубом испарителя 10, выводят поток Р6, содержащий высококипящие продукты, о-ТДА и м-ТДА. Однако преобладающую часть содержащегося в притоке Р4 м-ТДА получают в смеси с остаточным о-ТДА в виде потока S. Поток S с целью дальнейшего разделения возвращают в колонну 1 с перегородкой. Благодаря этому сокращается количество выводимого совместно с высококипящими продуктами м-ТДА, а, следовательно, дополнительно возрастает достигаемый в способе выход целевого продукта. При этом поток Р6 предпочтительно содержит от 20 до 80% мас. высококипящих продуктов, а остаток состоит в основном из о-ТДА и м-ТДА, причем предпочтительным является преобладание о-ТДА. Поток Р6 особенно предпочтительно содержит от 30 до 70% мас. высококипящих продуктов и менее 10% мас. м-ТДА, а остаток в основном состоит из о-ТДА.
В соответствии с еще одним предпочтительным вариантом рассмотренного выше способа выведенный из куба колонны с перегородкой поток Р4, который содержит высококипящие продукты и м-ТДА, подвергают дополнительной переработке, осуществляемой с целью сокращения потерь м-ТДА. Для этого может использоваться, например, смесительная сушилка. Сушилку эксплуатируют при нагревании в вакууме. Благодаря этому происходит испарение содержащегося на входе в смесительную сушилку м-ТДА. Образующийся при этом поток паров направляют, например, в конденсатор, получая м-ТДА, который может быть возвращен в технологический процесс или смешан с потоком продуктов Р3. В другом варианте предлагаемого в изобретении способа поток паров может быть возвращен непосредственно в колонну с перегородкой. С целью уменьшения вязкости полученных высококипящих продуктов их можно смешивать с пригодной низковязкой жидкостью. В качестве подобной жидкости предпочтительно используют весь содержащий легкокипящие продукты поток (при его наличии), например показанный на Фиг.2 поток Р5, и/или содержащий о-ТДА поток продуктов Р2, или часть этих потоков.
В соответствии с другим вариантом осуществления предлагаемого в изобретении способа разделительный сегмент, предназначенный для предварительного разделения поступающего потока А, разделен на верхний отдельный разделительный сегмент 4b и расположенный под ним нижний отдельный разделительный сегмент 4а. Этот предпочтительный вариант осуществления изобретения показан на Фиг.5. При этом поступающий поток А вводят в колонну 1 с перегородкой между верхним отдельным разделительным сегментом 4b и нижним отдельным разделительным сегментом 4а. Такое расположение оказывается предпочтительным прежде всего в том случае, если поступающий в колонну поток А содержит высококипящие продукты, температура кипения которых лишь незначительно превышает температуру кипения м-ТДА. В подобном случае сегмент 4b служит для выделения этих высококипящих продуктов из поступающего потока, обеспечивая уменьшение их содержания во флегме Е и G, а, следовательно, и в потоке продуктов Р3. При этом степень экономии энергии существенно зависит от содержания о-ТДА в поступающем потоке, необходимого содержания о-ТДА в потоке продуктов Р3, необходимого для выделения высококипящих продуктов количества теоретических тарелок сегмента 5, а также от требуемой подачи флегмы в этот сегмент. В связи с этим должен осуществляться тщательный выбор и расчет возможных вариантов. При этом подачу сырого ТДА (потока А) осуществляют предпочтительно сбоку от перегородки 8, причем поток А поступает сверху в разделительный сегмент 4а, верхний край которого расположен ниже верхней кромки перегородки 8 при соответствующей разнице по высоте, предпочтительно составляющей по меньшей мере 10%, особенно предпочтительно по меньшей мере 20% от общей высоты перегородки 8, и выше нижней кромки перегородки 8 при соответствующей разнице по высоте, предпочтительно составляющей по меньшей мере 10%, особенно предпочтительно по меньшей мере 30% от общей высоты перегородки 8.
Могут использоваться любые известные, применяемые в технологии для указанных выше целей (например, в качестве испарителя 3 на Фиг.1-5) испарители. Так, например, пригодны испарители с естественной циркуляцией, испарители с принудительной циркуляцией или сменные испарители. Предпочтительным является использование горизонтальных испарителей типа котла или вертикальных испарителей с падающей пленкой. То же относится и к конденсаторам (например, к конденсатору 2 на Фиг.1, 3, 4 и 5 или конденсаторам 2 и 9 на Фиг.2). Поскольку в связи с высокой температурой кипения ТДА колонну с перегородкой эксплуатируют под вакуумом, рекомендуется использовать конденсаторы с низкой потерей напора. Первый конденсатор (например, конденсатор 2 на Фиг.2) предпочтительно может быть смонтирован внутри колонны с перегородкой и выполнен в виде прямоточного или противоточного аппарата. В этом случае при необходимости имеющиеся дополнительные конденсаторы (например, конденсатор 9 на Фиг.2) располагались бы рядом с колонной с перегородкой. В соответствии с другим предпочтительным вариантом осуществления способа конденсатор (например, конденсатор 2 на Фиг.1-5) и при необходимости имеющиеся дополнительные конденсаторы (например, конденсатор 9 на Фиг. 2) помещают рядом с колонной.
Что касается используемых в дистилляционной колонне разделительных сегментов, отсутствуют какие-либо принципиальные ограничения. Так, например, могут использоваться слои насадки и тарелки любого типа, однако предпочтительными являются колпачковые тарелки, а особенно предпочтительными неупорядоченные слои насадки или упорядоченная насадка с низкой потерей напора.
Используемая согласно изобретению колонна с перегородкой работает при абсолютном давлении в головной части, составляющем от 30 до 500 мбар, предпочтительно от 50 до 300 мбар. При этом в верхней части колонны в зависимости от состава поступающего потока устанавливается температура, составляющая предпочтительно от 170 до 300°С, особенно предпочтительно от 180 до 260°С. Температура поступающего потока предпочтительно составляет от 130 до 250°С, особенно предпочтительно от 150 до 230°С.
Регулирование режима работы колонны с перегородкой в соответствии с предлагаемым в изобретении способом при определенных обстоятельствах может быть затруднительным, однако в принципе известны разные возможные методы его осуществления. Предпочтительно в верхней укрепляющей части колонны с перегородкой, то есть над перегородкой 8, предусматривают регулятор температуры, который используют для управляющего воздействия на поток дистиллята, флегмовое число или предпочтительно расход флегмы J. Отбор кубового продукта (поток Р4) можно осуществлять, например, при помощи регулятора потока, управляющего отбором потока Р4, который составляет определенный процент от величины поступающего потока А. Подобный отбор в особенности возможен в том случае, если содержание высококипящих продуктов в поступающем потоке известно и не подвержено сильным колебаниям. В этом случае в качестве управляющего параметра для регулирования уровня в кубе колонны или испарителе можно было бы использовать, например, флегму М. С этой целью колонну с перегородкой следовало бы укомплектовать расположенным на боковом отборе сборником флегмы, предназначенным для подачи флегмы М в отпарную часть основного сегмента. Подобный сборник следовало бы оснастить, например, регулятором уровня, оказывающим управляющее воздействие на расход отбираемого продукта Р3. Реализация указанных технических мероприятий обеспечивает стабильную работу колонны, а следовательно, дополнительное повышение чистоты готового продукта.
Благодаря использованию предлагаемого в изобретении способа получают м-ТДА, фосгенирование которого, осуществляемое известными из уровня техники методами (смотри, например, ключевые слова "Isocyanates, organic" в Ullmann Encyclopedia of Industrial Chemistry, Wiley-VCH, 7-e издание, 2005), сопровождается образованием изоцианатов с особенно высоким выходом. В результате фосгенирования м-ТДА получают м-ТДИ, который обладает особенно слабой окраской и особенно низкой склонностью к пожелтению.
Примеры
Пример 1
В колонну 1 с перегородкой вводят потока (расход 6931 кг/ч), который наряду с м-ТДА содержит п-ТДА (39 кг/ч), о-ТДА (251,8 кг/ч), легкокипящие продукты (25,8 кг/ч) и высококипящие продукты (90,8 кг/ч). Колонна обладает показанной на Фиг.5 конструкцией. Количество теоретических тарелок в отдельных разделительных сегментах колонны составляет 17 тарелок в сегменте 4а, 9 тарелок в сегменте 5, 17 тарелок в сегменте 6, 22 тарелки в сегменте 7 и 9 тарелок в сегменте 4b. Колонну с перегородкой эксплуатируют при абсолютном давлении в верхней части, составляющем 90 мбар (измерение после конденсатора 2). Расход флегмы J составляет 9210 кг/ч, испаритель 3 обладает мощностью 1446 киловатт. Отношение потоков Е и G регулируют в интервале от 0,2 до 0,8. В разделительный сегмент поступает поток М, расход которого составляет 1487,8 кг/ч.
В указанных условиях получают поток Р4 (166,5 кг/ч), который содержит 45,3% мас., м-ТДА. Поток выводимых продуктов Р3 составляет 6491 кг/ч, причем наряду с м-ТДА в нем содержится 0,59% п-ТДА и 0,10% мас. о-ТДА. Поток Р2 (158,9 кг/ч) содержит 3,2% мас. легкокипящих продуктов и 1,0% мас. м-ТДА. Поток Р1 содержит 18% мас. легкокипящих продуктов, остальное составляет в основном о-ТДА.
Сравнительный пример
Данный пример выполнен в соответствии с уровнем техники. Поток А с указанными в примере 1 характеристиками вводят в традиционную колонну для разделения изомеров. Сегмент, расположенный ниже поступающего потока, обладает семнадцатью теоретическими ступенями разделения, в то время как сегмент, расположенный выше притока, обладает тридцатью теоретическими ступенями разделения. Выводимую из куба колонны для разделения изомеров смесь, состоящую из м-ТДА и высококипящих продуктов, испаряют в последовательно присоединенном к колонне испарителе. Из испарителя отбирают жидкий поток, который состоит из высококипящих продуктов и м-ТДА. Конденсат из образующегося в испарителе потока паров представляет собой освобожденный от высококипящих продуктов м-ТДА.
Колонна для разделения изомеров функционирует при давлении в верхней части, составляющем 90 мбар (измерено после конденсатора). Расход флегмы составляет 8876 кг/ч, мощность испарителя колонны для разделения изомеров 1392 кВт.
В указанных условиях из верхней части колонны отбирают 199 кг/ч жидкого продукта, содержащего 1,0% м-ТДА и 4,3% легкокипящих продуктов. При этом не сконденсировавшийся газообразный головной продукт содержит 23% легкокипящих продуктов. Последовательно присоединенные испаритель и конденсатор функционируют при давлении 150 мбар, температура на выходе из испарителя составляет 231°С. Выводимый из куба колонны поток Р4 (160 кг/ч) содержит 49% м-ТДА. Поток, отбираемый из конденсатора в качестве готового продукта (6497 кг/ч), содержит 0,1% о-ТДА, 0,59% п-ТДА и 0,2% высококипящих продуктов. Теплопроизводительность испарителя составляет 1039 кВт.
Установлено, что расход энергии, необходимой для разделения 6931 кг/ч сырого ТДА согласно уровню техники, составляет 2431 кВт. Этот показатель при использовании предлагаемого в изобретении способа составляет не более 1446 кВт.