间苯二甲酰氯的制备工艺的制作方法

本发明属于有机合成技术领域，具体涉及一种间苯二甲酰氯的制备工艺。

背景技术：

间苯二甲酰氯是一种常见的化工原料，可作为聚酰胺、聚酯、聚芳酯、聚芳酰胺、液晶高分子、芳纶等的单体，同时可作为高聚物的改性剂，农药、医药工业的中间体。目前国内研究生产间苯二甲酰氯的方法较多，主要分为：氯化亚砜法、光气法、三氯化磷法、五氯化磷法、间苯二甲酸二甲酯氯化法、间苯二甲酸氯化法。

传统的间苯二甲酰氯制备工艺中采用结晶法进行提纯，耗用溶剂之后还要进行回收，而且一次重结晶往往纯度达不到要求，需要进行第二次和第三次才能达到聚合及要求。为了提高间苯二甲酰氯纯度并降低提纯成本，很多厂家对间苯二甲酰氯的提纯工艺进行了优化。烟台万华在专利cn1229325c中公开了一种高纯度间苯二甲酰氯的制备方法，以间苯二甲酸和氯化剂为原料，在催化剂作用下，通过化学反应和分离、精制工艺生产出高纯度的间苯二甲酰氯。本申请人在专利cn104447299b中公开了一种间苯二甲酰氯生产工艺及其生产装置，以间苯二甲酸和氯化亚砜为原料，在催化剂作用下回流反应，反应后先减压蒸馏，再经过两级薄膜蒸发器，能够有效去除反应液中残留的氯化亚砜和催化剂，缩短蒸馏提纯时间，产品纯度达到99.95％以上。但上述方法的提纯工艺仍比较繁琐，且间苯二甲酰氯生产过程产生的热能未得到有效利用，生产耗能较大。

技术实现要素：

针对现有技术的不足，本发明的目的是提供一种间苯二甲酰氯的制备工艺，在获得高收率、高纯度间苯二甲酰氯的同时，减少了提纯工艺，并实现蒸馏热能的综合利用，降低生产能耗，从而降低产品成本，提高产品的市场竞争力。

本发明所述的间苯二甲酰氯的制备工艺，步骤如下：将间苯二甲酸与过量氯化亚砜、催化剂加入蒸馏釜中回流反应，反应过程中的气相组分通过蒸馏塔，再经一级换热器和二级换热器换热分相，液相回流进入蒸馏釜，不凝气经真空管路抽出；反应结束后，反应液先经蒸馏塔常压蒸馏，分离出氯化亚砜和催化剂，再经蒸馏塔减压蒸馏，得到间苯二甲酰氯。

所述一级换热器和二级换热器的冷源介质为氯化亚砜。通过进料管线将氯化亚砜加入氯化亚砜储罐，氯化亚砜储罐内的氯化亚砜通过循环泵分别进入一级换热器和二级换热器的冷源介质通道，经换热，回流至氯化亚砜储罐，再经出料泵加入蒸馏釜内。氯化亚砜储罐上还设有伴热管线和进料管线，通过伴热管线和氯化亚砜储罐的进出料对氯化亚砜储罐的温度进行调节。

所述蒸馏釜和蒸馏塔为一体化装置。

反应原理为：

优选的，催化剂为n,n-二甲基甲酰胺或n,n-二甲基乙酰胺。

所述蒸馏釜的反应温度为90-120℃。

所述一级换热器和二级换热器的热源温度为90-150℃。

所述冷源介质氯化亚砜的温度为50-65℃。

所述蒸馏塔常压蒸馏时，先在90-120℃温度下馏出氯化亚砜，再在120-130℃温度下馏出催化剂。

所述蒸馏塔减压蒸馏温度为140-170℃，真空度为98-100mpa。

本发明所述的间苯二甲酰氯的制备工艺，步骤如下：

(1)将间苯二甲酸和催化剂加入蒸馏釜中，再通入过量氯化亚砜，氯化亚砜提前经一级换热器和二级换热器换热，预热到50-65℃；

(2)控制蒸馏釜的反应温度为90-120℃，进行回流反应，反应过程中产生的气相组分通过蒸馏塔，再依次经过一级换热器和二级换热器的换热分相，气相组分中的氯化亚砜和催化剂冷凝液化，回流进入蒸馏釜继续反应，不凝气体so2和hcl经真空管抽出；

(3)反应结束后，在常压下，先控制蒸馏塔温度为90-120℃，馏出组分依次经一级换热器和二级换热器，回收得氯化亚砜，再控制蒸馏塔温度为120-130℃，馏组分依次经一级换热器和二级换热器，回收得催化剂，常压蒸馏至氯化亚砜和催化剂全部分离；

(4)控制蒸馏塔温度为140-170℃，真空度为98-100mpa，对剩余液体进行减压蒸馏，馏出组分依次经一级换热器和二级换热器，收集得间苯二甲酰氯。

其中，一级换热器和二级换热器的冷源介质为氯化亚砜，温度为50-65℃；热源介质为蒸馏塔中通出的组分，温度为90-150℃。

用氯化亚砜代替水作为换热器的冷源介质，使整个反应体系和蒸馏体系处于无水的环境中，避免了氯化亚砜与水接触，提高了设备工艺的安全性，同时利用反应热能和蒸馏热能对氯化亚砜进行预热，能够实现节能降耗。

与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：

(1)本发明所述间苯二甲酰氯的制备工艺，使用蒸馏釜和蒸馏塔一体化装置，简化了间苯二甲酰氯的提纯工艺，制备的间苯二甲酰氯产品，纯度达99.9％以上，收率大于99.5％；

(2)本发明使用间苯二甲酰氯的原料氯化亚砜作为换热器的冷源介质，使整个反应体系和蒸馏体系处于无水的环境中，避免了氯化亚砜与水接触，提高了设备工艺的安全性，同时优先利用了蒸发过程中产生的热量，实现热量转换，能够节能降耗。

附图说明

图1为本发明制备工艺流程图；

图中：1、伴热管线；2、出料泵；3、氯化亚砜储罐；4、循环泵；5、蒸馏塔；6、蒸馏釜；7、一级分相器；8、二级分相器；9、收集管路；10、真空管路；11、二级换热器；12、一级换热器。

具体实施方式

下面结合具体实施例对本发明进行进一步说明，实施例中未详细说明的操作方法均为常规操作方法。以下实施例仅用于更加清楚地说明本发明的技术方案，而不能以此来限定本发明的保护范围。

所述一级换热器12和二级换热器11的冷源介质为氯化亚砜。通过进料管线将氯化亚砜加入氯化亚砜储罐3，氯化亚砜储罐3内的氯化亚砜通过循环泵4分别进入一级换热器12和二级换热器11的冷源介质通道，经换热，回流至氯化亚砜储罐3，再经出料泵2加入蒸馏釜6内。氯化亚砜储罐3上还设有伴热管线1和进料管线，通过伴热管线1和氯化亚砜储罐3的进出料对氯化亚砜储罐3的温度进行调节。

实施例1

(1)将1000kg间苯二甲酸和10kgn,n-二甲基甲酰胺加入蒸馏釜6中，再通入2500kg二氯亚砜，二氯亚砜提前经一级换热器12和二级换热器11换热，预热到50℃；

(2)控制蒸馏釜6的反应温度为90℃，进行回流反应，反应过程中产生的气相组分通过蒸馏塔5，再依次经过一级换热器12和二级换热器11的换热分相，气相组分中的氯化亚砜和n,n-二甲基甲酰胺冷凝液化，回流进入蒸馏釜6继续反应，不凝气体so2和hcl经真空管路10抽出；

(3)反应结束后，在常压下，先控制蒸馏塔5温度为90℃，馏出组分依次经一级换热器12和二级换热器11，回收得氯化亚砜，再控制蒸馏塔5温度为120℃，馏组分依次经一级换热器12和二级换热器11，回收得n,n-二甲基甲酰胺，常压蒸馏至氯化亚砜和n,n-二甲基甲酰胺全部分离；

(4)控制蒸馏塔5温度为140℃，真空度为98mpa，对剩余液体进行减压蒸馏，馏出组分依次经一级换热器12和二级换热器11，收集得间苯二甲酰氯，纯度为99.92％，收率为99.6％。

实施例2

(1)将800kg间苯二甲酸和8kgn,n-二甲基乙酰胺加入蒸馏釜6中，再通入2000kg二氯亚砜，二氯亚砜提前经一级换热器12和二级换热器11换热，预热到50℃；

(2)控制蒸馏釜6的反应温度为120℃，进行回流反应，反应过程中产生的气相组分通过蒸馏塔5，再依次经过一级换热器12和二级换热器11的换热分相，气相组分中的氯化亚砜和n,n-二甲基乙酰胺冷凝液化，回流进入蒸馏釜6继续反应，不凝气体so2和hcl经真空管路10抽出；

(3)反应结束后，在常压下，先控制蒸馏塔5温度为120℃，馏出组分依次经一级换热器12和二级换热器11，回收得氯化亚砜，再控制蒸馏塔5温度为130℃，馏组分依次经一级换热器12和二级换热器11，回收得n,n-二甲基乙酰胺，常压蒸馏至氯化亚砜和n,n-二甲基乙酰胺全部分离；

(4)控制蒸馏塔5温度为160℃，真空度为100mpa，对剩余液体进行减压蒸馏，馏出组分依次经一级换热器12和二级换热器11，收集得间苯二甲酰氯，纯度为99.95％，收率为99.7％。

实施例3

(1)将1000kg间苯二甲酸和10kgn,n-二甲基甲酰胺加入蒸馏釜6中，再通入2500kg二氯亚砜，二氯亚砜提前经一级换热器12和二级换热器11换热，预热到60℃；

(2)控制蒸馏釜6的反应温度为100℃，进行回流反应，反应过程中产生的气相组分通过蒸馏塔5，再依次经过一级换热器12和二级换热器11的换热分相，气相组分中的氯化亚砜和n,n-二甲基甲酰胺冷凝液化，回流进入蒸馏釜6继续反应，不凝气体so2和hcl经真空管路10抽出；

(3)反应结束后，在常压下，先控制蒸馏塔5温度为100℃，馏出组分依次经一级换热器12和二级换热器11，回收得氯化亚砜，再控制蒸馏塔5温度为125℃，馏组分依次经一级换热器12和二级换热器11，回收得n,n-二甲基甲酰胺，常压蒸馏至氯化亚砜和n,n-二甲基甲酰胺全部分离；

(4)控制蒸馏塔5温度为170℃，真空度为99mpa，对剩余液体进行减压蒸馏，馏出组分依次经一级换热器12和二级换热器11，收集得间苯二甲酰氯，纯度为99.95％，收率为99.5％。