专利名称：生产低的反-反异构体含量的4，4’-二氨基二环己基甲烷的方法
技术领域：
本发明涉及一种通过控制反应程度来生产低的反-反异构体含量的二氨基二环己基甲烷的方法。
背景技术：
4，4’ - 二氨基二环己基甲烷，也被称为氢化的二氨基二苯基甲烷，简写为4， 4’ -H12MDA或PACM。H12MDA主要用途是制备新一代性能优越的抗老化聚氨酯二环己基甲烷 二异氰酸酯(H12MDI),该类异氰酸酯适合用来制备轻质、性能稳定的聚氨酯涂料和油漆； H12MDA也可作环氧树脂的固化剂。4，4’ -H12MDA通常是以4，4’ - 二氨基二苯基甲烷(MDA)为原料，在催化剂作用下， 经过高温高压加氢、提纯而来。4，4’-H12MDA有三种构型异构体，即由于取代氨基的位置不同 所产生的顺_顺、顺_反和反_反异构体。H12MDA平衡态的异构体含量分布为反-反50%、 顺_反43%、顺-顺7%。在三种异构体中，反_反异构体是热力学上最稳定的，高温反应 有利于它的生成，加氢反应后得到的是三种异构体的混合物。反-反异构体含量大约20%左右的H12MDA被称为PACM-20，反-反异构体含量大约 50%的H12MDA被称为PACM-50。聚氨酯领域需求的H12MDA类型是PACM-20。由于三种异构 体的分离工艺很繁琐而且需要高额费用，所以人们希望直接得到满足要求的低含量反_反 异构体的H12MDA,为此围绕催化剂选择、改性和反应条件的优化开展了大量的研究工作。欧洲专利EP0324190中描述如果载体催化剂具有在70 280m2/g范围内的BET表 面积和10 320A的平均孔径Clp，而且催化剂包含0. 1 5wt%的钌并且渗透深度至少为 50 μ m，那么氢化就可以在50 350bar和100 190°C下进行，产品反-反异构体含量在 15 40%之间，经常维持在20 24%之间。美国专利US4394523提出了用于生产带有低含量反-反异构体的H12MDA的一般方 法，其中氧化铝上负载钌为催化剂，并且氢化在脂肪醇和氨存在下、H2压力至少为36. 5bar 下进行，产品反_反异构体含量在15 40%之间，经常维持在23 30%之间。美国专利US3959374提出一种两步法对含有少量杂质的原料加氢制备H12MDA的方 法，其特征是首先采用价值较低的镍催化剂对原料进行预加氢处理，然后使用价值较高的 钌催化剂进行第二步加氢。钌催化剂可以克服使用镍催化剂时空收率低、反应时间长的缺 点，但钌催化剂容易被原料中杂质所毒化，导致活性迅速下降；因而采用镍催化剂进行预处 理的方法，可以降低原料中杂质对钌催化剂的毒害，有利于保持钌催化剂的活性，保证反应 时间合理，避免了长时间高温导致热力学稳定的反_反异构体的增加。美国专利US4754070提出用铑钌双金属负载催化剂制造低反-反异构体H12MDA的 方法，由于铑催化剂的高活性，可以在较为温和的反应条件下制备出低反-反异构体含量 的H12MDA,反-反异构体含量为14 28%。中国专利CN101050184提出了采用负载型纳米钌催化剂制造H12MDA的方法，据称其特殊的催化剂制备方法保证贵金属钌颗粒在载体表面的高度分散，催化剂活性高，产品 反-反异构含量范围在14 27%之间，基本维持在20 23%左右。欧洲专利EP1251119提出用于制备H12MDA的连续生产工艺，其中MDA转化率为 95%以上，优选至少99%以上，但没有涉及对反-反异构体的影响。美国专利US20050148797通过控制反应程度来保持绝大部分的N-甲基化合物未 被加氢状态，降低粗产品中N-甲基 二氨基二环己基甲烷(N-CH3-H12MDA)与H12MDA的分离 难度。如果由该含有N-甲基化合物的二胺来制备相应的二异氰酸酯H12MDI,即使是在微量 的范围内，这种N-甲基化合物也会带来问题，因此必须降低H12MDA产品中N-CH3-H12MDA的含 量。N-CH3-4，4’ -MDA通过与4，4’ -MDA同样的方式的氢化方法转变成相应的N-CH3-H12MDA ； 这种化合物，由于物料性质与H12MDA相似，因此需要使用非常复杂的装置才能与产物分离， 并且4，4’ -H12MDA的产量有很大的损失。该专利采用控制反应程度的方式保持N-甲基化 合物的未加氢状态，降低了粗产品分离的难度，但没有涉及反_反异构体的控制问题，也没 有给出未完全反应物料的技术处理方案。中国专利CN101429139通过对原料的分离纯化，从源头上控制了各原料和中间体 中的杂质含量，降低了杂质对高活性催化剂的毒害，延长了催化剂的使用寿命，降低了生产 成本。
以上方法都没有提出控制反应程度、减少高温状态上催化剂与物料的接触时间来 生产低的反_反异构体含量的H12MDA的方法，也没有给出未完全反应物料的进一步处理的 技术方案。
发明内容
本发明提供一种生产低的反_反异构体含量的二氨基二环己基甲烷的方法。本发明所述的方法包括在第一个实施方案中，提供一种生产低的反_反异构体含量的4，4’ - 二氨基二环 己基甲烷的方法，其特征在于，所述方法包括a)原料MDA在50 230°C的反应温度、1 30MPa的氢气压力下及催化剂的作用 下，在有机溶液中反应生成H12MDA (4，4 ’ - 二氨基二环己基甲烷)，当反应液中除溶剂外，MDA 含量为0 5wt %，优选0 4 %之间、H6MDA含量在1 20wt %，优选2 10 %之间时停止反应。b)将a)步反应液通过精馏塔精制得到纯H12MDA,未反应MDA及H6MDA返回a)步 加氢反应体系中。在本发明所述步骤a)中，在间歇搅拌釜体系中，MDA及H6MDA在反应液中的含量可 根据氢气累积流量来大体判断；在间歇搅拌体系中，当MDA和H6MDA的浓度变小时，氢气累 积流量越来越接近原料完全加氢所需氢气理论用量，此时热力学稳定的反_反异构体含量 会有比较明显的上升，因此通过氢气累积流量来控制反应程度，产品的反_反异构体含量 可以得到良好的控制。根据经验当氢气累积流量达到了为原料完全加氢所需氢气的理论用 量(体积)的85 99. 5% (体积)时，优选88. 0 99. 0%时，更优选92. 0 98. 0%时冷 却降温停止反应。也就是说，当反应液中除溶剂外，MDA含量为0 5wt%，优选0 4%之 间、H6MDA含量在1 20wt%，优选2 10%之间时停止反应的操作是按照以下方式来实现的当氢气累积流量达到为原料完 全加氢所需氢气的理论用量的85. O 99. 5%时冷却降 温停止反应；更优选，当氢气累积流量达到为原料完全加氢所需氢气的理论用量的88. O 99. O %时，进一步优选92. O 98. O %时冷却降温停止反应。在第二个实施方案中，提供一种生产低的反_反异构体含量的4，4’ - 二氨基二环 己基甲烷的方法，其特征在于，所述方法包括a)原料MDA在50 230°C的反应温度、1 30MPa的氢气压力下及催化剂的作用 下，在有机溶液中反应生成H12MDA,当氢气累积流量达到了为原料完全加氢所需氢气的理论 用量(体积)的85 99.5% (体积)时，优选88.0 时，更优选92.0 98.0%时 冷却降温停止反应。b)将a)步反应液通过精馏塔精制得到纯H12MDA,未反应MDA及H6MDA返回a)步 加氢反应体系中。本发明的上述两个实施方案中，所述步骤a)中，通过控制MDA及H6MDA在反应液 中的浓度，提高了产品H12MDA的收率。在间歇搅拌体系中，当MDA和H6MDA的浓度变小时， 氢气累积流量越来越接近原料完全加氢所需氢气的理论用量，但与主反应竞争的脱氨反应 和偶联反应会有明显的增加，因此控制氢气累积流量，可有效的控制脱氨产物和偶联反应 产物的含量，相对提高反应的收率。在本发明所述步骤a)中，控制反应程度，降低了生产成本。在间歇搅拌体系中，通 过控制MDA及H6MDA在反应液中的浓度，当MDA和H6MDA的浓度变小时，氢气累积流量越来 越接近原料完全加氢所需氢气理论用量，但与主反应竞争的脱氨反应和偶联反应同时会有 明显的增加，高聚物的生成会对催化剂活性造成一定程度上的损伤，因此控制氢气累积流 量，降低了高聚物对催化剂的损伤，催化剂的寿命相对延长，同时缩短在反应后期的低效率 生产H12MDA的时间，保持催化剂始终保持较高的催化效率。催化剂寿命延长，则催化剂的成 本降低；缩短低效率生产H12MDA的生产时间，相对增大产能；催化剂成本的降低和产能的增 加都会最终降低H12MDA的生产成本。如上所述，通过控制氢气累积流量的方法，来保证MDA及H6MDA在反应液中的浓 度，可控制产品反-反异构体的含量、提高反应的收率和降低生产成本。另外采用这种方 法，与先前文献专利报道的生产低含量反_反异构体H12MDA的催化剂改性方法完全兼容，先 前改性催化剂的方法仍然可以使用，而且在一定程度上降低了对催化剂的苛刻要求。在本发明上述两个实施方案中，所述步骤a)中，加氢反应在50 230°C温度范围 内的温度下进行，优选100 200°C，更优选在130 190°C。在本发明上述两个实施方案中，所述步骤a)中，氢气的压力一般在1 30MPa的 范围内，优选3 15MPa，更优选在5 lOMPa。在本发明上述两个实施方案中，所述步骤a)中，反应采用的有机溶剂浓度为10 70wt%，特别是30 60wt% ；其中所述有机溶剂为环己烷、二氧六环、四氢呋喃、环己胺、二 环己胺、甲醇、乙醇、异丙醇、正丁醇、2-丁醇和六氢甲苯中的一种或两种或多种。在本发明上述两个实施方案中，所述步骤a)中，催化剂为铑或钌负载型催化剂， 所述铑或钌负载型催化剂的载体为稀土、硅藻土、氧化铝、活性炭、铝酸锂、尖晶石、氧化钛、 氧化硅、硅铝氧化物或混合金属氧化物，其中，铑或钌占载体的0. 5 8wt%，优选为2
铑催化剂的用量为MDA用量的0. 1 IOwt %，优选为1 4wt% ；钌催化剂的用量为MDA用量的0. 1 20wt%，优选2 6wt%。在本发明上述两个实施方案中，a)步骤中生产的H12MDA反应液，在步骤b)中处理， 获得满足要求的H12MDA产品，同时实现未反应物料MDA和H6MDA累积并适时返回加氢反应 体系中完成加氢。在本发明上述两个实施方案中，b)步骤中所述方法包括bl)将本发明a) 步骤中获得的H12MDA反应液送入第一精馏塔1，获得粗H12MDA,将 溶剂回收重复使用。b2)将粗H12MDA送入第二精馏塔2，塔顶获得轻组分脱氨产物，塔底采出塔底液。b3)将第二精馏塔2塔底液送入第三精馏塔3，塔顶获得H12MDA,侧线采出产品 H6MDA和MDA，塔底采出重组分仲胺产物。H6MDA和MDA累积后重新进入反应系统，完成加氢。在本发明方法中，所述步骤bl)中第一精馏塔1为本领域常规的精馏塔，所述第一 精馏塔1的塔底温度为100 240°C，优选为120 220°C;塔顶温度为溶剂在标准状态下的 沸点温度加减0 30°C，优选为溶剂沸点温度加减0 10°C ；塔内压力为200 1 OOOOmbar， 优选为800 IlOOmbar ；精馏塔理论塔板数为1 60块，优选为3 10块。在本发明方法中，所述步骤b2)中第二精馏塔2为本领域常规的精馏塔，所述精馏 塔的塔底温度为130 300°C，优选为140 210°C ；塔顶温度为120 200°C，优选为130 1800C ；塔内压力为0. 1 30mbar，优选为5 20mbar ；精馏塔理论塔板数为2 60块，优 选为20 40块。在本发明方法中，所述步骤b3)中第三精馏塔3为本领域常规的精馏塔，所述精馏 塔的塔底温度为200 270°C，优选为220 250°C ；侧线采出温度为190 240°C，优选为 200 220°C ；塔顶温度为140 210°C，优选为150 200°C ；塔内压力为0. 1 30mbar， 优选为5 20mbar ；精馏塔理论塔板数为2 60块，优选为20 50块。在发明方法中，所述的第一、第二、第三精馏塔塔盘均可以为筛盘、浮阀塔盘、泡罩 塔盘或双流塔盘，且采用低压降的填料是有利的，填料可为片状金属填料、网筛填料，填料 类型可以为 Sulzer CY, Sulzer BX, Sulzer Mellapak 或 Sulzer Mellapak Plus 及其它，塔 体及内件材料优选不锈钢材质。在本发明中可以控制4，4’ _ 二氨基二环己基甲烷的反-反异构体含量低于 22. 25wt%，优选低于21wt%，更优选低于20. 5wt%。
图1为本发明H12MDA反应液后处理的工艺流程图。
具体实施例方式下面结合附图及实施例将对本发明予以进一步的说明，但本发明不限于所列出的 实施例，还应包括在本发明所要求的权利范围内其它任何公知的改变。实施例1在体积为2m3的高压釜中，加入钌炭催化剂(5wt % ) 20kg,每次投料MDA500kg和甲 醇500kg，密闭后置换空气(先用1. OMPa的氮气置换三次，再用1. OMPa的氢气置换三次)， 然后充入4MPa氢气，开始逐步升温至150°C，调整氢气阀使体系压力达7MPa，并开始计时，反应过程中需要保持体系温度较为恒定，当氢气累积流量达到为原料完全加氢所需氢气的 理论流量的94%时马上冷却降温停止反应，总反应时间为3. 5h。冷却后取样进行毛细管气 相色谱分析，除溶剂外，MDA含量为0. 90 %，N-CH3-MDA含量为0.25%，H6MDA含量为7. 45 %， H12MDA含量为87. 70 %，反-反异构体含量为20. 30 %，N-CH3-H12MDA含量为0.12%，其它副 产 3. 58%。实施例2在体积为2m3的高压釜中，加入负载钌炭催化剂(5wt% )20kg，每次投料MDA500kg 和甲醇500kg，密闭后置换空气(先用1. OMPa的氮气置换三次，再用1. OMPa的氢气置换三 次)，然后充入4MPa氢气，开始逐步升温至160°C，调整氢气阀使体系压力达6MPa，并开始 计时，反应过程中需要保持体系温度较为恒定，当氢气累积流量达到为原料完全加氢所需 氢气的理论流量的94%时马上冷却降温停止反应，总反应时间为2. 5h。冷却后取样进行毛 细管气相色谱分析，除溶剂外，MDA含量为0. 85%，N-CH3-MDA含量为0. 20%，H6MDA含量为 7. 15%,H12MDA含量为 87. 67%，反-反异构体含量为 20. 60%,N-CH3-H12MDA含量为 0. 17%, 其它副产3. 96%。对比例1在体积为2m3的高压釜中，加入钌炭催化剂(5wt% ) 20kg,每次投料MDA500kg和 甲醇500kg，密闭后置换空气，然后充入4MPa氢气，开始逐步升温至150°C，调整氢气阀使 体系压力达7MPa，并开始计时，反应过程中需要保持体系温度较为恒定，在氢气瞬时流量接 近于零时冷却降温停止反应，总反应时间为5h。冷却后取样进行毛细管气相色谱分析，除 溶齐[J外，MDA含量为0. 01 %，N-CH3-MDA含量为0. 02%，H6MDA含量为0. 30%，H12MDA含量为 92. 60%，反-反异构体含量为23. 70%，N-CH3_H12MDA含量为0. 35%,其它副产6.65%。对比例2在体积为2m3的高压釜中，加入钌炭催化剂(5wt% ) 20kg，每次投料MDA500kg和 甲醇500kg，密闭后置换空气，然后充入4MPa氢气，开始逐步升温至160°C，调整氢气阀使 体系压力达6MPa，并开始计时，反应过程中需要保持体系温度较为恒定，在氢气瞬时流量接 近于零时冷却降温停止反应，总反应时间为4h。冷却后取样进行毛细管气相色谱分析，除 溶剂外，MDA含量为0.02%，N-CH3-MDA含量为0.02%，H6MDA含量为0. 40 %，H12MDA含量为 92. 37%，反-反异构体含量为23. 90%，N-CH3-H12MDA含量为0. 35%，其它副产6. 84% 以135h时间为基准(假设每批准备时间均为4h，包括升温时间、降温时间和过滤 时间等)，比较对比例1和实施例1的生产情况。在135h操作时间内，按照对比例1条件， 每次反应时间5h、准备时间4h，反应套用15批，反应液中H12MDA质量为7366kg，反-反异 构体基本在23. 7%左右，其它副产(轻组分和重组分)含量为6. 5%左右；按照实施例1条 件，每次反应3. 5h、准备时间4h，反应套用18批，反应液中H12MDA质量为8371kg，反-反异 构体在20. 3%左右，其它副产(轻组分和重组分)含量为3. 58%左右。由此可见，采用控 制反应程度的方法，除降低反_反异构体含量和降低副产含量之外，可明显提高产能。实施例3在体积为2m3的高压釜中，加入钌炭催化剂(5wt% ) 20kg,每次投料MDA500kg和 甲醇500kg，密闭后用IMPa氮气和氢气先后置换3次，然后充入4MPa氢气，开始逐步升温 至150°C，调整氢气阀使体系压力达7MPa，并开始计时，反应过程中需要保持体系温度较为恒定，当氢气累积流量达到为原料完全加氢所需氢气的理论流量的88%时马上冷却降温 停止反应，总反应时间为3h。冷却后取样进行毛细管气相色谱分析，除溶剂外，MDA含量为 3. 10%,N-CH3-MDA 含量为 0. 28%,H6MDA 含量为 16. 25%，H12MDA 含量为 77. 08%，反-反异 构体含量为18. 50 %，N-CH3-H12MDA含量为0. 09 %，其它副产3. 20 %。实施例4在体积为2m3的高压釜中，加入钌炭催化剂(5wt % ) 20kg,每次投料MDA500kg和 甲醇500kg，密闭后置换空气，然后充入4MPa氢气，开始逐步升温至160°C，调整氢气阀使 体系压力达6MPa，并开始计时，反应过程中需要保持体系温度较为恒定，当氢气累积流量 达到为原料完全加氢所需氢气的理论流量的97%时马上冷却降温停止反应，总反应时间为 3. 3h。冷却后取样进行毛细管气相色谱分析，除溶剂外，MDA含量为0. 15%, N-CH3-MDA含 量为0. 10%，H6MDA含量为3. 98%，H12MDA含量为90. 54%，反-反异构体含量为22. 15%, N-CH3-H12MDA 含量为 0.27%，其它副产 4. 96 %。 实施例5如图1所示，将实施例4的反应后产物，引入第一精馏塔1，该第一精馏塔采用波纹 规整填料，塔板数为5，底部温度为170°C，顶部温度为60°C且塔顶压力为950mbar。塔顶采 出溶剂，实现溶剂重复使用；塔底获得粗产品H12MDA进入第二精馏塔2。反应液投料速度为2t/h，塔顶采出溶剂速度约为lt/h，粗产品采出速率约为 lt/h ；分析塔顶回收的溶剂，其中轻组分和H12MDA含量约为溶剂质量的0. 05%，可认为较好 的实现溶剂的脱除。将第一精馏塔1塔底获得的粗产品，引入第二精馏塔2，第二精馏塔2采用片状金 属填料，塔板数为30，底部温度为170°C，顶部温度为140°C且塔顶压力为6mbar。塔顶采出 轻组分脱氨产物，其它组分经塔底进入第一精馏塔3。反应液投料速度为lt/h，塔顶馏分采 出速度约为0. 02t/h，塔底液采出速率约为0. 98t/h;分析塔顶采出馏分，其中轻组分约为 总质量的99. 10%, H12MDA含量为0. 90% ；分析塔底组分，MDA含量为0. 15%，N-CH3-MDA含 量为0. 10%, H6MDA含量为4. 01%, H12MDA含量为91. 20%，反-反异构体含量为22. 10%, N-CH3-H12MDA 含量为 0.27%，其它副产 4. 27 %。将第二精馏塔2塔底液，弓丨入第三精馏塔3，第三精馏塔3采用片状金属填料，塔板 数为40，底部温度为220°C，侧线采出温度为205°C，顶部温度为180°C且塔顶压力为7mbar。 塔顶采出H12MDA,侧线采出H6MDA和MDA，塔底采出重组分。反应液投料速度为0. 98t/h， 塔顶馏分采出速度约为0. 89t/h，侧线采出速率约为0. 04t/h，塔底采出速率约0. 05t/h ； 分析塔顶馏分，其中轻组分含量约为0. 12%, H12MDA含量为99. 66%，反-反异构体含量为 22. 25%, N-CH3-H12MDA含量为0. 20%，其它含量为0. 02% ；分析侧线采出馏分，H12MDA含 量约为6. 1 %，反-反异构体含量为22. 04%, H6MDA含量为76. 40 %，MDA含量为9. 30 %， N-甲基化合物含量约8. 2%;分析塔底组分，其中H6MDA含量为2. 40%，MDA含量为5. 47%， N-CH3-MDA含量为1. 50%，重组分含量为90. 63%。在第三精馏塔3的塔顶，获得满足要求的H12MDA产品。将第三精馏塔3的侧线采 出馏分储存、累积，待其数量满足加氢反应器一次投料量时，将其返回高压釜重新加氢，实 现未加氢物料的转化。
权利要求
1.一种生产低的反-反异构体含量的4，4’_二氨基二环己基甲烷的方法，其特征在于， 所述方法包括a)原料MDA在50 230°C的反应温度、1 30MPa的氢气压力下及催化剂的作用下，在 有机溶液中反应生成H12MDA,当反应液中除溶剂外，MDA含量为0 5wt%之间、H6MDA含量 在1 20衬％之间时停止反应；b)将a)步反应液通过精馏塔精制得到纯H12MDA,未反应MDA及H6MDA返回a)步加氢 反应体系。
2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，MDA含量在0 4%之间，H6MDA含量在2 10%之间时停止反应。
3.如权利要求1或2所述的方法，其特征在于.当反应液中除溶剂外，MDA含量为0 5wt%之间、H6MDA含量在1 20wt%之间时停止反应的操作是通过以下方式实现的当氢 气累积流量达到为原料完全加氢所需氢气的理论用量的85. 0 99. 5%时冷却降温停止反 应。
4.如权利要求3所述的方法，其特征在于，所述操作是以下方式实现的当氢气累积流 量达到为原料完全加氢所需氢气的理论用量的88. 0 99. 0%时，优选92. 0 98. 0%时冷却降温停止反应。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述步骤a)中催化剂为铑或钌负载型催 化剂，铑或钌占载体的重量百分比为0. 5 8%。
6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，所述的铑负载型催化剂的用量为MDA用量 的0. 1 10wt% ；所述的钌负载型催化剂的用量为MDA用量的0. 1 20wt%。
7.根据权利要求1至6任一项所述的方法，其特征在于，所述步骤b)包括以下步骤bl)将本发明a)步骤中获得的H12MDA反应液送入第一精馏塔，获得粗H12MDA,将溶剂回收重复使用；b2)将粗H12MDA送入第二精馏塔，塔顶获得轻组分脱氨产物，塔底采出塔底液；b3)将第二精馏塔塔底液送入第三精馏塔，塔顶获得H12MDA,侧线采出产品H6MDA和 MDA，塔底采出重组分。
8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于所述步骤bl)中第一精馏塔的塔底温 度为100 240°C，塔顶温度为溶剂在标准状态下的沸点温度加减0 30°C，塔内压力为 200 lOOOOmbar，精馏塔理论塔板数为1 60块；所述步骤1^2)中第二精馏塔塔底温度 为130 300°C，塔顶温度为120 200°C，塔内压力为0. 1 30mbar，精馏塔理论塔板数 为2 60块；所述步骤中第三精馏塔塔底温度为200 270°C，侧线采出温度为190 240°C，塔顶温度为140 210°C，塔内压力为0. 1 30mbar，精馏塔理论塔板数为2 60 块。
9.如权利要求7或8所述的方法，其特征在于，第一、第二、第三精馏塔均填充有片状金 属填料或网筛填料。
10.如权利要求7所述的方法，其特征在于，所述步骤b3)从侧线采出的H6MDA和MDA 物料累积后重新进入反应系统。
全文摘要
本发明公开了一种生产低的反-反异构体含量的二氨基二环己基甲烷(H12MDA)的方法，所述方法包括a)控制反应程度，保持在反应液中除溶剂外，MDA含量为0～5wt％之间、H6MDA含量在1～20wt％之间时停止反应；b)将步骤a)中得到的反应液经过脱溶剂、脱轻组分等步骤，获得满足要求的H12MDA产品，未反应物料累积后重新进入反应系统。本发明方法降低了产品反-反异构体含量、提高了反应的收率、降低了生产成本，本发明并提供未反应物料的后处理方案。
文档编号C07C209/72GK102093227SQ20111000697
公开日2011年6月15日 申请日期2011年1月7日 优先权日2011年1月7日
发明者倪自林, 刘志远, 华卫琦, 王旭东, 胡爽, 赵占雨, 陈忠英, 陈浩, 齐旺顺 申请人:宁波万华聚氨酯有限公司, 烟台万华聚氨酯股份有限公司