專利名稱：一種乙酰甲胺磷連續(xù)化生產的制備方法
技術領域：
本發(fā)明涉及一種農藥品生產方法，具體地說是一種乙酰甲胺磷連續(xù)化生產的制備 方法。
背景技術：
由于國家已禁止使用高毒有機磷農藥，原來高毒農藥所占的市場必然需要由一些 高效低毒農藥所替代，而作為高效低毒的有機磷農藥——乙酰甲胺磷，是目前世界上各殺 蟲劑品種中產量最大的殺蟲劑。乙酰甲胺磷農藥在我國經過十多年的生產發(fā)展，技術水平 日益提高，成本逐漸下降，近幾年，其市場需求呈跳躍式上升，目前已表現(xiàn)出良好的市場前
旦
ο乙酰甲胺磷生產工藝主要有兩條一條是先?；筠D位，目前國內只有中試技術 報道，沒有實現(xiàn)產業(yè)化；另一條是先轉位后?；壳皣鴥葞缀跛械囊阴＜装妨咨a廠家 均采用此法，但生產技術水平差異較大。原因是乙酰甲胺磷生產路線復雜，需要經過轉位、 ?；?、水解、中和、萃取、脫溶、結晶、母液回收套用、廢水處理等諸多環(huán)節(jié)。由于每一個環(huán)節(jié) 都有工藝條件的優(yōu)化，并涉及到工程設備的優(yōu)化，都會導致很大的差異性，因此乙酰甲胺磷 生產技術水平具有很大的提升空間。分析國內廠家生產技術的差異性，并結合我公司多年 的生產實際經驗和研究實驗，得出結論，即其生產技術水平最關鍵之處體現(xiàn)在五個方面一 是?；夹g水平；二是中和萃取技術；三是脫溶結晶技術；四是母液回收套用技術；五是乙 酰甲胺磷全工序連續(xù)化生產。采用自控技術與全工序的連續(xù)化生產是今后乙酰甲胺磷生產 發(fā)展趨勢，目前還沒有乙酰甲胺磷連續(xù)化生產的報道。

發(fā)明內容
本發(fā)明的目的就是針對現(xiàn)有乙酰甲胺磷生產工藝的缺陷，提供一種乙酰甲胺磷連 續(xù)化生產的制備方法，通過連續(xù)化工藝生產，達到安全、環(huán)保生產，并最大限度降低廢水排 放，實現(xiàn)循環(huán)經濟生產。本發(fā)明的技術方案是這樣實現(xiàn)的它包括以下步驟(1)、酰化連續(xù)化生產先通過計量在反應泵的進口加入甲胺磷溶液600kg，啟動 反應泵，在反應泵的進口緩慢加入醋酐370kg ；加完醋酐后，在反應泵的進口緩慢滴加催化 劑Mkg，控制反應溫度在40 60°C，滴加完成后在60 70°C保溫2小時，底料配制完成后 開始連續(xù)投料生產，甲胺磷溶液投入量1200kg/h，醋酐740kg/h，催化劑30kg/h，反應溫度 控制在50°C 60°C，反應物料從中間罐溢流進入保溫罐，保溫罐溫度控制在60 70°C，最 后完成的物料酰化液從保溫罐溢流進入中轉罐，酰化液作為下一工序的原料；O)、水解連續(xù)化生產在反應泵的進口加入?；?000kg，啟動反應泵，在反應 泵的進口加入?；?、水或母液，控制?；杭尤肓?000kg/h，水1000L/h或母液2000L/h， 控制反應溫度在20°C 40°C，反應完的水解液從中間罐溢流進入中轉罐，水解液作為下一 工序的原料；
(3)、中和連續(xù)化生產在反應泵的進口加入水解液2000kg，啟動反應泵，在反應 泵的進口加入水解液、溶劑和氨氣，控制水解液加入量4000kg/h，溶劑1000L/h，控制PH值 在6 9，控制反應溫度在20°C 40°C，反應完的中和液從中間罐溢流進入中轉罐，中和液 作為下一工序的原料；(4)、萃取連續(xù)化生產控制中和液進料量4000L/h進入分層塔，從分層塔上部出 來的清液進入萃取塔下部，同時在萃取塔上部加入溶劑量2000L/h，從萃取塔頂部出來的物 料作為廢水處理工序原料，從萃取塔底部出來的物料和分層塔下部出來的物料混合后成為 萃取液作為下一工序的原料；(5)、脫溶連續(xù)化生產控制萃取液進料量5000L/h進入加熱器，控制加熱器溫度 60°C 80°C，從分離器出來的氣相進入冷凝器冷凝回收溶劑，液相進入結晶器進行結晶；(6)、母液處理連續(xù)化生產在萃取塔上部加入結晶離心后的母液，進料量2000L/ h，在萃取塔下部加入水1000L/h 2000L/h，從萃取塔頂部出來的水母液進入水解套用，從 萃取塔底部出來的油屋出來后回收溶劑。本發(fā)明較好的技術方案是所述的酰化連續(xù)化生產的工藝設備包括反應泵，反應 泵的出口與反應器的進口連接，反應器的出口與中間罐的進口連接，中間罐的溢流口通過 管道與保溫罐的進口連接，保溫罐的出口與中轉罐的進口連接；所述的水解連續(xù)化生產工 藝設備包括反應泵，反應泵的出口與反應器的進口連接，反應器的出口與中間罐的進口連 接，中間罐的溢流口通過管道與中轉罐的進口連接；所述的中和連續(xù)化生產工藝設備包括 反應泵，反應泵的出口與反應器的進口連接，反應器的出口與中間罐的進口連接，中間罐的 溢流口通過管道與中轉罐的進口連接；所述的萃取連續(xù)化生產工藝設備包括分層塔和萃取 塔，分層塔上部通過管道與萃取塔底部的進料口連接；所述的脫溶連續(xù)化生產工藝設備包 括加熱器，加熱器頂部的出料口與分離器的進料口連接，分離器的頂部出料口通過管道與 冷凝器的進料口連接，分離器的底部出料口通過管道與結晶器進料口連接。由于?；磻谇捌谑且粋€較快反應，在后期是一個較慢反應，因此在連續(xù)化反 應中，設計前期反應溫度和后期反應溫度，采用前低后高的順序，有利縮短反應時間及反應 收率的提高以及設備最小化，達到投資小、產能大的目的。再一個核心問題是底料對?；磻挠绊懀捎谶B續(xù)化生產是在有底料的情況下 進行的，初始反應濃度就會下降，勢必影響反應進程。通過大量實驗，我們找到了有效克服 底料對酰化反應影響的因素。通過控制底料量及其它物料進料量，使連續(xù)化?；章史€(wěn)定 在97%以上，提高反應收率2個百分點。通過反應觀察到連續(xù)?；磻^程平穩(wěn)，溫度很容 易控制，工業(yè)化可考慮用循環(huán)水冷卻，可節(jié)約大量的冷量，從而可大幅度減少冷凍站配套投 資。間歇式水解比較簡單，但連續(xù)化水解情況就發(fā)生變化了，首先是酰化液中含有部 分溶劑，當含有溶劑的?；号c水混合后，就會形成細小的油珠，就會發(fā)生一部分未參與反 應的醋酐被油珠包裹，達不到徹底水解的目的。從而引起下工序——中和反應生成乙酰胺 含量超標，影響產品質量。因此，圍繞連續(xù)化水解，必須控制底料量及一定的停留時間，從而 保證水解的徹底性。采用在水解液中通氨氣，通過控制PH = 6 9來實現(xiàn)連續(xù)化中和反應，這樣做的 好處是中和反應終點判斷容易，可以省掉配氨水工序，減少氨氣的損失，以及降低相關人工費用和相關設備投資。目前間歇式工藝萃取塔，生產能力小，而且萃取后的廢水含乙酰甲胺磷1.5 2.5%,通過采用中和液先分層，再萃取，然后將分層液與萃取液混合，形成特定濃度的萃取 液。在這個過程中，由于中和液中已含有大量溶劑，再通過加入一定量溶劑后分層，就能減 少大部分進萃取塔的中和液，減輕了萃取塔負荷，通過這一技術改進，就能提高萃取塔能力 兩倍，減少投資近百萬元。經過改進后，萃取后廢水含乙酰甲胺磷降低到0. 3 0. 8%，從而 可提高收率2個百分點。由于間歇生產采取薄膜蒸發(fā)器負壓脫溶方式，薄膜蒸發(fā)器設備不能大型化，而采 用常壓脫溶，通過設備大型化，可以實現(xiàn)連續(xù)化蒸餾，從而連續(xù)化結晶成為可能，另外通過 結晶條件優(yōu)化，可以生產97%原粉和98. 5%高含量原粉，滿足高端市場客戶需求。母液處理是一個難題一般處理方法是通過三次脫溶，三次結晶，收回部分乙酰甲 胺磷原粉，剩余的廢液就只好排放掉，缺點是通過三次脫溶，工藝復雜，損失較大，設備多， 不利于生產能力擴大。通過母液處理連續(xù)化生產，采用分相萃取去除雜質，從而簡化母液后 處理工藝，達到提高生產效率與收率，減少廢液排放的目的。總體來講，該發(fā)明解決了乙酰甲胺磷裝置的生產產量瓶頸，提高生產能力近 300%。使產量達到1萬噸/年。該生產工藝實現(xiàn)了用氨氣中和的先進工藝技術，廢水排放 量大大降低；該連續(xù)化生產工藝比較間歇生產工藝使97%乙酰甲胺磷原粉產量從6噸/天 提高到近M噸/天，該裝置生產穩(wěn)定，自動化程度高，操作人員勞動強度大幅降低，產品產 量大幅提高。


附圖1 為本發(fā)明?；B續(xù)化生產工藝流程示意圖附圖2 為本發(fā)明水解連續(xù)化生產工藝流程示意圖附圖3 為本發(fā)明中和連續(xù)化生產工藝流程示意圖附圖4 為本發(fā)明萃取連續(xù)化生產工藝流程示意圖附圖5 為本發(fā)明脫溶連續(xù)化生產工藝流程示意圖附圖6 為本發(fā)明母液處理連續(xù)化生產工藝流程示意圖
具體實施例方式下面結合實例與流程示意圖對本發(fā)明作進一步說明1、?；B續(xù)化生產1. 1 實施例一先通過計量在反應泵1. 1的進口加入甲胺磷溶液600kg，啟動反應泵1. 1，在反應 泵1. 1的進口緩慢加入醋酐370kg ；加完醋酐后，在反應泵的進口緩慢滴加催化劑Mkg，同 時打開冷卻器的循環(huán)水進出口閥門，控制反應器1. 2的溫度在60°C。滴加完成后在60 70°C保溫2小時，底料配制完成后開始連續(xù)投料生產，甲胺磷溶液投入量1200kg/h，醋酐 740kg/h，催化劑30kg/h，反應溫度控制在60°C，反應物料從中間罐1. 3溢流進入保溫罐 1. 4，保溫罐溫度控制在60 70°C，最后完成的物料?；簭谋毓?溢流進入中轉罐 1. 5，?；鹤鳛橄乱还ば虻脑?。反應收率97. 8%。
1.2 實施例二先通過計量在反應泵1. 1的進口加入甲胺磷溶液600kg，啟動反應泵1. 1，在反 應泵1. 1的進口緩慢加入醋酐370kg ；加完醋酐后，在反應泵1. 1的進口緩慢滴加催化劑 15kg,同時打開冷卻器的循環(huán)水進出口閥門，控制反應器1. 2溫度在50°C。滴加完成后在 50 60°C保溫2小時，底料配制完成后開始連續(xù)投料生產，甲胺磷溶液投入量1200kg/h， 醋酐740kg/h，催化劑30kg/h，反應溫度控制在50°C，反應物料從中間罐1. 3溢流進入保溫 罐1. 4，保溫罐溫度控制在50 60°C，最后完成的物料?；簭谋毓?. 4溢流進入中轉 罐1. 5，?；鹤鳛橄乱还ば虻脑?。反應收率97. 2%。1. 3實施例三先通過計量在反應泵1. 1的進口加入甲胺磷溶液600kg，啟動反應泵1. 1，在反 應泵1. 1的進口緩慢加入醋酐370kg ；加完醋酐后，在反應泵1. 1的進口緩慢滴加催化劑 Mkg，同時打開冷卻器的循環(huán)水進出口閥門，控制反應器1.2溫度在40°C。滴加完成后在 40 50°C保溫2小時，底料配制完成后開始連續(xù)投料生產，甲胺磷溶液投入量1200kg/h， 醋酐740kg/h，催化劑30kg/h，反應溫度控制在40°C，反應物料從中間罐1. 3溢流進入保溫 罐1. 4，保溫罐溫度控制在40 50°C，最后完成的物料?；簭谋毓?. 4溢流進入中轉 罐1. 5，酰化液作為下一工序的原料。反應收率96. 5%。2、水解連續(xù)化生產2. 1 實施例一在反應泵2. 1的進口加入酰化液2000kg，啟動反應泵2. 1，在反應泵2. 1的進口加 入?；汉退?或母液)，控制?；杭尤肓?000kg/h，水1000L/h (或母液2000L/h)，同時 打開冷卻器的循環(huán)水進出口閥門，控制反應器2. 2溫度在40°C。反應完成的物料水解液從 中間罐2. 3溢流進入中轉罐2. 4，水解液作為下一工序的原料。反應收率99. 0%。2. 2 實施例二在反應泵2. 1的進口加入酰化液2000kg，啟動反應泵2. 1，在反應泵2. 1的進口加 入?；汉退?或母液)，控制?；杭尤肓?000kg/h，水1000L/h (或母液2000L/h)，同時 打開冷卻器的循環(huán)水進出口閥門，控制反應器2. 2溫度在30°C。反應完成的物料水解液從 中間罐2. 3溢流進入中轉罐2. 4，水解液作為下一工序的原料。反應收率98. 6%。2. 3實施例三在反應泵2. 1的進口加入?；?000kg，啟動反應泵2. 1，在反應泵2. 1的進口加 入?；汉退?或母液)，控制酰化液加入量2000kg/h，水1000L/h (或母液2000L/h)，同時 打開冷卻器的鹽水進出口閥門，控制反應器2. 2溫度在20°C。反應完成的物料水解液從中 間罐2. 3溢流進入中轉罐2. 4，水解液作為下一工序的原料。反應收率99. 3%。3、中和連續(xù)化生產3. 1 實施例一在反應泵3. 1的進口加入水解液2000kg，啟動反應泵3. 1，在反應泵3. 1的進口加 入水解液、溶劑和氨氣，控制水解液加入量4000kg/h，溶劑1000L/h，加入氨氣控制PH值在 9，同時打開冷卻器的鹽水進出口閥門，控制反應器3. 2溫度在40°C。反應完成的物料中和 液從中間罐3. 3溢流進入中轉罐3. 4，中和液作為下一工序的原料。反應收率97. 0%。3. 2 實施例二
在反應泵3. 1的進口加入水解液2000kg，啟動反應泵3. 1，在反應泵3. 1的進口加 入水解液、溶劑和氨氣，控制水解液加入量4000kg/h，溶劑1000L/h，加入氨氣控制PH值在 6，同時打開冷卻器的鹽水進出口閥門，控制反應器3. 2溫度在30°C。反應完成的物料中和 液從中間罐3. 3溢流進入中轉罐3. 4，中和液作為下一工序的原料。反應收率97. 2%。3. 3實施例三在反應泵3. 1的進口加入水解液2000kg，啟動反應泵3. 1，在反應泵3. 1的進口加 入水解液、溶劑和氨氣，控制水解液加入量4000kg/h，溶劑1000L/h，加入氨氣控制PH值在 7,同時打開冷卻器的鹽水進出口閥門，控制反應器3. 2溫度在20°C。反應完成的物料中和 液從中間罐3. 3溢流進入中轉罐3. 4，中和液作為下一工序的原料。反應收率97. 5%。4、萃取連續(xù)化生產4. 1 實施例一控制中和液進料量4000L/h進入分層塔4. 1，從分層塔4. 1上部出來的清液進入萃 取塔4. 2下部，同時在萃取塔上部加入溶劑量2000L/h，從萃取塔4. 2頂部出來的物料作為 廢水處理工序原料，從萃取塔4. 2底部出來的物料和分層塔4. 1下部出來的物料混合后成 為萃取液作為下一工序的原料。反應收率99.0%。4. 2 實施例二控制中和液進料量3000L/h進入分層塔4. 1，從分層塔4. 1上部出來的清液進入萃 取塔4. 2下部，同時在萃取塔上部加入溶劑量1500L/h，從萃取塔4. 2頂部出來的物料作為 廢水處理工序原料，從萃取塔4. 2底部出來的物料和分層塔4. 1下部出來的物料混合后成 為萃取液作為下一工序的原料。反應收率99.2%。5、脫溶連續(xù)化生產5. 1 實施例一控制萃取液進料量5000L/h進入加熱器5. 1，控制加熱器溫度60°C，從分離器 5.2出來的氣相進入冷凝器5. 4冷凝回收溶劑，液相進入結晶器5. 3進行結晶。脫溶收率 99. 1%。5. 2 實施例二控制萃取液進料量5000L/h進入加熱器5. 1，控制加熱器溫度70°C，從分離器 5.2出來的氣相進入冷凝器5. 4冷凝回收溶劑，液相進入結晶器5. 3進行結晶。脫溶收率 98. 6%。5. 3實施例三控制萃取液進料量5000L/h進入加熱器5. 1，控制加熱器溫度80°C，從分離器 5.2出來的氣相進入冷凝器5. 4冷凝回收溶劑，液相進入結晶器5. 3進行結晶。脫溶收率 98. 3%。6、母液處理連續(xù)化生產6. 1 實施例一在萃取塔6上部加入結晶離心后的母液，進料量2000L/h，在萃取塔6下部加入水 2000L/h。從萃取塔6頂部出來的水母液進入水解套用，從萃取塔6底部出來的油污出來后 回收溶劑。母液處理收率100%。6. 2 實施例二
在萃取塔6上部加入結晶離心后的母液，進料量2000L/h，在萃取塔6下部加入水 1500L/h。從萃取塔6頂部出來的水母液進入水解套用，從萃取塔6底部出來的油污出來后 回收溶劑。母液處理收率100%。6. 3實施例三在萃取塔6上部加入結晶離心后的母液，進料量2000L/h，在萃取塔6下部加入水 1000L/ho從萃取塔6頂部出來的水母液進入水解套用，從萃取塔6底部出來的油污出來后 回收溶劑。母液處理收率100%。
權利要求
1.一種乙酰甲胺磷連續(xù)化生產的制備方法，它包括以下步驟(1)、?；B續(xù)化生產先通過計量在反應泵的進口加入甲胺磷溶液600kg，啟動反應 泵，在反應泵的進口緩慢加入醋酐370kg;加完醋酐后，在反應泵的進口緩慢滴加催化劑 15kg,控制反應溫度在40 60°C，滴加完成后在60 70°C保溫2小時，底料配制完成后開 始連續(xù)投料生產，甲胺磷溶液投入量1200kg/h，醋酐740kg/h，催化劑30kg/h，反應溫度控 制在50°C 60°C，反應物料從中間罐溢流進入保溫罐，保溫罐溫度控制在60 70°C，最后 完成的物料?；簭谋毓抟缌鬟M入中轉罐，?；鹤鳛橄乱还ば虻脑希籓)、水解連續(xù)化生產在反應泵的進口加入酰化液2000kg，啟動反應泵，在反應泵的 進口加入?；骸⑺蚰敢?，控制酰化液加入量2000kg/h，水1000L/h或母液2000L/h，控制 反應溫度在20°C 40°C，反應完的水解液從中間罐溢流進入中轉罐，水解液作為下一工序 的原料；(3)、中和連續(xù)化生產在反應泵的進口加入水解液2000kg，啟動反應泵，在反應泵的 進口加入水解液、溶劑和氨氣，控制水解液加入量4000kg/h，溶劑1000L/h，控制PH值在 6 9，控制反應溫度在20°C 40°C，反應完的中和液從中間罐溢流進入中轉罐，中和液作 為下一工序的原料；(4)、萃取連續(xù)化生產控制中和液進料量4000L/h進入分層塔，從分層塔上部出來的 清液進入萃取塔下部，同時在萃取塔上部加入溶劑量2000L/h，從萃取塔頂部出來的物料作 為廢水處理工序原料，從萃取塔底部出來的物料和分層塔下部出來的物料混合后成為萃取 液作為下一工序的原料；(5)、脫溶連續(xù)化生產控制萃取液進料量5000L/h進入加熱器，控制加熱器溫度 60°C 80°C，從分離器出來的氣相進入冷凝器冷凝回收溶劑，液相進入結晶器進行結晶；(6)、母液處理連續(xù)化生產在萃取塔上部加入結晶離心后的母液，進料量2000L/h，在 萃取塔下部加入水1000L/h 2000L/h，從萃取塔頂部出來的水母液進入水解套用，從萃取 塔底部出來的油屋出來后回收溶劑。
2.根據(jù)權利要求1所述的一種乙酰甲胺磷連續(xù)化生產的制備方法，其中所述的酰化連 續(xù)化生產的工藝設備包括反應泵，反應泵的出口與反應器的進口連接，反應器的出口與中 間罐的進口連接，中間罐的溢流口通過管道與保溫罐的進口連接，保溫罐的出口與中轉罐 的進口連接。
3.根據(jù)權利要求1所述的一種乙酰甲胺磷連續(xù)化生產的制備方法，其中所述的水解連 續(xù)化生產工藝設備包括反應泵，反應泵的出口與反應器的進口連接，反應器的出口與中間 罐的進口連接，中間罐的溢流口通過管道與中轉罐的進口連接。
4.根據(jù)權利要求1所述的一種乙酰甲胺磷連續(xù)化生產的制備方法，其中所述的中和連 續(xù)化生產工藝設備包括反應泵，反應泵的出口與反應器的進口連接，反應器的出口與中間 罐的進口連接，中間罐的溢流口通過管道與中轉罐的進口連接。
5.根據(jù)權利要求1所述的一種乙酰甲胺磷連續(xù)化生產的制備方法，其中所述的萃取 連續(xù)化生產工藝設備包括分層塔和萃取塔，分層塔上部通過管道與萃取塔底部的進料口連 接。
6.根據(jù)權利要求1所述的一種乙酰甲胺磷連續(xù)化生產的制備方法，其中所述的脫溶連 續(xù)化生產工藝設備包括加熱器，加熱器頂部的出料口與分離器的進料口連接，分離器的頂部出料口通過管道與冷凝器的進料口連接，分離器的底部出料口通過管道與結晶器進料口 連接。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種乙酰甲胺磷連續(xù)化生產的制備方法。它是在反應器中連續(xù)進行酰化、水解、中和、萃取、脫溶、結晶、母液回收工藝步驟，本發(fā)明解決了乙酰甲胺磷裝置的生產產量低的問題，提高生產能力近300％。使產量達到1萬噸/年。該生產工藝實現(xiàn)了用氨氣中和的先進工藝技術，廢水排放量大大降低；該連續(xù)化生產工藝比較間歇生產工藝使97％乙酰甲胺磷原粉產量從6噸/天提高到近24噸/天，該裝置生產穩(wěn)定，自動化程度高，操作人員勞動強度大幅降低，產品產量大幅提高。
文檔編號C07F9/24GK102060872SQ20101057515
公開日2011年5月18日 申請日期2010年12月2日 優(yōu)先權日2010年12月2日
發(fā)明者劉孝平, 吳軍, 周騁, 楊光富, 楊雄, 段然, 殷宏, 肖國華, 薛光才 申請人:沙隆達集團公司