一种低压连续膜回收制氨基乙醛缩二甲醇装置及工艺的制作方法

本发明专利涉及医药中间体合成，具体涉及一种低压连续膜回收制氨基乙醛缩二甲醇装置及工艺。

背景技术：

1、氨基乙醛缩二甲醇是合成抗艾滋病药物度鲁特韦、驱虫药吡喹酮的核心医药中间体，广泛用于脯氨酸类似物、氨基磷酸酯等各类高活性医药化合物制备，下游医药产业持续扩容带动其市场需求量逐年稳步上涨。现有公开的工业化制备方案均采用间歇釜式生产，普遍存在反应条件苛刻、脱氨分离能耗高、产品纯度与收率波动大、规模化生产安全风险突出等问题。

2、其中，现有专利cn111875510b公开了一锅间歇合成路线，以醋酸乙烯酯为起始原料，经氯化、甲醇缩合制备氯乙醛缩二甲醇粗品后，转入高压釜通入液氨，在2.0～3.0mpa高压环境下完成氨解反应，最后经减压精馏得到目标产物。该工艺存在多方面固有短板：其一，氨解工段采用2.0~3.0mpa高压间歇釜式反应，设备耐压、防爆配套投入成本高，高压工况安全管控难度大；高压氨解放热集中，无分段温控与梯度缓冲结构，规模化放大极易出现氨气超压、泄漏等重大安全隐患，工艺本质安全水平不足。其二，工艺采用醋酸乙烯酯：液氨=1:14的高配比一次性投加纯液氨，氨原料消耗量大；且仅依靠简单减压蒸馏回收甲醇、氨气，回收分离精度低，氨、水与有机中间体无法高效分相，回收氨水杂质含量高、循环复用效果差，生产过程需持续补充新鲜液氨，原料与综合能耗成本居高不下。其三，整套工艺完全依托间歇釜分批操作，每批次反应时长、体系氨浓度难以统一把控，易生成仲胺、叔胺等多取代副产物，不同批次产品纯度、收率差异明显。

3、现有专利cn121226172a中虽然公开了取消高压反应条件，在常压间歇釜内完成氨化反应，但脱氨工序依旧采用85～95℃高温蒸发工艺，因此存在以下缺陷：其一，高温整体汽化脱氨蒸汽能耗高，高温环境会破坏氨基乙醛缩二甲醇盐酸盐结构，引发产物水解、氧化分解，直接降低产品收率；其二，高温气相夹带有机杂质，氨水多次循环后杂质持续累积，长期运行难以稳定维持高纯产品标准，且氨气回收利用率仅80%左右，原料消耗大、蒸汽能耗高；其三，高温碱性氨水强腐蚀蒸发设备，装置占地面积大，设备检修、备件更换等运维成本居高不下。

4、综上所述，cn111875510b存在高压反应安全隐患突出、氨回收分离精度差、原料能耗成本高、批次产品指标不稳定的问题；cn121226172a虽规避高压工况，但仍采用间歇反应与高温蒸发脱氨，存在产物易受热分解、氨回收效率低、物料损耗大、运维成本高等缺陷。针对现有技术存在的多重不足，本发明提供一种低压连续膜回收制氨基乙醛缩二甲醇装置及工艺。

技术实现思路

1、有鉴于此，本发明的目的在于提供一种低压连续膜回收制氨基乙醛缩二甲醇装置及工艺，本发明采用低压连续反应替代传统高压间歇釜，结合闪蒸预脱氨与聚醚酰亚胺渗透汽化膜低温分离技术回收氨气循环回用，配套低温中和抑制产物水解氧化，解决现有工艺高压安全隐患、脱氨能耗高、氨回收率低、产品指标波动大的问题，实现高氨回收率、高产品纯度与摩尔收率，适配医药中间体规模化连续生产。

2、本发明的技术方案一方面公开了一种低压连续膜回收制氨基乙醛缩二甲醇装置，其包括氨水输送管线、氯乙醛缩二甲醇储罐、静态混合器、连续反应单元、闪蒸塔、膜过滤单元、液碱储罐、中和釜和粗蒸精馏单元；

3、所述氨水输送管线和所述氯乙醛缩二甲醇储罐的出液口均与所述静态混合器的进液口连通；所述静态混合器的出液口与所述连续反应单元的进液口连通，所述连续反应单元的出液口与所述闪蒸塔的进液口连通，所述闪蒸塔的出液口与所述膜过滤单元的进液口连通，所述膜过滤单元的母液出口和所述液碱储罐的出液口分别与所述中和釜的进液口连通，所述中和釜的出液口与所述粗蒸精馏单元的粗蒸釜的进液口连通。

4、进一步的，所述连续反应单元包括至少两级依次串联的连续反应塔，所述闪蒸塔的出气口与闪蒸冷凝器的进气口连通，所述闪蒸冷凝器的出液口与吸收缓冲罐的进液口连通。

5、进一步的，所述膜过滤单元包括至少两级依次串联的渗透汽化膜组件，每级所述渗透汽化膜组件的出气口与相应的过滤冷凝器的进气口连通，每个所述过滤冷凝器的出液口与吸收缓冲罐的进液口连通；其中，渗透汽化膜选用聚醚酰亚胺膜。

6、进一步的，液氨储罐的出液口与所述吸收缓冲罐的进液口连通；所述吸收缓冲罐的出液口与所述氨水输送管线的进液端连通。

7、进一步的，所述粗蒸精馏单元包括粗蒸釜、粗蒸冷凝器、粗品储罐、精馏釜、精馏冷凝器、前馏分接收罐和产品接收罐；所述粗蒸釜的出气口与所述粗蒸冷凝器的进气口连通，所述粗蒸冷凝器的出液口与所述粗品储罐的进液口连通，所述粗品储罐的出液口与所述精馏釜的进液口连通，所述精馏釜的出气口与所述精馏冷凝器的进气口连通，所述精馏冷凝器的出液口分别与所述前馏分接收罐和所述产品接收罐的进液口连通；所述前馏分接收罐的出液口与所述粗蒸釜的进液口连通；所述粗蒸冷凝器和所述精馏冷凝器的出气口分别与罗茨真空机组的进气口连通。

8、本发明的技术方案另一方面公开了制备氨基乙醛缩二甲醇的方法，其包括以下步骤：

9、（1）连续低压胺化反应：将氯乙醛缩二甲醇与氨水连续泵入静态混合器中充分混合，其中所述氯乙醛缩二甲醇的流量为50~100l/h，所述氯乙醛缩二甲醇与所述氨水的摩尔比为1:20-40；之后连续进入连续反应单元中进行胺化反应，所述连续反应单元中的反应温度为80~130℃，压力为0.6±0.25mpa，反应塔停留时间为5-8h，得到混合料液；

10、（2）闪蒸分离：将步骤（1）中的所述混合料液输送至闪蒸塔中进行闪蒸，操作压力为0.0-0.1mpa，得到混合液和闪蒸汽；

11、（3）多级膜分离：将步骤（2）中的所述混合液输送至膜过滤单元，通过至少两级依次串联的渗透汽化膜组件进行分离，分离温度为40~50℃，膜两侧压差- 0.08~-0.09mpa，进料侧物料处理膜通量为1000～1500l/(m2·h)，得到母液和混合气；

12、（4）低温中和：将步骤（3）中的所述母液转入至中和釜，然后滴加质量浓度为30%~50%的液碱，调节所述母液的ph至11-13.5，反应温度≤30℃；

13、（5）粗蒸精馏：将步骤（4）中和后的所述母液依次经过粗蒸和精馏，得到氨基乙醛缩二甲醇产品。

14、进一步的，步骤（1）中，所述氨水的质量浓度为10%~20%。

15、进一步的，步骤（2）和步骤（3）中的所述闪蒸汽和所述混合气分别经过闪蒸冷凝器和过滤冷凝器冷凝成稀氨水，回送至吸收缓冲罐中，向所述吸收缓冲罐加入液氨，混合形成所述氨水。

16、进一步的，步骤（5）中，粗蒸条件：蒸馏温度为65-85℃，蒸馏时间为5-6h，真空度-0.08~-0.09mpa。

17、进一步的，步骤（5）中，精馏过程：真空度为-0.08~-0.09mpa，当精馏温度达到75-80℃时，回流比设置为20:1，采出前馏分，回送至粗蒸釜中进行粗蒸；当温度达到80-90℃时，回流比设置为10:1，采出氨基乙醛缩二甲醇产品，当温度达到90-95℃时，停止采出，排釜残。

18、本发明相对于现有间歇高压氨解工艺以及常压高温蒸发脱氨工艺，具备如下有益效果：

19、1、工艺本质安全等级显著提升。本发明将胺化反应压力由传统工艺2.0-3.0mpa高压降至0.6±0.25mpa低压区间，摒弃高压间歇釜；采用两级连续反应塔或管式连续流反应器，体系在线危化品持液量远小于大容积间歇釜，换热充分无局部热点；闪蒸、膜分离、精馏工序均采用负压或低压操作，大幅降低氨气超压、泄漏风险。

20、2、采用闪蒸预脱氨耦合两级渗透汽化膜低温回收技术，能耗低、氨回收率高。通过闪蒸塔预先脱除部分游离氨，降低膜单元处理负荷；依托聚醚酰亚胺渗透汽化膜实现40-50℃低温定向分离氨-水小分子，无需对全部物料进行高温汽化，显著降低蒸汽消耗，相比传统高温蒸发脱氨工艺具备明显的节能优势；闪蒸汽与膜渗透侧混合气经冷凝后统一进入吸收缓冲罐配制循环氨水，氨综合回收率可达98%以上，减少新鲜液氨补充量，原料成本显著下降。

21、3、低温工艺条件有效抑制产物分解，产品质量稳定。膜分离全程维持低温，规避氨基乙醛缩二甲醇盐酸盐高温水解；中和工序严格控制温度≤30℃，抑制中和放热带来的缩醛水解、氨基氧化副反应；循环氨水由膜分离得到，有机杂质夹带少，杂质不易累积；连续化工艺物料配比、停留时间稳定，抑制仲胺、叔胺多取代副产物生成，成品纯度可达99.5%以上，连续多批次纯度波动小，满足医药级中间体质量要求。

22、4、产品综合收率得到提升。本发明通过静态混合器预混、连续反应器稳定传质、膜单元减少产物热损耗、低温中和减少副反应，结合粗蒸-分段精馏优化回流比，减少物料夹带损失，产品摩尔收率稳定达到86%以上；管式连续流反应器作为等效替换方案时，传质效果进一步优化，收率可进一步提升。

23、5、装置适配规模化连续生产，运维成本更低。整套流程实现连续进料-反应-脱氨-中和-精馏全流程联动，设备利用率远高于间歇釜工艺；膜组件可模块化并联扩容，便于放大至千吨级工业化生产；膜分离单元整体结构紧凑，相比传统蒸发脱氨设备可显著减少设备占地面积；结合差异化防腐材质选型，设备腐蚀损耗小，配套在线膜冲洗可实现长周期运行，检修维护成本低。

24、6、三废排放得到优化。氨气与水资源闭环循环回用，废气中氨含量大幅降低；中和产生含盐废水集中排出，无有机杂质在系统内部循环累积，减少后序三废处理压力。