1,4-二氨基-2,3-二氯蒽醌的连续生产工艺及装置的制作方法

1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的连续生产工艺及装置
技术领域
1.本发明属于化工领域，具体涉及一种1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的连续生产工艺及装置。


背景技术：

2.1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌又名分散紫28，是一种重要的分散染料，其同时也是一种重要的染料中间体，可用于生产分散紫26、分散蓝60以及还原染料、溶剂染料等等。现有技术中已知以1,4
‑
二氨基蒽醌为原料，用硫酰氯作为氯化剂，在溶剂硝基苯或者二氯苯中进行氯化制得1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的方法。这种方法有以下缺点：采用的溶剂沸点比较高，其与水的共沸比例小，常规采用水蒸气蒸馏回收能耗比较大；硫酰氯的价格较高，在反应温度下容易生产二氧化硫；反应生产的氯化氢溶解在溶剂中，需用大量碱中和，后处理成本较高；硝基苯在水中有一定的溶解度，导致废水的处理成本较高。
3.为解决1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌工业生产中的问题，现有技术中已进行了多种尝试。例如引用文献1公开了一种合成1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的改进方法，该方法使用四氯化碳或者四氯乙烯为溶剂，用氯气对1,4
‑
二氨基蒽醌隐色体进行氯化，反应完后，降温结晶，采用水蒸气蒸馏回收溶剂。该方法虽然使用相对较低沸点的溶剂，并避免了使用硫酰氯带来的问题，但是其收率和纯度均较低。且其反应采用的是间歇工艺，各批次间纯度差异较大，难以进行稳定的生产。
4.引用文献2公开了一种以氯苯为溶剂，以硫酰氯为氯化试剂的方法。虽然该方法获得了较高的收率和纯度，但其仍然无法避免有关溶剂回收和使用硫酰氯所带来的问题。
5.引用文献：
6.引用文献1：cn102219704a
7.引用文献2：cn105693530a


技术实现要素：

8.发明要解决的问题
9.现有技术中已知的1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的制备方法仍然存在各种问题，且上述文献中采用的均为间歇式工艺，各批次间纯度差异较大，难以进行稳定的生产。此外，氯化反应所用的氯化试剂和产生的氯化氢具有很强的腐蚀性，所以对反应设备要求较高，而上述文献中均未公开反应所采用的设备。因此，开发1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的连续化生产工艺及相应的装置是亟待解决的问题。
10.用于解决问题的方案
11.针对现有技术中存在的问题，本发明提供一种工艺简单，生产效率高的1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的连续生产工艺。本发明还提供用于进行这种工艺的相应装置。具体地，本发明通过以下方案解决本发明的技术问题。
12.[1]一种1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的连续生产工艺，其特征在于包括以下步骤：
[0013]
(1)将1,4
‑
二氨基蒽醌与溶剂混合得到混合液；
[0014]
(2)向所述混合液中混入氯气形成原料液，使所述原料液进行氯化反应，得到产物混合物；
[0015]
(3)对所述产物混合物进行气液分离，对气液分离得到的气相进行水洗并收集产生的盐酸，使气液分离得到的液相与碱液混合得到中和液；对所述中和液进行精馏；对精馏产生的轻组分进行油水分离，油水分离得到的溶剂回用于步骤(1)，油水分离得到的水回用于所述碱液的配置；对精馏产生的重组分进行离心分离，得到成品1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌固体粉末，离心分离产生的废水经处理后得到氯化盐；
[0016]
所述步骤(1)、(2)和(3)依次连续地进行。
[0017]
[2]根据[1]所述的工艺，其特征在于：步骤(1)中所述溶剂为二氯甲烷或者二氯乙烷；所述1,4
‑
二氨基蒽醌与溶剂的质量比为1:(5～15)；所述混合液的配置温度为30～50℃。
[0018]
[3]根据[1]或[2]所述的工艺，其特征在于：步骤(2)中氯气的总用量与1,4
‑
二氨基蒽醌的摩尔比(2～3.5):1；所述氯化反应的温度为20～50℃。
[0019]
[4]根据[1]或[2]所述的工艺，其特征在于：步骤(2)中，氯气分多次混入反应体系中，并且反应开始时混入的氯气的量占氯气总用量的60％
‑
90％。
[0020]
[5]根据[1]或[2]所述的工艺，其特征在于：步骤(3)中，还包括收集对气液分离得到的气相进行水洗后未被吸收的气体，并将其回用于氯化反应。
[0021]
[6]根据[1]或[2]所述的工艺，其特征在于：步骤(3)中，所述气液分离得到的液相与碱液的质量比为1:(0.5～1)；所述中和液的ph为7～8；所述碱液为选自碳酸钠、碳酸氢钠、氢氧化钠的水溶液和氨水中的一种。
[0022]
[7]根据[1]或[2]所述的工艺，其特征在于：步骤(3)中，所述精馏在40～90℃的温度以及
‑
0.005～
‑
0.03mpa的真空压力下进行。
[0023]
[8]用于进行根据[1]至[7]中任一项所述的1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的连续生产工艺的装置，其特征在于，依次包括混合单元、氯化反应单元和后处理单元；所述混合单元包括混合容器；所述氯化反应单元包括连续式反应器和与其进料口相连的气液混合器；所述后处理单元包括气液分离设备、与所述气液分离设备的气相出口相连的水洗塔、依次与所述气液分离设备的液相出口相连的流体混合设备和精馏设备以及连接在所述精馏设备的上部的油水分离设备和连接在所述精馏设备的下部的离心分离设备。
[0024]
[9]根据[8]所述的装置，其特征在于，所述连续式反应器为环管式反应器，优选包括多个串联连接的环管式反应器，并且每个环管式反应器的进料口均连接有气液混合器，优选至少部分环管式反应器上配备有循环装置，优选所述环管式反应器的竖直管段内部配备有混合装置。
[0025]
[10]根据[8]或[9]所述的装置，其特征在于，所述气液混合器为文丘里混合器，所述流体混合设备为静态混合器。
[0026]
[11]根据[8]或[9]所述的装置，其特征在于，所述水洗塔的底部连接有盐酸罐，所述油水分离设备的油相和水相出口分别连接有溶剂接收罐和水接收罐，所述溶剂接收罐与所述混合单元的混合容器流体连通。
[0027]
[12]根据[8]或[9]所述的装置，其特征在于，所述连续式反应器、气液混合器、气
液分离器和水洗塔具有衬塑或者为ptfe材质。
[0028]
发明的效果
[0029]
本发明通过对工艺流程进行合理地设计，特别是对反应后处理工艺的合理设计，在实现连续化生产的同时能够尽可能地降低溶剂以及氯气的消耗，降低生产成本，此外能够最大程度地回收反应及后处理过程中产生的其他产物，提高经济效益。
[0030]
进一步地，本发明以沸点低、价格便宜、易于回收的二氯甲烷或者二氯乙烷为溶剂，通过环管式反应器连续进行氯化反应，并通过精馏来生产1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌，工艺过程简单，提高了反应速率以及原料利用率，也避免了因反应温度、进料量等参数波动导致的批次质量差异，反应易于控制。
[0031]
此外，本发明采用的环管式反应器，设备承受压力比较高，易于制造及检维修。
附图说明
[0032]
图1为本发明的生产工艺的一个实施方案的流程示意图。
[0033]
图2为环管式反应器的构造示意图。
[0034]
附图标记说明
[0035]1‑
打浆釜，p1
‑
第1泵，2a
‑
第1气液混合器，3a
‑
1级环管式反应器，p2
‑
第1循环泵，2b
‑
第2气液混合器，3b
‑
2级环管式反应器，p3
‑
第2循环泵，2c
‑
第3气液混合器，3c
‑
3级环管式反应器，p4
‑
第3循环泵，4
‑
气液分离器，5
‑
水洗塔，p5
‑
第5泵，6
‑
盐酸接收罐，7
‑
静态混合器，8
‑
精馏釜，9a
‑
第1冷却器，10
‑
油水分离器，12
‑
溶剂接收罐，p6
‑
第6泵，11
‑
水接收罐，9b
‑
第2冷却器，13离心机，14
‑
混合装置，15
‑
循环泵，16
‑
加热/冷却介质出口，17
‑
加热/冷却介质进口，18
‑
加热/冷却盘管。
具体实施方式
[0036]
<术语及定义>
[0037]
本说明书中，使用“数值a～数值b”表示的数值范围是指包含端点数值a、b的范围。
[0038]
本说明书中，使用“以上”或“以下”表示的数值范围是指包含本数的数值范围。
[0039]
本说明书中，使用“可以”表示的含义包括了进行某种处理以及不进行某种处理两方面的含义。
[0040]
本说明书中，使用“任选地”或“任选的”表示某些物质、组分、执行步骤、施加条件等因素使用或者不使用。
[0041]
本说明书中，所使用的单位名称均为国际标准单位名称，并且如果没有特别声明，所使用的“％”均表示重量或质量百分含量。
[0042]
本说明书中，所提及的“优选的实施方案”、“实施方案”等是指所描述的与该实施方案有关的特定要素(例如，特征、结构、性质和/或特性)包括在此处所述的至少一种实施方案中，并且可存在于其它实施方案中或者可不存在于其它实施方案中。另外，应理解，所述要素可以任何合适的方式组合在各种实施方案中。
[0043]
<工艺>
[0044]
本发明的目的之一是提供一种1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的连续生产工艺，其特征在于包括以下步骤：
[0045]
(1)将1,4
‑
二氨基蒽醌与溶剂混合得到混合液；
[0046]
(2)向所述混合液中混入氯气形成原料液，使所述原料液进行氯化反应，得到产物混合物；
[0047]
(3)对所述产物混合物进行气液分离，对气液分离得到的气相进行水洗并收集产生的盐酸，使气液分离得到的液相与碱液混合得到中和液；对所述中和液进行精馏；对精馏产生的轻组分进行油水分离，油水分离得到的溶剂回用于步骤(1)，油水分离得到的水回用于所述碱液的配置；对精馏产生的重组分进行离心分离，得到成品1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌固体粉末，离心分离产生的废水经处理后得到氯化盐；
[0048]
所述步骤(1)、(2)和(3)依次连续地进行。
[0049]
以下将详细描述本发明的连续生产工艺的各个步骤。
[0050]
步骤(1)
[0051]
在步骤(1)中，将1,4
‑
二氨基蒽醌与溶剂混合，使得1,4
‑
二氨基蒽醌分散溶解在溶剂中。在一个实施方案中，本发明中所用的溶剂为具有较低沸点、价格便宜且易于回收的二氯甲烷或者二氯乙烷。所述混合液中1,4
‑
二氨基蒽醌与溶剂的质量比为1:(5～15)，优选为1:(6～12)；所述混合液的配置温度为30～50℃。通过将溶剂用量以及混合液的配置温度控制为上述范围，有利于获得均匀的混合液。如果溶剂过多，溶剂后处理回收的能耗增大；如果温度过低，溶剂过少，则混合体系相对粘稠，另一方面后续氯化反应过程中氯气在溶剂中的溶解量降低。
[0052]
步骤(2)
[0053]
在步骤(2)中，1,4
‑
二氨基蒽醌与氯气进行氯化反应，生成产物1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌和氯化氢。
[0054]
在一个实施方案中，步骤(2)中氯气的总用量与1,4
‑
二氨基蒽醌的摩尔比为(1.5～3.5):1，优选为(2～3):1。
[0055]
在优选的实施方案中，为了避免氯气一次性与所述混合液混合易产生副产物的问题，步骤(2)中氯气可以分多次混入反应体系中，例如可以分两次、三次或四次混入。反应开始时混入的氯气的量占氯气总用量的60％～90％，优选70％～80％。
[0056]
步骤(2)中所述氯化反应的温度为20～50℃。在氯气分多次混入反应体系的实施方案中，在每次混入氯气后可以在上述范围内适当提高反应温度。例如氯化反应初始的反应温度可以控制为30～40℃，在混入一次氯气后，反应温度可以提高至35～40℃，在第二次混入氯气后反应温度可以提高至38～45℃。
[0057]
步骤(3)
[0058]
步骤(2)中生成的产物混合物包括产物、溶剂、氯化氢、未反应的氯气以及其他副产物和杂质。步骤(3)为产物混合物的后处理步骤，在从产物混合物中分离1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的同时回收氯化氢和溶剂。本发明通过步骤(3)的后处理，产物1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的纯度可达98％以上，优选99％以上。此外，步骤(3)在分离产物的同时，还可以回收氯化氢、溶剂、水和氯化盐，回收的溶剂可作为步骤(1)中的溶剂使用，回收的水可用于配置步骤(3)中使用的碱液。本发明通过步骤(3)，能够尽可能地降低生产成本，提高经济效益。
[0059]
在步骤(3)中，首先对产物混合物进行气液分离，使产物混合物分为气相和液相两
部分。然后对气液分离得到的包括氯化氢和氯气的气相进行水洗，并收集产生的盐酸。优选地，步骤(3)还包括收集对气液分离得到的气相进行水洗后未被吸收的气体，即氯气，并将其回用于步骤(2)的氯化反应，从而尽可能地提高氯气的利用率。例如回收的氯气可以作为步骤(2)中最后一次向反应体系中混入的氯气的部分或全部。气液分离可以在降低的压力下进行，以尽可能地使氯化氢和氯气进入气相中，降低后续中和时碱液的用量。
[0060]
对于经气液分离得到的包括产物和溶剂的液相，将其与碱液混合，以中和其中的酸性组分，例如溶解在溶剂中的氯化氢和氯气。所述分离得到的液相与碱液的质量比为1:(0.5～1)；调整碱液的用量以使得所得中和液的ph为7～8。本步骤中所用的碱液为选自碳酸钠、碳酸氢钠、氢氧化钠的水溶液和氨水中的一种。碱液可以为较低浓度的，例如碳酸钠水溶液的浓度为0.5～2％，优选为1％；碳酸氢钠水溶液的浓度为1～5％，优选3％；氢氧化钠水溶液的浓度为1～5％，优选3％；氨水的浓度为1～3％，优选2％。
[0061]
对中和得到的中和液进行精馏，精馏优选在40～90℃的温度下进行，具体合适的温度可根据所用溶剂进行选择。例如对于二氯甲烷，可在40～60℃，优选45～50℃的温度下进行精馏，对于二氯乙烷，可在70～90℃，优选80～85℃的温度下进行精馏。精馏优选在
‑
0.005～
‑
0.03mpa的真空压力下进行。
[0062]
精馏过程中，在溶剂和水蒸发的同时，产物从液相中沉淀出来，通过精馏将中和液分离为包括溶剂和水的轻组分以及包括产物、中和生成的氯化盐和水的重组分。对于轻组分，通过油水分离将其中的溶剂与水分开，油水分离得到的溶剂回用于步骤(1)，油水分离得到的水回用于所述碱液的配置。对于重组分，通过离心分离得到成品1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌固体粉末，离心分离产生的废水经脱色和浓缩处理后得到氯化盐。
[0063]
本发明的1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的生产工艺为连续化生产工艺，各个步骤以及各个步骤之间均连续地进行。
[0064]
<装置>
[0065]
本发明的另一目的是提供用于进行根据本发明的1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的连续生产工艺的装置，依次包括混合单元、氯化反应单元和后处理单元；所述混合单元包括混合容器，例如打浆釜；所述氯化反应单元包括连续式反应器和与其进料口相连的气液混合器；所述后处理单元包括气液分离设备、与所述气液分离设备的气相出口相连的水洗塔、依次与所述气液分离设备的液相出口相连的流体混合设备和精馏设备以及连接在所述精馏设备的上部的油水分离设备和连接在所述精馏设备的下部的离心分离设备。
[0066]
混合单元的混合容器上设置有分别用于1,4
‑
二氨基蒽醌和溶剂的进料口，以及搅拌装置。所述混合容器的上游还任选地设置有用于1,4
‑
二氨基蒽醌进料和溶剂进料的进料装置。本发明对于混合容器的类型和具体构造没有特别限制，其可以为本领域任何已知的适用于固体物料与液体物料混合的设备，例如打浆釜。
[0067]
在一个优选的实施方案中，氯化反应单元用于进行氯化反应的所述连续式反应器为环管式反应器，更优选氯化反应单元包括多个串联连接的环管式反应器，并且各个环管式反应器的进料口均连接有气液混合器，各个气液混合器与上游的环管式反应器的出料口相连。
[0068]
优选地，至少一个环管式反应器上配备有循环装置，用于将反应器中的部分反应物料循环至反应器的上游位置，所述反应器的上游位置可以是该反应器的上游位置也可以
是位于该反应器上游的其他反应器。所述循环装置包括循环泵和循环管路，通过循环泵保持体系一直处于循环、湍流状态，通过循环，在反应器局部形成真空状态，从而进一步促进氯气在体系的溶解，加快反应的进行，同时提高原料的转化率。
[0069]
优选地，所述环管式反应器为立式环管式反应器，其竖直管段内部具有用于物料混合的混合装置，该混合装置的结构可以为类似于sv静态混合器、sx静态混合器的内部结构，以对反应物料进行多次剪切分散、混合，从而增强反应体系的传质和传热。优选地，环管式反应器内还设置有加热或者冷却盘管，用于控制氯化反应的温度。
[0070]
在该实施方案中，氯化反应采用环管式反应器，与常规釜式常压反应器相比，结构简单、传热效率高、流场分布均匀，同时承受压力比较高。此外，氯气不易溢出，始终溶解在体系中，从而可降低生产中氯气的使用量。
[0071]
优选地，所述气液混合器为文丘里混合器，使用文丘里混合器能够促进氯气在混合液中的分散溶解以及与反应物的接触。所述流体混合设备为静态混合器。静态混合器内部的混合单元能够使流体时而左旋，时而右旋，不断改变流动方向，不仅将中心液流推向周边，而且将周边流体推向中心，从而造成良好的径向混合效果。与此同时，流体自身的旋转作用在相邻组件连接处的接口上亦会发生，这种完善的径向环流混合作用，使物料获得混合均匀的目的。
[0072]
在一个实施方案中，所述水洗塔的底部连接有盐酸接收罐，并且所述水洗塔上还设置有循环管路，用于将从水洗塔底部离开的盐酸的至少一部分返回水洗塔上部，以提高进入盐酸接收罐的盐酸浓度，降低水的用量。
[0073]
本发明对于精馏设备的具体构造没有特别限制，其可以为本领域任何已知的适用于分离溶剂与固体溶质的精馏设备，例如精馏釜。在一个实施方案中，所述精馏设备与所述油水分离设备和所述离心分离设备之间分别设置有冷却器，用于对从精馏设备离开的物料进行冷却。所述离心分离设备可以是本领域已知的任何离心机，所述油水分离设备可以为沉降式油水分离器、离心式油水分离器等。
[0074]
所述油水分离设备的油相和水相出口分别连接有溶剂接收罐和水接收罐，所述溶剂接收罐与所述混合单元的打浆釜流体连通。
[0075]
本发明的装置中，连续式反应器、气液混合器、气液分离器和水洗塔具有衬塑或者为ptfe材质。
[0076]
本发明的装置中所涉及的各种管路上均任选地设置有泵，以提高物料的输送效率。
[0077]
以下结合附图详细说明本发明的连续化生产工艺以及相应装置的一个实施方案。
[0078]
如图1所示，将1,4
‑
二氨基蒽醌与溶剂分别进料至打浆釜1进行打浆。得到的混合液经第1泵p1进入第1气液混合器2a，并在第1气液混合器2a中与氯气混合，得到的第1原料液进入1级环管式反应器3a中进行氯化反应，1级环管式反应器中的第1反应液部分通过第1循环泵p2循环至上游位置，部分进入第2气液混合器2b中与氯气进行混合，得到的第2原料液进入2级环管式反应器3b中继续进行氯化反应，2级环管式反应器中的第2反应液部分通过第2循环泵p3循环至上游位置，部分进入第3气液混合器2c中与氯气进行混合，得到的第3原料液进入3级环管式反应器3c中继续进行氯化反应，3级环管式反应器中的第3反应液部分通过第3循环泵p4循环至上游位置，部分进入气液分离器4中进行气液分离，气液分离得
到的气相从气液分离器4的上部进入水洗塔5，水洗塔5底部得到的盐酸的至少一部分经第5泵p5返回水洗塔5的上部，另一部分进入盐酸接收罐6，气液分离得到的液相进入静态混合器7中与碱液混合，得到的中和液进入精馏釜8，精馏釜8产生的轻组分经第1冷却器9a冷却后进入油水分离器10，油水分离得到的溶剂进入溶剂接收罐12，并通过第6泵p6返回打浆釜1，油水分离得到的水进入水接收罐11；精馏釜8产生的重组分经第2冷却器9b冷却后进入离心机13进行离心分离，得到成品1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌固体粉末，离心分离产生的废水经脱色和浓缩处理后得到氯化盐(图中未示出)。
[0079]
图2为环管式反应器的构造示意图。如图2所示，在环管式反应器的竖直管段内部设置有混合装置14，环管式反应器的内部还设置有加热/冷却盘管18，加热/冷却盘管18的两端分别设置有加热/冷却介质进口17和加热/冷却介质出口16，环管式反应器上还设置有用于物料循环的循环泵15。
[0080]
实施例
[0081]
下面结合具体实施例，进一步阐述本发明。应理解，这些实施例仅用于说明本发明而不用于限制本发明的范围。下列实施例中未注明具体条件的操作方法，通常按照常规条件，或按照制造厂商所建议的条件。
[0082]
实施例1
[0083]
(1)将1,4
‑
二氨基蒽醌与溶剂二氯乙烷按质量比1:10连续进料至打浆釜内打浆成打浆液，控制打浆温度30～40℃。
[0084]
(2)打浆液经打料泵进料至第1气液混合器，与通入第1气液混合器内的氯气混合得到第1原料液，通入第1气液混合器内的氯气与1,4
‑
二氨基蒽醌的摩尔比为1.9:1。
[0085]
第1原料液进入1级环管式反应器进行氯化反应，控制氯化反应温度为35～40℃，1级环管式反应器内的第1反应液部分通过泵循环至反应器的上游位置，另一部分被送至第2气液混合器，与通入第2气液混合器内的氯气混合得到第2原料液，通入第2气液混合器内的氯气与1,4
‑
二氨基蒽醌摩尔比为0.5:1，第2原料液进料至2级环管式反应器继续进行氯化反应，氯化反应温度为35～40℃；2级环管式反应器内的第2反应液部分通过泵循环至反应器的上游位置，另一部分被输送至第3气液混合器，与通入第3气液混合器的氯气混合后进料至3级环管式反应器继续进行氯化反应，通入第3气液混合器的氯气与1,4
‑
二氨基蒽醌的摩尔比为0.2:1，氯化反应温度为40～45℃，3级环管式反应器内的第3反应液部分循环至反应器上游位置，部分作为产物混合物出料至气液分离器。
[0086]
(3)产物混合物在气液分离器内经气液分离，气相由气液分离器顶部离开进入水洗塔，水洗产生的盐酸进入盐酸接收罐；液相1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌溶液由气液分离器底部离开进入静态混合器，并在静态混合器内与2％氨水溶液按质量比1:0.6混合，控制混合液ph为7～7.5，然后将混合液进料至精馏釜进行精馏，精馏温度为80～85℃，压力为
‑
0.005～
‑
0.01mpa，精馏产生的轻组分通过冷却器冷却后进入油水分离器，油水分离器连续分层，上层少量水进入至水接收罐，回用于氨水溶液的配置，下层二氯乙烷进入溶剂接收罐，并泵回打浆釜用于1,4
‑
二氨基蒽醌的打浆；精馏釜内的重组分1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌悬浊液则经冷却后进入离心装置，离心分离得到成品1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌粉末。产品纯度经hplc检测为99.2％，离心产生的废水则收集经脱色、浓缩制备氯化铵。
[0087]
实施例2
[0088]
(1)将1,4
‑
二氨基蒽醌与溶剂二氯乙烷按质量比1:8连续进料至打浆釜内打浆成打浆液，控制打浆温度40～50℃。
[0089]
(2)打浆液经打料泵进料至第1气液混合器，与通入第1气液混合器内的氯气混合得到第1原料液，通入第1气液混合器内的氯气与1,4
‑
二氨基蒽醌的摩尔比为1.8:1。
[0090]
第1原料液进入1级环管式反应器进行氯化反应，控制氯化反应温度为30～35℃，1级环管式反应器内的第1反应液部分通过泵循环至反应器的上游位置，另一部分被送至第2气液混合器，与通入第2气液混合器内的氯气混合得到第2原料液，通入第2气液混合器内的氯气与1,4
‑
二氨基蒽醌摩尔比为0.5:1，第2原料液进料至2级环管式反应器继续进行氯化反应，氯化反应温度为35～38℃；2级环管式反应器内的第2反应液部分通过泵循环至反应器的上游位置，另一部分被泵至第3气液混合器，与通入第3气液混合器的氯气混合后进料至3级环管式反应器继续进行氯化反应，通入第3气液混合器的氯气与1,4
‑
二氨基蒽醌的摩尔比为0.1:1，氯化反应温度为38～40℃，3级环管式反应器内的第3反应液部分循环至反应器上游位置，部分作为产物混合物出料至气液分离器。
[0091]
(3)作为产物混合物在气液分离器内经气液分离，气相由气液分离器顶部离开进入水洗塔，水洗产生的盐酸进入盐酸接收罐；液相1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌溶液由气液分离器底部离开进入静态混合器，并在静态混合器内与1％纯碱溶液按质量比1:0.5混合，控制混合液ph为7～7.5，然后将混合液进料至精馏釜进行精馏，精馏温度为45～50℃，压力为
‑
0.005～
‑
0.01mpa，精馏产生的轻组分通过冷却器冷却后进入油水分离器，油水分离器连续分层，上层少量水进入至水接收罐，回用于氨水溶液的配置，下层二氯甲烷进入溶剂接收罐，并泵回打浆釜用于1,4
‑
二氨基蒽醌的打浆；精馏釜内的重组分1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌悬浊液则经冷却后进入离心装置，离心分离得到成品1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌粉末。产品纯度经hplc检测为99.1％，离心产生的废水则收集经脱色、浓缩制备氯化钠。
[0092]
此外应理解，在阅读了本发明的上述描述内容之后，本领域技术人员可以对本发明作各种改动或修改，这些等价形式同样落于本技术所附权利要求书所限定的范围。
[0093]
产业上的可利用性
[0094]
本发明的1,4
‑
二氨基
‑
2,3
‑
二氯蒽醌的连续生产工艺及装置可以广泛用于分散紫28、分散紫26和分散蓝60等染料的工业化生产。