N-乙烯基乙酰胺的制造方法和热解装置与流程

n-乙烯基乙酰胺的制造方法和热解装置
技术领域
1.本发明涉及n-乙烯基乙酰胺的制造方法和热解装置。


背景技术：

2.关于n-乙烯基羧酸酰胺的制造方法，迄今为止已提出了多种方法(例如参照专利文献1)。专利文献1所记载的制造方法，公开了使n-(2-烷氧基乙基)羧酸酰胺原料蒸发而热解的n-乙烯基羧酸酰胺的制造方法。这样通过热解来制造n-乙烯基羧酸酰胺的方法，会有以下情况发生：因为例如向大气的散热、在热解反应器(热解步骤)的吸热、机械故障导致压力变化、热源的供给停止等因素，而使原料气体(气化原料)在蒸发器、连接蒸发器与热解反应器的配管内、或者热解反应器内因再凝缩而液化，液化的原料流入高温的热解反应器。结果，有(i)液化原料流入热解反应器的软管内壁，(ii)液化原料在热解反应器的软管内壁再蒸发前就高分子化产生沥青状或固体状的凝集物(也称为harz)，引起热解反应器的软管阻塞问题，变得很难稳定地运作。
3.[现有技术文献]
[0004]
[专利文献]
[0005]
专利文献1：国际公开第2017/002494号公报


技术实现要素：

[0006]
[发明所要解决的课题]
[0007]
本发明的目的在于提供可解决上述课题，通过防止原料气体(气化原料)因再凝缩而液化，从而抑制热解反应器的凝集物导致的阻塞问题，可以长期间稳定地连续运转的n-乙烯基乙酰胺的制造方法。
[0008]
[解决课题的手段]
[0009]
本发明人等为了解决前述课题进行了深入研究，结果发现在蒸发器(蒸发步骤)与热解反应器(热解步骤)之间设置过热器(过热步骤)，通过该过热器(过热步骤)满足以下中的至少任一者，可以防止原料气体(气化原料)因再凝缩而液化，从而完成本发明。
[0010]
(i)使原料气体(气化原料)的过热温度成为比n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺在过热器内压下的沸点还高特定温度(5℃)的温度(即、n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺在过热器内压下的沸点 5℃)以上且是200℃以下的方式进行过热，以及、
[0011]
(ii)对原料气体(气化原料)赋予特定热量。
[0012]
也即，本发明提供以下[1]～[15]。
[0013]
[1].一种n-乙烯基乙酰胺的制造方法，包含：
[0014]
将含有n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺(mea)的原料供给至蒸发器的供给步骤，
[0015]
在所述蒸发器中使所述原料蒸发成气化原料的蒸发步骤，
[0016]
将所述气化原料供给至过热器，以使所述气化原料的过热温度成为比所述n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺在过热器内压下的沸点还高5℃的温度(所述n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺
在过热器内压下的沸点 5℃)以上且200℃以下的方式使所述气化原料过热的过热步骤，以及、
[0017]
将已被过热的所述气化原料供给至热解反应器进行热解的热解步骤；
[0018]
所述原料中的所述n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺的含量为80～100质量％。
[0019]
[2].一种n-乙烯基乙酰胺的制造方法，包含：
[0020]
将含有n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺(mea)的原料供给至蒸发器的供给步骤，
[0021]
在所述蒸发器中使所述原料蒸发成气化原料的蒸发步骤，
[0022]
将所述气化原料供给至过热器，对所述气化原料赋予1.0kj/mol以上的热量使所述气化原料过热的过热步骤，以及
[0023]
将已被过热的所述气化原料供给至热解反应器进行热解的热解步骤；
[0024]
所述原料中的所述n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺的含量为80～100质量％。
[0025]
[3].如前述[1]或[2]所述的n-乙烯基乙酰胺的制造方法，所述蒸发步骤在减压下进行。
[0026]
[4].如前述[1]～[3]中任一项所述的n-乙烯基乙酰胺的制造方法，所述热解步骤在减压下进行。
[0027]
[5].如前述[1]～[4]中任一项所述的n-乙烯基乙酰胺的制造方法，所述蒸发器为降膜式。
[0028]
[6].如前述[1]～[4]中任一项所述的n-乙烯基乙酰胺的制造方法，所述蒸发器为强制液膜式。
[0029]
[7].如前述[1]～[6]中任一项所述的n-乙烯基乙酰胺的制造方法，所述蒸发器的下游端与所述过热器的上游端介由第1配管连接，所述第1配管的下游端的位置在所述第1配管中为最高。
[0030]
[8].如前述[1]～[7]中任一项所述的n-乙烯基乙酰胺的制造方法，所述过热器的下游端与所述热解反应器的上游端介由第2配管连接，所述第2配管的上游端的位置在所述第2配管中为最高。
[0031]
[9].如前述[1]～[8]中任一项所述的n-乙烯基乙酰胺的制造方法，
[0032]
在所述蒸发步骤与所述热解步骤之间还包含将被供给至所述蒸发器的所述原料中的未气化的液体原料以及由所述气化原料的一部分液化而成的液体原料予以回收的回收步骤；
[0033]
所述回收步骤是通过在所述蒸发器与所述热解反应器之间具备的原料回收装置来回收所述液体原料的步骤。
[0034]
[10].如前述[9]所述的n-乙烯基乙酰胺的制造方法，所述蒸发器的下游端与所述原料回收装置的上游端被接合。
[0035]
[11].如前述[9]或[10]所述的n-乙烯基乙酰胺的制造方法，所述原料回收装置的下游端与所述过热器的上游端被接合。
[0036]
[12].如前述[9]～[11]中任一项所述的n-乙烯基乙酰胺的制造方法，所述气化原料在经过所述原料回收装置后被供给至所述热解反应器。
[0037]
[13].如前述[9]～[12]中任一项所述的n-乙烯基乙酰胺的制造方法，
[0038]
所述原料回收装置具有：
[0039]
供所述气化原料流通的筒部、
[0040]
使流通于所述筒部内的所述气化原料的气流的一部分或全部碰撞上，将被供给至所述蒸发器中的所述原料中的未气化的液体原料以及由所述气化原料的一部分液化而成的液体原料予以回收的回收部，以及、
[0041]
将由所述回收部回收得到的所述液体原料排出至所述筒部的外部的排出配管。
[0042]
[14].一种热解装置，具备：
[0043]
可使原料蒸发而产生气化原料的蒸发器，
[0044]
被连接于所述蒸发器，可使所述气化原料过热成为比n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺在过热器内压下的沸点还高5℃的温度(所述n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺在过热器内压下的沸点 5℃)以上且200℃以下的过热器，以及、
[0045]
被连接于所述过热器，可使已被过热的所述气化原料热解的热解反应器。
[0046]
[发明效果
[0047]
根据本发明，可以提供可防止原料气体(气化原料)因再凝缩而液化，抑制热解反应器的凝集物导致的阻塞问题，可以长期间稳定地连续运转的n-乙烯基乙酰胺的制造方法。
附图说明
[0048]
图1是显示本发明的n-乙烯基乙酰胺的制造方法的流程图。
[0049]
图2是在本发明的n-乙烯基乙酰胺的制造方法中，在蒸发器为降膜式蒸发器时的示意性全体图。
[0050]
图3是在本发明的n-乙烯基乙酰胺的制造方法中，在蒸发器为强制液膜式蒸发器时的示意性全体图。
具体实施方式
[0051]
在本说明书，优选的规定可以任意选择，优选的规定彼此组合可说是更优选的。
[0052]
在本说明书，“xx～yy”的记载，意味着“xx以上yy以下”的意思。
[0053]
在本说明书，关于优选的数值范围(例如含量等的范围)，分阶段记载的下限值及上限值，分别可以独立地进行组合。例如，根据“优选为10～90，更优选为30～60”的记载，也可以组合“优选的下限值(10)”与“优选的上限值(60)”，而得到“10～60”的范围。
[0054]
[n-乙烯基乙酰胺的制造方法]
[0055]
涉及本发明的实施形态的n-乙烯基乙酰胺的制造方法，如图1所示，包含：供给步骤s1、蒸发步骤s2、任意的回收步骤s3、过热步骤s4、与热解步骤s5。以下，详细说明涉及本发明的实施形态的n-乙烯基乙酰胺的制造方法。
[0056]
(供给步骤s1)
[0057]
供给步骤s1，是将含有n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺(mea)的原料供给至蒸发器的步骤。
[0058]
涉及本发明实施形态的n-乙烯基乙酰胺的制造方法，作为原料的一部分或全部，使用以下结构式(1)所表示的n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺。
[0059][0060]
原料中的n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺的含量，只要在80～100质量％即可，没有特别限制，以90～100质量％为优选，95～100质量％为更优选。原料中的n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺以外的其他成分没有特别限制，例如可以举出乙酰胺、甲醇等。
[0061]
在供给步骤s1中，将原料供给蒸发器的供给速度，随蒸发器的尺寸及能力而有所不同，但由稳定地使原料蒸发的观点来看，以5～350kg/h为优选，10～150kg/h为更优选、15～80kg/h进而进而更优选。
[0062]
(蒸发步骤s2)
[0063]
蒸发步骤s2是在蒸发器中使原料蒸发、形成气化原料的步骤。
[0064]
作为在蒸发步骤s2使用的蒸发器，没有特别限制，从效率好地实施原料蒸发的观点来看，以降膜式蒸发器及强制液膜式蒸发器的任一者为优选。
[0065]
蒸发步骤s2，虽可以是在减压下或常压下进行，但优选是在减压下进行。蒸发步骤s2的反应压力，具体而言，在1～30kpa下进行为优选，在3～25kpa下进行更优选，在5～22kpa下进行进而更优选。
[0066]
蒸发步骤s2，需要在加热蒸发而形成气化原料的温度下进行，具体而言，在100～200℃下进行为优选，在110～190℃下进行更优选，在120～180℃下进行进而更优选。
[0067]
在蒸发步骤s2中，从使蒸发器的传热面积更小、使蒸发器更小型化的观点来看，以提供使原料蒸发的最低限度必要的热量为优选。
[0068]
在蒸发步骤s2提供的热量超过使原料蒸发的最低限度必要的热量时，应当要提供更为充分的热量以备向大气散热或是热解反应步骤的吸热。
[0069]
(回收步骤s3)
[0070]
回收步骤s3，是在蒸发步骤s2与热解步骤s5之间，将被供给至蒸发器的原料中未气化的液体原料及气化原料的一部分液化而成的液体原料予以回收的任意的步骤。气化的状态的气化原料被供给热解步骤。此外，此回收步骤s3，以通过蒸发器与热解反应器之间的原料回收装置来进行为优选。
[0071]
在图1，为蒸发步骤s2、回收步骤s3、过热步骤s4的顺序，但不以此为限，例如也可为蒸发步骤s2、过热步骤s4、回收步骤s3的顺序。
[0072]
液体原料即使只有少量被导入热解反应器也会产生凝集物(harz)，凝集物会堵塞热解反应器使运转无法继续下去。即使凝集物没有塞住热解反应器的整个容积，就靠堵塞住热解反应器的原料导入侧的些许容积就使得运转无法继续下去。通过在回收步骤s3将液体原料回收到制造装置的系统外的回收罐，可以更为确实地抑制液体原料导入热解反应器，结果可以实现长期间的继续运转。
[0073]
制造装置运转时，作为产生液体原料的重要原因的例子，可以举出向大气散热所导致、热解反应器(热解步骤)中的吸热所导致、机械故障及操作疏忽所致的运转压力变动所导致、机械故障及操作疏忽所致的蒸发器热源的停止或不足所导致、在蒸发器中发生水垢(黑皮)、传热面积减少而因蒸发不良所产生的，以及运转开始时装置的加热还未充分时
导入原料所致等。
[0074]
(过热步骤s4)
[0075]
过热步骤s4，是将气化原料供给至过热器，进行过热的步骤，是满足以下至少任一者的步骤：(i)使气化原料的过热温度成为比n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺的过热器压力下的沸点还高5℃的温度(即、n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺在过热器内压下的沸点 5℃)以上且200℃以下，以及(ii)对气化原料赋予1.0kj/mol以上的热量。
[0076]
作为过热步骤s4的气化原料的过热温度，只要是比n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺在过热器内压下的沸点还高5℃的温度(即、n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺在过热器内压下的沸点 5℃)以上且200℃以下即可，没有特别限制，以165～200℃为优选，170～195℃为更优选，173～190℃进而更优选。此外，作为气化原料的过热温度的上限，不是表示对沸点温度加上该温度之后的温度，而是单纯表示其上限的温度。
[0077]
在此，在本说明书，所谓“气化原料的过热温度”意味着“气化原料在过热器内的最高温度”，通常为过热器的下游端的气化原料的温度(出口气体温度)。
[0078]
此外，2.0mpag(表压)(工业上的蒸汽上限压力)的热介质饱和蒸汽温度为215℃，所以由成本的观点来看，过热温度的上限以200℃为优选。
[0079]
作为在过热步骤s4中对气化原料提供的热量，只要为1.0kj/mol以上即可，没有特别限制，以1.0～9.0kj/mol为优选，1.5～8.0kj/mol为更优选，2.0～7.0kj/mol进而更优选。
[0080]
所述气化原料的过热温度及对气化原料提供的热量的下限值以下述方式决定。
[0081]
从过热器的出口到热解装置内的软管，存在着不能加热的位置(例如夹套(jacket)的接缝，热解装置的隧道部分)，在这些无法进行加热的位置会因为热解步骤的吸热而使温度降低。此在热解步骤的吸热导致的温度降低，可由散热量、反应速度、反应热、滞留时间而算出。考虑算出的温度降低与温度误差(阈值，margin)，决定气化原料的过热温度及对气化原料提供的热量的下限值。
[0082]
另一方面，所述气化原料的过热温度及对气化原料提供的热量的上限值以下述方式决定。
[0083]
为了抑制在热解装置以外处反应进行太过度，有必要控制热解反应使反应速度降低到比热解装置内的反应速度还充分低。因此，通常从控制热解反应的观点，设定气化原料的过热温度及对气化原料提供的热量的上限值，但也有随着可使用的热介质温度不同，而设定气化原料的过热温度及对气化原料提供的热量的上限值的情况。
[0084]
过热步骤s4，虽可以是在减压下或常压下进行，优选是在减压下进行。过热步骤s4的压力，具体而言，在1～30kpa下进行为优选，在3～25kpa下进行更优选，在5～22kpa下进行进而更优选。
[0085]
(热解步骤s5)
[0086]
热解步骤s5，是将过热的气化原料供给至热解反应器予以热解的步骤。供给至热解反应器的气化原料的气流，如果是流入热解反应器的气流则无特别限制，可以是上升流，也可以是下降流。
[0087]
热解步骤s5，虽可以是在减压下或常压下进行，但优选是在减压下进行。热解步骤s5的反应压力，具体而言，在1～30kpa下进行为优选，在3～25kpa下进行更优选，在5～
22kpa下进行进而更优选。
[0088]
热解步骤s5，从有效率地进行热解的观点而言，在250～500℃下进行为优选，在300～480℃下进行更优选，在350～450℃下进行进而更优选。
[0089]
热解步骤s5的停留时间，从确实地进行热解的观点而言，为0.1～10秒优选，0.2～9秒更优选，0.3～8秒进而更优选。
[0090]
作为热解反应器，从有效率地进行热解的观点而言，优选是多管式构造。
[0091]
被供给至热解反应器的原料，以经回收步骤后的气化原料为优选。通过将经回收步骤后的气化原料供给至热解反应器，可以更为确实地抑制将液体原料导入热解反应器，可以更为抑制凝集物(harz)的发生。
[0092]
通过以上的步骤而得到的n-乙烯基羧酸酰胺，由以下结构式(2)表示，可由包含于原料的结构式(1)表示的n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺得到。
[0093][0094]
(第1制造装置)
[0095]
实施涉及本发明的实施形态的n-乙烯基乙酰胺的制造方法的第1制造装置，如图2所示，具备：实施供给步骤s1的原料供给装置10，实施蒸发步骤s2的蒸发器(降膜式蒸发器)20a，实施回收步骤s3的原料回收装置30a，实施过热步骤s4的过热器40a，实施热解步骤s5的热解反应器50，冷却在热解步骤s5被热解的反应物进行液化的冷却器60，贮留在冷却器60液化的反应物的反应液承接器70。
[0096]
原料供给装置10的下游端介由配管12被连接于蒸发器20a的上游端，蒸发器20a的下游端被连接于原料回收装置30a的上游端，原料回收装置30a的下游端被连接于过热器40a的上游端，过热器40a的下游端被连接于热解反应器50的上游端，热解反应器50的下游端被连接于冷却器60的上游端，冷却器60的下游端被连接于反应液承接器70的上游端。
[0097]
降膜式蒸发器是使液状的原料以传送于蒸发管内面的方式膜状地流下而使其蒸发的蒸发器，例如，是在外壳内部设置多数软管，使液体于这些软管的内壁流下的构造的蒸发器。过热器40a，具有与蒸馏器20a同样的构造。
[0098]
原料回收装置30a，被配置将回收的液体原料予以回收的回收罐42。在反应液承接器70上设有压力泵71，可以通过压力泵71调整制造装置全体的压力。制造装置全体的压力，可以通过设于反应液承接器70的压力计pi来确认。
[0099]
原料回收装置30a，主要成为不使液体原料导入过热器40a及热解反应器50的构造即可。
[0100]
原料回收装置30a，例如图2所示，以具有：使气化原料流通的筒部32、使流通于筒部32内的气化原料的气流的一部分或全部碰撞上、将被供给至蒸发器的原料中未气化的液体原料以及由气化原料的一部分液化而成的液体原料予以回收的回收部33、以及将通过回收部33回收的液体原料排到筒部32的外部的排出配管34的构造为优选。原料回收装置30a，为了使流通于筒部32内的气化原料全部与回收部33碰撞，以进而具有流通抑制部31的构造
为优选。
[0101]
流通抑制部31，以缩小朝向下游的气化原料的气流的锥状形状为优选。
[0102]
回收部33为可承接气化原料的气流的皿状形状，是具有聚集液体原料的聚集部的形状为优选。
[0103]
通过使原料回收装置30a为所述构造，被供给至蒸发器的原料之中未气化的液体原料及由气化原料的一部分液化而成的液体原料，通过碰撞于回收部33而被回收，通过排出配管34使液体原料排到筒体32的外部。碰撞上回收部33的气化原料，从回收部33与流通抑制部31的间隙通过，朝向过热器40a及热解反应器50。即，通过使原料回收装置30a为所述构造，与回收部33碰撞而使液体原料被回收走的气化原料被导入过热器40a及热解反应器50。
[0104]
在原料回收装置30a被回收的液体原料，被送至回收罐42。回收罐42，可以通过转换阀35a、35b控制液体原料。此外，回收罐42，可以通过压力泵36及转换阀35a～35d调整回收罐42的压力。回收罐42的压力，可以通过压力计pi来确认。
[0105]
在原料回收装置30a被回收的液体原料，总是通过转换阀35a、35b流入回收罐42。回收罐42的回收量，可以通过设置在回收罐42的液面确认窗等的液面计li来确认。在要回收贮留于回收罐42的液体原料时，关闭转换阀35b、35c后，打开氮气阀37a由氮气供给装置37将氮气导入回收罐42内直到恢复常压，开放抽出阀41。回收后关闭抽出阀41、氮气阀37a，开放转换阀36a以压力泵36调整为与制造装置全体为相同压力之后开放转换阀35c，接着开放转换阀35b成为可以回收液体原料的状态。
[0106]
原料回收装置30a的温度，从在蒸发器20a产生的气化原料不凝缩的温度范围来适当选择。回收罐42的温度，只要是回收的液体原料不凝固的温度即可。
[0107]
原料回收装置30a中回收得到的液体原料，以供给至蒸发器20a为优选。图2所示的第1制造装置，回收罐42回收得到的液体原料被供给至蒸发器20a。通过将回收的液体原料再度供给至蒸发器20a，可以实现原料的有效率的利用。
[0108]
如图2所示，在蒸发器中20a的下游端与原料回收装置30a的上游端被接合的构造为优选。通过蒸发器20a的下游端与原料回收装置30a的上游端被接合的构造，可以将蒸发器20a加热蒸发的气化原料直接送至原料回收装置30a。即，可以防止在蒸发器20a与原料回收装置30a之间有气化原料的一部分液化。
[0109]
如图2所示，以原料回收装置30a的下游端与过热器40a的上游端被接合的构造为优选。通过原料回收装置30a的下游端与过热器40a的上游端被接合的构造，可以将在原料回收装置30a中回收得到的气化原料直接送至过热器40a。即、可以防止在原料回收装置30a与过热器40a之间有气化原料的一部分液化。
[0110]
如图2所示，以过热器40a的下游端与热解反应器50的上游端被接合的构造为优选。通过采用过热器40a的下游端与热解反应器50的上游端被接合的构造，可以将被过热器40a过热了的气化原料直接送至热解反应器50。即、可以防止在过热器40a与热解反应器50之间，有气化原料的一部分液化。
[0111]
如图2所示，以热解反应器50的下游端与冷却器60的上游端被接合的构造为优选。通过采用热解反应器50的下游端与冷却器60的上游端被接合的构造，可以将被热解反应器50热解而得的目的物直接送至冷却器60。
[0112]
如图2所示，以冷却器60的下游端与反应液承接器70的上游端被接合的构造为优选。通过冷却器60的下游端与反应液承接器70的上游端被接合的构造，可以将冷却器60冷却的目的物直接送至反应液承接器70。
[0113]
(第2制造装置)
[0114]
实施涉及本发明的实施形态的n-乙烯基乙酰胺的制造方法的第2制造装置，如图3所示，具备：实施供给步骤s1的原料供给装置10，实施蒸发步骤s2的蒸发器(强制液膜式蒸发器)20b，实施过热步骤s4的过热器40b，实施回收步骤s3的原料回收装置30b，实施热解步骤s5的热解反应器50，冷却通过热解步骤s5被热解的反应物进行液化的冷却器60，以及、贮留被冷却器60液化的反应物的反应液承接器70。
[0115]
原料供给装置10的下游端介由配管12被连接于蒸发器20b的上游端，蒸发器20b的下游端介由第1配管90被连接于过热器40b的上游端，过热器40b的下游端介由第2配管前段部100a被连接于原料回收装置30b的上游端，原料回收装置30b的下游端介由第2配管后段部100b被连接于热解反应器50的上游端，热解反应器50的下游端介由配管13被连接于冷却器60的上游端，冷却器60的下游端介由配管14被连接于反应液承接器70的上游端。
[0116]
强制液膜式蒸发器，将液状的原料以沿着蒸发管内面传送的方式膜状地使其流入、同时通过以马达(例如图3的马达m)使风扇等旋转而在蒸发管内通过空气流动产生推进力，以该推进力使蒸发管内的膜状的原料强制前进而使其蒸发的蒸发器。
[0117]
在过热器40b内连接第1配管90与第2配管100的配管95通过蛇形蜿蜒而对配管95内的气体原料提供特定热量，使气体原料成为特定温度。
[0118]
原料回收装置30b，被配置将回收的液体原料予以回收的回收罐42。
[0119]
反应液承接器70上设有压力泵71，可以通过压力泵71调整制造装置全体的压力。制造装置全体的压力，可以通过设于反应液承接器70的压力计pi来确认。
[0120]
蒸发器20b，以配置将被供给至蒸发器20b的原料中未气化的液体原料及由气化原料的一部分液化而成的液体原料进行回收的回收罐21为优选。回收罐21，从容易回收液体原料的观点来看，以配置于比蒸发器20b更低的位置为优选。回收罐21，具备隔开蒸发器20b与回收罐21的转换阀22a，以及将被回收罐21回收的液体原料向体系外抽出的抽出阀22b。回收罐21，可以通过转换阀22a及抽出阀22b控制液体原料。在要回收被供给至蒸发器20b的原料中未气化的液体原料时，关闭抽出阀22b，开放转换阀22a。在要抽出回收至回收罐21的液体原料时，关闭转换阀22a，开放抽出阀22b。
[0121]
如图3所示，蒸发器20b的下游端与过热器40b的上游端介由第1配管90连接，并且第1配管90的下游端，在第1配管90中为位置最高的构造为优选。通过采取第1配管90的下游端在第1配管90中为位置最高的构造，可以不使流通于第1配管90的原料中的未气化的液体原料以及由气化原料的一部分液化而成的液体原料由于过进入过热器40b、并滞留而承受热历程导致产生凝集物，这样地在不产生凝集物的情况下运作。
[0122]
如图3所示，蒸发器40b的下游端与原料回收装置30b的上游端介由第2配管的前段部100a连接，并且第2配管的前段部100a的上游端在第2配管的前段部100a中为位置最高的构造为优选。通过采用第2配管的前段部100a的上游端在第2配管的前段部100a中为位置最高的构造，流通于第2配管的前段部100a的原料之中气化原料的一部分液化而成的液体原料可以通过原料回收装置30b效率很好地回收。
[0123]
如图3所示，原料回收装置30b的下游端与热解反应器50的上游端介由第2配管的后段部100b连接，并且第2配管的后段部100b的上游端在第2配管的后段部100b中为位置最低的构造为优选。通过采用第2配管的后段部100b的上游端在第2配管的后段部100b中为位置最低的构造，流通于第2配管的后段部100b的气化原料的一部分，即使液化也可以通过原料回收装置30b效率好地回收液化而成的液体原料。
[0124]
如图3所示，过热器40b的下游端与热解反应器50的上游端介由第2配管100(第2配管的前段部100a及后段部100b)连接，并且第2配管100的上游端在第2配管100中为位置最高的构造为优选。通过采用第2配管100的上游端在第2配管100中为位置最高的构造，即使流通于第2配管100的气化原料的一部分液化，也可以通过原料回收装置30b效率好地回收液化而成的液体原料。
[0125]
被原料回收装置30b回收的液体原料，被送至回收罐42。回收罐42，从容易回收液体原料的观点来看，以配置于比原料回收装置30b更低的位置为优选。回收罐42，可以通过转换阀35e、抽出阀41控制液体原料。此外，回收罐42，可以通过压力泵36、转换阀35e及抽出阀41调整回收罐42的压力。回收罐42的压力，可以通过压力计pi来确认。
[0126]
在原料回收装置30b被回收的液体原料，总是通过转换阀35e流入回收罐42。回收罐42的回收量，可以通过设置在回收罐42的液面确认窗等液面计li来确认。在要回收贮留于回收罐42的液体原料时，关闭转换阀35e之后，打开氮气阀37a由氮气供给装置37将氮气导入回收罐42内直到恢复常压，开放抽出阀41。回收后关闭抽出阀41、氮气阀37a，开放转换阀36a通过压力泵36调整为与制造装置全体为相同压力之后开放转换阀35e成为可以回收液体原料的状态。
[0127]
原料回收装置30b的温度，从在蒸发器20b产生而在过热器40b过热的气化原料不凝缩的温度范围来适当选择。回收罐42的温度，只要是回收的液体原料不凝固的温度即可。
[0128]
在原料回收装置30b回收的液体原料，以供给至蒸发器20b为优选。图3所示的第2制造装置，将回收罐42回收的液体原料供给至蒸发器20b。此外，图3所示的第2制造装置，将回收罐21回收的液体原料也供给至蒸发器20b为优选。通过将回收的液体原料再度供给至蒸发器，可以实现原料的有效率的利用。
[0129]
图3所示的制造装置，以第2配管的后段部100b连接于原料回收装置30b的侧面或上面的构造为优选。通过采用第2配管的后段部100b连接于原料回收装置30b的侧面或上面的构造，可以抑制原料回收装置30b回收的液体原料流入第2配管的后段部100b。
[0130]
图3所示的第2制造装置，也可为原料回收装置30b的下游端与热解反应器50的上游端被接合的构造。通过采用原料回收装置30b的下游端与热解反应器50的上游端被接合的构造，可以将被原料回收装置30b回收液体原料之后的气化原料直接送至热解反应器50。即、可以防止在原料回收装置30b与热解反应器50之间，有气化原料的一部分发生液化。
[0131]
此外，图3所示的制造装置，也可不使用原料回收装置30b、转换阀35e、压力泵36、回收罐42、抽出阀41，而是替换为图2的原料回收装置30a、转换阀35a～35d、压力泵36、回收罐42、抽出阀41。
[0132]
[热解装置]
[0133]
涉及本发明的实施形态的热解装置，具备：可使原料蒸发而产生气化原料的蒸发器，被连接于蒸发器，可使气化原料成为比n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺在过热器内压下的沸
点还高5℃的温度(即、n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺在过热器内压下的沸点 5℃)以上且200℃以下进行过热的过热器，以及、被连接于过热器、可使过热的气化原料热解的热解反应器，进而根据需要还可以具备前述的原料回收装置、冷却器、反应液承受器、回收罐、氮气供给装置、压力泵、转换阀、氮气阀、抽出阀、第1配管、第2配管、液面计、马达、压力计等。
[0134]
使用涉及本发明的实施形态的热解装置，适宜地实施所述涉及本发明的实施形态的n-乙烯基乙酰胺的制造方法。
[0135]
[实施例]
[0136]
以下，根据实施例更具体地说明本发明，但本发明只要是在不超出其要旨的情况下即可，并不以后述的实施例为限。
[0137]
(实施例1)
[0138]
使用图2所示的制造装置。
[0139]
蒸发器为降膜式蒸发器，是具有在外壳内部设置多数软管，使液体沿着这些软管的内壁流下的构造的壳管型蒸发器(管径：25.4mm、管长：2500mm、管数：22根)。
[0140]
向蒸发器的外壳侧导入0.7mpag(表压)(温度170℃)的饱和蒸汽，向软管侧将液体原料n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺，在通过设置于反应液承受器的减压设备(压力泵)设定20kpa(绝对压力)的减压条件下，以20kg/h的供给速度，以沿着软管内壁的流下方式供给而使其蒸发。此时蒸发器出口的气体温度为160℃(n-(1-甲氧基乙基)乙酰胺在20kpa(绝对压力)下的沸点)。
[0141]
原料回收装置，在上下设置外径267.4mm的凸缘，分别接合于蒸发器与过热器。向原料回收装置的筒部(套筒)导入0.7mpag(表压)的饱和蒸汽，并且以气化原料不凝缩的方式加热。
[0142]
过热器，使用与蒸发器同样的在外壳内部设置多数软管的壳管型过热器(管径：25.4mm、管长：390mm、管数：22根)。向过热器的外壳侧导入1.85mpag(表压)(温度211℃)的饱和蒸汽，对在所述蒸发器产生的制程气体(气化原料)过热以提供5.65kj/mol的热量。过热器出口的气体温度为185℃(160℃ 25℃)。
[0143]
热解反应器的软管，通过电磁感应加热而加热至440℃，被导入软管内部的气化原料在减压条件下热解，得到n-乙烯基乙酰胺。
[0144]
以所述条件实施90天的连续运转，并未发生问题。
[0145]
(实施例2)
[0146]
与实施例1同样使用图2所示的制造装置，以使过热器出口的制程气体温度成为175℃(160℃ 15℃)的方式，对蒸发器产生的制程气体(气化原料)进行过热以提供3.39kj/mol的热量，除了这些以外，以与实施例1同样的运转条件，继续地实施90天的连续运转，并未发生问题。
[0147]
(实施例3)
[0148]
与实施例1同样使用图2所示的制造装置，以使过热器出口的制程气体温度成为195℃(160℃ 35℃)的方式，对蒸发器产生的制程气体(气化原料)进行过热以提供7.91kj/mol的热量，除了这些以外，以与实施例1同样的运转条件，继续地实施90天的连续运转，并未发生问题。
[0149]
(比较例1)
[0150]
除了使实施例1的图2所示的制造装置不具备过热器以外，以与实施例1同样的制造装置及运转条件实施连续运转，结果、从开始运转起第45天时确认了热解反应器的温度变乱，成为无法控制，所以停止运转。打开检修制造装置时，发现产生沥青状及固体状的凝集物(harz)阻塞住热解反应器的入口部。
[0151]
(比较例2)
[0152]
与实施例1同样使用图2所示的制造装置，除了以使过热器出口的制程气体温度成为162℃(160℃ 2℃)的方式，对蒸发器产生的制程气体(气化原料)进行过热以提供0.45kj/mol的热量以外，以与实施例1同样的运转条件，继续地实施连续运转，从开始运转起第54天时确认了热解反应器的温度变乱，成为无法控制，所以停止运转。开放检修制造装置时，发现产生沥青状及固体状的凝集物(harz)阻塞住热解反应器的入口部。
[0153]
产业上可利用性
[0154]
通过本发明的的制造方法所得到的n-乙烯基乙酰胺，除了可以用于凝集剂、液体吸收剂及增粘剂等的n-乙烯基乙酰胺系高分子的制造以外，在很多方面的产业上用途中也是有用的单体。
[0155]
附图符号说明
[0156]
10:原料供给装置
[0157]
11:转换阀
[0158]
12～14:配管
[0159]
20a,20b:蒸发器
[0160]
21:回收罐
[0161]
22a,22b:抽出阀
[0162]
30a,30b:原料回收装置
[0163]
31:流通抑制部
[0164]
32:筒部
[0165]
33:回收部
[0166]
34:排出配管
[0167]
35a～35e:转换阀
[0168]
36,71:压力泵
[0169]
36a:转换阀
[0170]
37:氮气供给装置
[0171]
37a:氮气阀
[0172]
40a,40b:过热器
[0173]
41:抽出阀
[0174]
42:回收罐
[0175]
50:热解反应器
[0176]
60:冷却器
[0177]
70:反应液承接器
[0178]
90:第1配管
[0179]
95:配管
[0180]
100:第2配管
[0181]
100a:前段部
[0182]
100b:后段部
[0183]
li:液面计
[0184]
m:马达
[0185]
pi:压力计
[0186]
s1:供给步骤
[0187]
s2:蒸发步骤
[0188]
s3:回收步骤
[0189]
s4:过热步骤
[0190]
s5:热解步骤