Способ получения диаминодифенилметанов

Пель изобретения - повышение содержанияа,ли о,и -изомеров в целевом про-дукте.Это достигается тем, что согласно известному способу получения диаминодифе- Знилметанов экстракцию гипрофобным растворителем проводят перед последней ста-.дией конденсации при 20-110 С или посоле последней стадии конденсации при 6 11 10 оС и получаемую при этом содержащуюамин фазу растворителя рециркулируют вводную фазу, содержащую катализатор.,При проведении многостадийной конденсации удаление свободного амина провопят в любом месте после первой стадииили после последней стадии конденсации.Содержащую амин фазу растворителярециркулируют в водную. содержащуюкатализатор фазу перед конденсацией илиперед первой стадией конденсации или влюбом месте перед последней стадией конденсации, причем рециркулируемую содержашую амин фазу растворителя либо экстрагируют водной фазой, содержащей катаЯлизатор, и получаемый при этом растворитель рециркулируют на стадию удалениясвободного амина либо смешивают с водной содержащей катализатор фазой и получаемую при этом двухфазную смесь разделяют на водную фазу и фазу растворите 36ля в любом месте после первой или послепоследней стадий конденсации,Смещение проводят перед конденсациейили в любом месте посце первой стадии33конденсации.Лоудаления свободного амина применяемый катализатор можно подвергать частичной нейтрализации,На фиг, 1-6 представлены блок-схемыустройства для осуществления предлагаемого способа (шесть вариантов), где 1 резервуар пля щелочного агента, напримерводного раствора натрового щелока илиедкого кали; 2-резервуар для водногораствора формалина; 3- резервуар для исходного ариламина, например анилина;4- резервуар для водного кислого катализатора, например соляной кислоты; 5 экстрактор (фиг. 1,3 и 5) или смеситель(фиг. 2,4 и 6); 6 - первый реактор; 7 последний реактор (фиг. 1-4) ипи экстрактор (фиг. 5), или разделитель фаз (фиг.6);8 - экстрактор (фиг. 1 и 3), или разделитель фаз (фиг. 2 и 4) или цоспеднийреактор (фиг, 5 и 6); 9 - аппарат дпянейтрализации; 10 - колонна для перегонки; 11 - резервуар для сточной врды,12 - резервуар для целевого. продукта. В экстракторе 8 (см, фиг. 1, первый вариант) из водной выходящей из послед него реактора 7 системы в случае необходимости после проведения частичной нейтрализации удаляют свободный амин с помощью гидрофобного растворителя который может содержать амин. Получаемую при этом обогащенную амином фазу растворителя экстрагируют подаваемым из резервуара 4 водным катализатором в экстракторе 5, который расположен перед первой стадией конденсации. Выходяший из экстрактора 5 растворитель рециркулируют в экстрактор 8.Такой способ получения пиаминопифенилметанов имеет следующие преимущества:1. Полиамины дифенилметанового ряда с повышенным содержанием пиаминов можно получать без дополнительных затрат на перегонку благодаря тому, чтоиэбыточный исходный ариламин, который подают в систему перед и/или после первой стадии конденсации, без нагрузки колонны 10 для перегонки рециркулируют на начало процесса через экстрактор 8 и 5,2. В зависимости от степени иротонирования (процент обшего количества ать мов азота, которые имеются в виде аммониевых групп) у входа в экстрактор 8 в результате экстракции в последнем из системы удаляются не только непрореагировавший исходный ариламин, но и предпочтительно не полностью прореагировавщие промежуточные продукты с вторичными аминогруппами и целевые побочные о-изомеры, которые предпочтительно после рециркуляции возврашают на начало процесса, При этом можно получать полиамииы дифенилметаиового ряда, которые ймеют относительно низкое содержание О,л и оо изомеров, не требующих высокой степени протонирования. Кроме того, содержание вторичных диаминов также уменьшается.Если полиамины дифенилметанового ряда характеризуются особо низким содержанием О,О и 00-изомеров, то можно работать лри степени протонирования, равной почти 100% Однако в таком случае рекомендуется подвергать частичной нейтрализации выхопяшую из последнего реактора 7 водную фазу до подачи в экстрак тор 8 для повышения КП,П. последнего. Второй (см. фиг,2), третий (см.фиг.3) и четвертый (см. фиг; 4) варианты осуществления предложенного способа имеют те же преимушества, что и первый вариант.Второй вариант отличается от первого тем, что вместо экстракторов 5 и 8 при-. меняют смеситедь 5 и разделитель 8 фаз, т, е. содержащий амин рвстворитедькоторый в смесителе 5 смешивают с пода 5 ввемой из резервуара соляной кисдотой (в случае необходимости с подаваемым из резервуара 3 исходным аридамином), в виде второй фазы остается в реакционной смеси, пропускаемой через реакторы36 6 и 7, Обе фазы снова разделяют в раздедитеде 8 (при необходимости после проведения частичной нейтрадизвции применяемого катадизатора).ОПри первом и втором вариантах осуцествдения способа реакцию конденсации можно проводить в одну стадию, так как выходящую из экстрактора иди раздедитепя 8 фазу растворителя соединяют с исходными компонентами, в частности с формадьдегидом, в смесителе 5.При третьем - шестом вариантах осуществления способа реакция конденсации должна проводиться по крайней мере в две стадии, так как экстрактор, иди смеситедь, иди раздедитедь фаэ расположен за первой и перед последней стадией конденсации.Содержащий амин растворитепь, который выходит из экстрактора ипи разделителя 8 фаз, можно также соединять с водной фазой после первой стадии конденсации и перед последней стадией конденсации. Этому принципу соответствует третий вариант проведения способа, при котором, так же как и при первом варианте, гидрофобный растворитепь циркулирует между экстракторами 5 и 8 (отдельный пикк)а также четвертый вариант, который отли- чается от третьего тем, что вместо экстрвкторов 5 и 8, так же квк и во втором варианте, применяют смеситепь 5 и разделитель 8 фаз. Третий и четвертый варианты имеют те же преимущества, что и первый вариант.На фиг. 5 (пятый вариант) изображен экстрактор 7, в котором до подачи нв стадию конденсации из водной системы удадяют свободный амин с помощью гидрофобного растворителя (при необходимости после проведения частичной нейтрализации), Получаемую при этом фазу растворитедя, которая содержит амин, экстратируют подаваемым из резервуара 4 водным квтади-у затором в экстракторе 5, расподоженном перед первой стадией конденсации. Выходящий из экстрвктора 5 рвстворитедь рециркудируют в экстрактор 7. Пятый вариант осуществдения способагакже имеет указанное (первое) преимущество вариантов 1-4. Кроме того, пятый вариант имеет еще то преимущество, что в экстракторе 7 из водной системы удаляют не только свободный исходный арипамин, но и предпочтительно ч -(2-аминобензид)-анипин. Твк как нежедатедьный побочный О;О-изомер образуется только через промежуточный оаминобензиданидин и количество экстрагируемого в экстракторе 7 о-аминобенэиданидина (при постоянных условиях экстракции) можно простым способом регулировать степень протонирования, у входав экстрактор 7 (репиркудпруемый о-амин Фнобензиданидин реагирует предпочтительно с формапьдегидом с образованиемвысокоядерных продуктов присоединенияиди конденсации) уменьшается содержание о,о изомера в целевых продуктах.Шестой вариант проведения слосббаимеет те же преимущества, что и пятый,Вместо экстракторов 5 и 7 применяютсмеситепь 5 и разделитель 7 фаэ, т. е.содержащий амин рвстворитедь, которыйв смесителе 5 смешивают с подаваемойиз резервуара 4 водной соляной кислотой,в виде второй фазы остается в реакционной смеси, пропускаемой через первыйреактор 6. Обе фазы снова разделяют вразделителе 8,при необходимости послепроведения частичной нейтрализации присменяемого квтадизатора).Выходящую иэ экстрактора или раэдетепя 7 фазу можно подвергать дапьнейшЬйчастичной нейтрализации подаваемым иэрезервуара 1 щелочным,агентом, чтобыдальше уменьшить степень протонированияреакционной смеси до подачи на последнююстадию конденсации (стадию перегруппировки). При этом содержаниеа,п-изомеракоторый образуется в результате перегруппировки И,- (4-аминобензид)-внипина,в целевом продукте повышается.Согласно изобретению можно исподьзовать щобые ароматические амины, например внипин о-тодуидин, м - тодуидин,И-метиданидин, Н -этиданидин 2,6-диметидвнипин 2,6-диэтидвнидин, 2,6-диизопропиданидип 2;4-дивмннотодуол, в такжепюбые смеси этих аминов, Подходящимивридаминами являются также С - Сдалкидовые эфиры антранидовой кислоты. Бкачестве аридвмина преацочтитедьдо иододьзуют вниднн,В качестве катализаторов лреимущественно применяют растворимые в воде кислоты со значением рКа менее 2,5, прелпочтитепьно менее 1,5, например соляную, бромистоводородную, серную, трифторуксуснуюкислоты,метансульфокислоту, трифторметансульфокислоту, бензолсульфокислоту 5 или фосфорную кислоту, Предпочтительным .катализатором является соляная кислота. Указанные кислоты можно также использовать в смеси с кислыми ипи нейтральными солями этих кислот, например с со й ответствующими аммониевыми солями ипи солями щелочных металлов. Указанные соли имеются в водной системе в виде соответствующих аммониевых солей, находя-шихся в водном цикле оснований.В качестве подходяших гидрофобных растворителей можно применять любые не смешивающиеся с водой инертные в отношении реагентов растворитепи, точка кипе 26 ния которых находится в пределах примерно 30-250 С, предпочтительно примерноо80-200 С, Например хпорбензол, дихпорбензопы, бензоп, топуоп, ксилопы, дихпор-этан, хлороформ, четыреххпористый углерод и т. и; Предпочтительным растворителем является о-ксипоп.При экстракции растворитель применяют в количествах, соответствующих обьемному соотношению кислой смеси конденсации к,растворитепю, равному 5; 1- 1:10, предпочтительно 2:1-1;5.Кроме ароматического амина, в качестве исходного материала используют формальдегид (предпочтительно в виде водного раствора формалина)В начале реакции конденсации (вход в реактор 6) мопярное соотношение анилина к формапьдегиду равняется 1:1 - 20; 1, предпочтительно Я 1-5:1 которое в ходе реакции .(особенно между реакторами 6 и 7 ипи 6 и 8) можно повышать добавкой амина из резервуара 3.Обьемное соотношение анипина и формапьдегида к воде в начале реакции конденсации обычно равняется 1:0,5-12:1. Это соотношение не явпяется существенным дпя проведения процесса согласно изобретению. р Температура в экстракторе . или раздепитеае обычно составляет 60-110 С, предоопочтительно 80-100 С (варианты 1-4)оипи 20-100 С, предпочтительно 30-60 С(варианты 5 и 6). Степень протонирования у входа в первый реактор 6 обычно составляет 10- 100%, предпочтительно 70 -1004. Степень протонированияможно уменьшать между отдельными стадиями конденсации (варианты 1 и 2 ипи 5 и 6) добавкой исходного арипамина из резервуара 3 ипи добавкой шепочного агента из резервуара 1 (см, фиг. 5 и 6). Уменьшение степени протонирования выходящей из первого реактора 6 додной фазы (варианты 3 и 4) достигается в результате смецения со свободным амином.Степень протонирования у входа в последний реактор 7 (варианты 1-4) составляет 30-100%, предпочтительно 30-70%, степень же протонирования у входа в последний реактор 8 (варианты 5 и 6) составляет 10-100";О, предпочтительно 20- 60%.Большое значение имеет степень протонирования у входа в экстрактор ипи разделитель фаз, так как количество рециркупируемого в экстрактор ипи смеси- тель свободного амина в основном зависит от . этойстепени протонирования. Степень протонирования у входа в экстрактор ипи разделитель фаз обычно составляет 20- 80% (варианты 1-4) ипи 40-90% (варианты 5 и 6), в случае необходимости ее регулируют добавкой щелочного агента из резервуара 1.Выходяший из экстрактора 5 раствори- тель (варианты 1,3 и 5) обычно содержит не более 60%, предпочтительно 0-30%, свободного амина.Согласно изобретению процесс предпочтительно проводят при следующих температурах.Температура в экстракторе ипи смеситеце 5, особенно еспи экстрактор ипи смеситепь расположен перед реактором 6,ообычно составляет 0-60 С, предпочтитеш но 20-40 С. Если экстрактор ипи смеси- тель 5 расположены перед реактором 7, то температура в экстракторе или смесителе 5 предпочтительно также находится в этих пределах, но ее можно также повышать до температуры в реакторе 7. Температура в реакторе 6, в особенности в случае по крайней мере двустаддийной реакции обычно составляет 0-60 С,предпочтительно 20-40 С. При одностадийиой реакции (варианты 1 и 2) температувРа в реакторе 6 составляет 30100 С, предпочтительно 60-100 С (вэтом спучае нет необходимости применятьреактор 7). Температура в реакторе 7ипи 8 обычно составляет 60-110 С, предпочтительно 80-100 С., 10Выходящую из экстрактора ипи раздепитепя фвз или последнего реактора 8водную фазу известными приемами подвергают нейтрализации (в качестве агентанейтрализации применяют любые основания, предпочтительно водный раствор натрового шепокв ипи едкого кали) с последующим разделением (в аппарате 9) насточную воду, которую подают в резервуар . 1 1, и органическую фазу, которуюподают в колонну 10 для перегонки. Настадии перегонки органическую фазу. известным образом разделяют на непрореагировавший исходный арипамин и целевойпродукт, который подают в резервуар 12.Применяемые дпя проведения процесса устройства могут быть любой конструкции. Можно применять, например, известные в химической технологии трубчатыереакторы, жидко-жидкостные экстракторы,смесители и разделители фаз,Все приемы (шесть вариантов) можнопроводить в одну ипи несколько стадий,П р и м е р 1. В непрерывно работающей лабораторной опытной установке (см.фиг. 1) в охлаждаемом смесителе, выполняющем функции смеситепьно-раздепительного узла экстрактора 5, поток Асостоящийизразбавленнойсолянойкислоты,подаваемой из резервуара 4, смешиваютс подаваемым из экстрактора 8 потокомБ и получаемую двухфазную смесь в последующем разделителе разделяют на органическую и водную фазы.Водную фазу из экстрактора 5 подаютв состоящий из трех котлов с мешалкойреактор 6, в первом котле которого водную фазу подвергают взаимодействию с30%-ным водным раствором формалина(поток В) при 35-40 С.аВ выходящий из реактора 6 растворконденсации подают 1150/ г/и анипинаи для завершения реакции смесь нагревают до температуры кипения во втором,также состоящем из трех котлов с мешалкой, реакторе 7.В последующем пяти- шестистадийномэкстракторе 8 прореагировавшую реакционную смесь экстрагируют отделившейся в экстракторе 5 ксилопьной фазой при90-95 С, Получаемый при этом экстракт(потока Б) рециркулируют в смесительэкстрактора 5.Состав потоков А-В, г/ч: поток А -437 хлористого водорода, 1850 воды;поток В - 75 формвпьдегида, 175 воды;поток Б - 4800 о-ксипола; 1200 анипина и попиарипаминов. Выходящую из экстрактора 8 воднуюфазу подают в аппарат 9 дпя нейтрализации избыточным водным натровым щелоком, подаваемым из резервуара 1, Ваппарате 9 раствор поваренной соли отделяют и подают в резервуар 11. Выходящую из аппарата 9 дпя нейтрализации органическую фазу подают в колонну 10 дпя перегонки, где она разделяется на анилин, который также содержит .увлекаемый ксипоп, и продукт конденсации. Переработку реакционной смеси проволят известными приемами.В собираемом в резервуаре 12 продукте (примерно 480 г/ч) среднее содержание диаминодифенилметанов равно88-90 весЛ, причем содержание л,й -изомера составляет 99 весЛ.П р и м е р 2. В непрерывно. рабо 26тающей лабораторной опытной установке(см. фиг. 2) в охлаждаемомсмдсмте- .ле 5 поток А, состоящий из разбавленной соляной кислоты, подаваемый из ре 2зервуара 4, смешивают с потоком Б, подаваемым из разделителя 8, К этой смеси добавляют еще примерно 50 г/ч анилина для достижения небольшого избыткааминных эквивалентов по сравнению с кислотными эквивалентами (примерно 3-5%),Выходящую из смесителя 5 двухфазнуюсмесь подают в состоящий из трех котловс мешалкой первый реактор 6, в которыйтакже подают поток В, состоящий из 30%ного водного раствора формапина, Реакцию проводят при 35-40 зС,К выходящей из реактора 6 смеси кон-,денсации добавщпот 1560 г/ч анилина идля завершения реакции смесь подают вовторой, также состоящий из трех котловс мешапкой, реактор 7, в котором смесьнагревают до температуры кипения.В раздепитеце 8 содержащую амин ксипольную фазу .отделяют при температурепримерно 90 С и в качестве потока Брециркуцируют в смеситепь 5,Состав потоков А-В, г/ч: поток А -437 хлористого водорода, 1850 води;поток В - 75 формальдегида, 175 воды;поток Б - 1588 о-ксипопа, 1120 внилинви попиариламинов. Выходящую из разделителя 8 водную фазу подают на нейтрализацию в аппарат 9 избыточным водным натровым щелоком, подаваемым из резервуара 1, В аппарате 9 раствор поваренной соли отделяют и подают в резервуар 11, Выходящую из аппарата 9 дпя нейтрапизвции оргвническу 1 офазу подают в колонну 10 дпя перегонки,где она разделяется на анилин, которыйтакже содержит увлекаемый ксипол, ипродукт конденсации. Переработку реакционной смеси проводят известным способом.В собираемом в резервуаре 12 продук 1 е(примерно 480 г/ч) среднее содержаниедиаминодифенипметанов равно 9 3-85 вес,%,причем содержание а,л- изомера составпяет 96-97 вес.Ь.о 3 ОП р и м е р 3. В непрерывно работающей лабораторной опытной установке(см, фиг, 3) и состоящий из трех котловс мешалкой реактор 6 непрерывно подаютпоток А, состоящий из солянокислого водИного раствора анилина, полученного сме-,щением подаваемой из. резервуара 4 разбавленной соляной кислоты с подаваемымиз резервуара 3 анипиноми поток В,состоящий из 30%-ного водного раствораформалина. При этом температуру в реакторе 6 поддерживают при 35-40 С,бОба потока имеют следующий состав,г/ч: поток А - 1400 анипииа, 525 хпористого водорода, 1860 воды; поток Ь 90 формапьдегида, 210 воды.Выходящую из реактора 6 водную реакционную смесь подают в экстрактор 5,через которую ее пропускают противотоком к смеси аиипина с ксипопом, котораяпредставляет собой органический стокэкстректора 8, В результате .трехстадийного процесса экстракции при 40 С реакционная смесь в основном поглощает амин,содержацийся в Органической фазе.Выходяшую из экстрактора 5 обогащенную анипином водную фазу подают всостоящий из трех котлов с мешалкойдюиктОр 7) Р котором для М 8 Вершения реакс-,йции ее нагревают до 95 С и затем подают в экстрактор 8.В трехступенчатом экстракторе 8 изводного реакционного раствора при 9095 С удаляют несвязанный и таким обОразом экстрагируемый свободный анипинс применением бедной ксипопьной фазы(примерно 2800 г/ч), получаемой в экстРакторе 5, и рециркупируют в экстрактор5.ИЙпя наполнения ксипопьного цикла вначале процесса к водной фазе междуэкстрактором 5 и реактором 7 добавляютсвободный анипин (1400 г/ч) до тех нор,пока цикл между экстракторами 8 и 5 не убудет заполнен ипи же количество экстрагируемого акилина в экстракторе 8 увеличивают частичной нейтранизацией водным натровым щелоком 1-2 мопя/ч водной фазы между реактором 7 и экстрактором 8.Подаваемое в экстрактор 8 количество ксилола (примерно 5,5-6 кг/ч) рассчитывают так, что стекающая органическая фаза содержит примерно 20% акилина, так что содержание продуктов конденсации составляет менее 2%,Выходящую из экстрактора 8 воднуюфазу подают на нейтрализацию в аппарат9 избыточным водным натровым щелоком,тодаваемым из резервуара 1, В аппарате 9 раствор поваренной сопи отделяюти подают в резервуар 11. Выходящую изаппарата 8 для нейтрализации органичесг щкую фазу подают в колонну 10 для перегонки, где она разделяется на анипин,который также содержит увлекаемый ксилоп, и продукт конденсации. Переработкуреакционной смеси проводят известнымспособом.В собираемом в резервуаре 12 продукте (примерно 600 г/ч) среднее со-.держание диаминодифенилметанов равно94-86 вес,%, причем содержание п,п-изомера составляет примерно 95 вес,%.П р и м е р 4, В непрерывно работаущей лабораторной опытной установке (см.фиг. 4), в состоящий из трех котлов с мешалкой реактор 6 непрерывно подают поток А, состоящий из солянокиспого водного раствора анипина, полученного смещением подаваемой из резервуара 4 разбавленной соляной кислоты с подаваемым изрезервуара 3 анипином, и поток В, состоящий из 30%-ного водного раствора формалина. При этом температуру в реакторе 6поддерживают 35-40 С.Оба потока имеют следующий состав,г/ч:поток А - 1160 анилина, 437 хлористоговодорода, 1800 воды, поток В - 90 формапьдегида, 210 воды,Выходящую из реактора 6 воднуюреакционную смесь подают в смеситепь 5,в котором ее смешивают с содержащейамин органической фазой поток И), отдеаившейся в разделителе 8, и с 450 г/чанипина. Затем для завершения реакциисмесь подают в также состоящий из трехкотлов с мешалкой реактор 7, в которомона нагревается примерно до 95 С. Послезавершения реакции органическую фазу(потока Б) отделяют в раздепитепе 8 притемпературе примерно 90 С и рециркупируют в смеситепь 5.Поток Б имеет следующий средний состав, /ч: 5900 о-ксилопа, 1100 анипинаи полиариламинов.Переработку органической фазы нейтрализацией в аппарате 9 и перегонкой вколонне 10 проводят известным способом,В целевом продукте (примерно 570 г/ч)среднее содержание диаминодифенилметанов равно 90-92 весЛ, причем содержание л,-изомера составляет примерно195 вес.%.Г р и м е р 5. В непрерывно работаюшей лабораторной опытной установке . 16(см. фиг, 5) в охлаждаемом смесителе,выполняющем функции смеситепьно-разделительного узла экстрактора 5, потокА, состоящий из разбавленной солянойкислоты, подаваемой иэ резервуара 4,15смешивают с потоком Б, подаваемым иээкстрактора 7, и в поспедуюшем разделителе разделяют на органическую и водную фазы.Средний состав потоков А и Б, г/ч:2 Опоток А - 437 хлористого водорода,1850 воды; поток Б - 5580 о-ксипола,1120 анилина и попиарипаминов.Выходящую из экстрактора 5 водную25фазу подают в состояший из трех котловс мешалкой реактор 6, в котором ее подвергают взаимодействию с потоком В,состояшим из 30%-ного водчого раствора формалина, при 35-40 С.Поток В имеет следующий среднийсостав, г/ч; 75 формапьдегида и 175 воды,К выхошпцему из реактора 6 раствору конденсации добавляют 1150 г/ч анипина и затем подают в многоступенчатыйэкстрактор 7, в котором реакционнуюсмесь экстрагируют бедной амином ксилопьной фазой, отделившейся в экстракторе 5, при 40-50 фС. Получаемый при этомэкстракт (поток В) рецэп ркупируют всмеситель экстрактора 5.Выходящую из экстрактора 7 воднуюфазу смешивают с 950 г/ч аяилина иреакцию завершают во втором, также 45состоящем иэ трех котлов с мешалкой,реакторе 8, в котором смесь нагреваютдо температуры кипения,Выходяшую из реактора 8 водную фазу подают на нейтрализацию в аппарат 9 избыточным водным натровым щелоком, подаваемым из резервуара 1, В аппарате 9 для нейтрализации раствор поваренной соли отделяют и подают в резервуар 11. Выходящую из аппарата 9 органическую фазу подают в колонну 10 дпя перегонки, где она разделяется ка анилин и продукт конденсации. Переработку реакционной смеси проводят известным спо-.собом,Собираемый в резервуаре 12 продукт(примерно 480 г/ч) отличается незначительным содержанием о,о - изомера (менее 0,1 вес.с: ). Среднее содержачиедиаминодифенилметанов составляет 92-93весЛ, причем содержание О,Л -изомерасоставляет 2-3 весЛ.П р и м е р 6. Б непрерывно работающей лабораторной опытной установке(см. фиг. 6) в охлаждаемом смеситепе 5поток А, состоящий из разбавленной соляной кислоты, подаваемой из резервуара4, смешивают с потоком Б, подаваемымиз разделителя 7.Средний состав потоков А и Б, г/ч:поток Л - 437 хлористого водорода,1850 воды; потек Б - 5880 - о-ксилола,1120 анилина и полиариламинов.Выходяшую из смесителя 5 двухфазную смесь подают в состоящий из трехкотлов с мешалкой реактор 6, в которыйтакже подают поток. В, состояший иэ30%-ного водного раствора формалина,Реакцию проводят при 35-40 ОС.Поток В имеет спедуюший среднийсостав, г/ч: 75 формальдегида и 175воды,В выходящую иэ реактора 6 реакционную смесь добавляют 1560 г/ч анилинаи затем смесь подают в разделитель 7в котовом при 50-60 С отделяют содержащую амин ксилольную фазу, последнюю(поток Б) рециркулируют в смеситель 5.Выходяшую из разделителя водную фазупоследовательно смешивают с 670 г/чанипнна и 360 г/ч натрового шелока ввиде водного раствора. Получаемую приэтом смесь подают во второй, также состояший из трех котлов с мешалкой, реактор .8, в котором завершают реакцию путем нагрева смеси до температуры кипения,.Выходяшую из реактора 8 водную фазуподают на нейтрализацию в аппарат 9 избыточным водным натровым шелоком. подаваемым из резервуара 1. Б аппарате 9для нейтрализации раствор поваренной солиотделяют и подают в резервуар 11. Выходящую из аппарата 9 органическую фазуподают в колонну 10 дпя перегонки, гдеона разделяется на анилнн и продукт конденсации, Переработку реакционной смесипроводят известчым способом.Собираемый в резервуаре 12 продукт654165 дифенилметана при одновременном очень низком содержании б,Ь -изомера (менее0,1%). Среднее содержание диаминодифенинметанов составляет 88-90%, причем содержание й,й- изомера составляет при/мерно 10%.П р и м е р 7. Процесс ведут анапогично примеру 1, но экстракцию проводят при 60 и 110 С соответственно, При этом в обоих случаях попучают:470 г/ч 10 целевого продукта, содержащего 97 и1 / 89 вес,% соответственно смесиО,й и а,йизомеров диаминодифенилметанов.П р и м е р 8. Процесс ведут аналогично примеру 5, но экстракцию прово- ф дят при 20 и 10 СРС соответственно. При этом в обоих случаях попучают 480 г/ч целевого продукта, содержащего 93 и 90 вес.% соответственно смеси1,О,л и й,Л- изомеров диаминодифенипметанов- ф Формула изобретения 1. Способ получения диаминодифенипметанов, включающий стадии конденсации ароматических аминов с формальдегидом в присутствии водного кислого катапизатора, экстракции гидрофобным растворите лем и выделения целевого продукта, о тличающийся тем, что,сцелью повышения содержания п,л и Ор -изомеров в целевом продукте, экстракцию проводят при 20-110 С и получаемую при этом содержащую амин фазу растворитепя рециркупируют в водную фазу, содержащую катапизатор.2, Способ по п. 1, о т и и ч а ющ и й с я . тем, что экстракцию проводят при 20-100 С в спучае, когда экстракоцию осуществшпот перец поспедней стадией конденсации.3.Способпоп. 1, отличающ и й с я тем, что экстракцию проводят при 60-110 С в случае, когда экстракцию осуществшпот после поспедней стадии конденсации. Источники информации, принятые во внимание при экспертизе 1. Патент СССР %497765,кп. С 07 С 87/50, 30,12.75, Раушская на одписное Филиал ППГ Патент, г. Ужгород, ул. Проектная Составитель С. ПпужновРедактор Т, Загребельная ТехредО, Андрейко(орректор С. Шекмар