芳香羧酸的回收脫水共沸蒸餾工藝的制作方法
【專利摘要】本發(fā)明涉及一種芳香羧酸的回收脫水共沸蒸餾工藝，其步驟包括：(A)由包含有全冷凝器、再沸器以及多個(gè)平衡板的第一共沸蒸餾塔將非均相產(chǎn)物由進(jìn)料平衡板引入；(B)將該塔頂產(chǎn)物引入分相槽內(nèi)；(C)將分相槽內(nèi)10%至95%的水相液體及有機(jī)相液體回流到第一共沸蒸餾塔內(nèi)，其余水相液體流入包含有全冷凝器、再沸器以及多個(gè)平衡板的第二共沸蒸餾塔，將大部分水由第二共沸蒸餾塔塔底流出，塔頂?shù)玫揭宜峒柞?、少量水與對(duì)位二甲苯；(D)再由第一共沸蒸餾塔的多個(gè)平衡板之間作引流進(jìn)入分相槽內(nèi)作為第一共沸蒸餾塔的挾帶劑。本發(fā)明可使工藝減少一共沸蒸餾塔及使工藝成分較少，將第一共沸蒸餾塔側(cè)流所回收的PX直接供應(yīng)作為挾帶劑，減少工藝自由度及再沸器能耗與挾帶劑費(fèi)用。
【專利說明】芳香羧酸的回收脫水共沸蒸餾工藝
【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明有關(guān)一種脫水工藝，特別指一種能在乙酸脫水工藝中以脫水率高且已存在非勻相共沸蒸餾塔塔內(nèi)的對(duì)位二甲苯作為挾帶劑的芳香羧酸的回收脫水共沸蒸餾工藝。
【背景技術(shù)】
[0002]敬請(qǐng)參閱圖1所示，為已知乙酸脫水工藝的流程圖，按已知許多使用不同挾帶劑的乙酸脫水工藝，如Othmer (1941)使用乙酸正丙酯當(dāng)挾帶劑,將乙酸與水分離；如Tanaka和Yamada(1972)使用乙酸丁酯及乙酸乙酯作為分離的挾帶劑；如Siirola(1995)應(yīng)用共沸蒸懼程序，使用乙酸乙酯當(dāng)挾帶劑；如Wasylkiewicz (2000)利用蒸懼邊界、蒸余曲線等原理，對(duì)乙酸脫水的程序作一分析，所使用的挾帶劑為乙酸丁酯，并利用這些原理來預(yù)估共沸蒸懼所選擇的挾帶劑是否可行；如Chien (2004)利用Aspen Plus進(jìn)行乙酸脫水的計(jì)算模擬，分析三種挾帶劑對(duì)工藝的影響，三種挾帶劑分別為乙酸乙酯、乙酸正丁酯與乙酸異丁酯(iso-butyl acetate, IBA),分析其在蒸懼塔中純化的效能以及所耗費(fèi)的成本,得到的結(jié)果以乙酸異丁酯(iso-butyl acetate, IBA)為最佳。
[0003]從已知文獻(xiàn)可以發(fā)現(xiàn)，大部分乙酸脫水工藝都是以乙酸酯當(dāng)作挾帶劑，如乙酸甲酯(methyl acetate, MA)、乙酸乙酯、乙酸正丁酯或乙酸異丁酯，但以乙酸酯為挾帶劑會(huì)有幾項(xiàng)缺點(diǎn):(I)乙酸酯為外加成分，會(huì)增加工藝的成本與系統(tǒng)的自由度，導(dǎo)致操作或是熱力學(xué)計(jì)算較為復(fù)雜；(2)在乙酸脫水工藝中進(jìn)料所含的微量不純物:對(duì)位二甲苯(p-xylene,PX),會(huì)不斷累積在塔內(nèi)，必須設(shè)置側(cè)流(side draw)將之排出，而在對(duì)位二甲苯(p-xylene, PX)排出的同時(shí)也會(huì)將挾帶劑排出，造成挾帶劑的浪費(fèi)。
[0004]已知乙酸脫水工藝以乙酸異丁酯(IBA)為挾帶劑，根據(jù)Wang等人(2008)所發(fā)表的論文設(shè)計(jì)已知乙酸脫水工藝，此工藝主要由三個(gè)共沸蒸餾塔所構(gòu)成，如圖1所示的第一共沸蒸餾塔100，(Cl，)、第二共沸蒸`餾塔200，(C2，)、第三共沸蒸餾塔300，(C3，)，該非勻相第一共沸蒸餾塔100’(Cl’)，包含全冷凝器與再沸器共45個(gè)平衡板。操作壓力為I大氣壓(Iatm)，總壓降假設(shè)為0.273大氣壓。
[0005]該進(jìn)料物流I’ (Stream I)包含水(H2O)、乙酸(HAc)及少量的乙酸甲酯(MA)、對(duì)位二甲苯(PX)，在70.(TC與I大氣壓(I atm)情況下，由第9平衡板進(jìn)入第一共沸蒸餾塔100’(Cl’)，而該水(H2O)與乙酸(HAc)流量皆為1000 kmol/hr，乙酸甲酯(MA)與對(duì)位二甲苯(PX)流量分別為30 kmol/hr與0.29 kmol/hr，而其由第8平衡板作側(cè)引流為物流6’(Stream 6)，而第一共沸蒸餾塔100’(Cl，)的塔底產(chǎn)物為物流3’ (Stream 3)。
[0006]挾帶劑為乙酸異丁酯(IBA)，加入分相槽400 (decanter)，該分相槽400’的溫度為35°C，分相槽400’的有機(jī)相液體全回流至第一共沸蒸餾塔100’(Cl’)，因挾帶劑乙酸異丁酯(IBA)會(huì)隨著水相液體、側(cè)流以及塔底產(chǎn)物流出而流失，所以除了回收所得的乙酸異丁酯(IBA)外,還需要以0.446 kmol/hr的流量于物流5’ (Stream 5)補(bǔ)充乙酸異丁酯(IBA)。
[0007]又因?yàn)橐宜岙惗□?IBA)會(huì)與水(H2O)在第一共沸蒸餾塔100(C1’ )的塔頂會(huì)產(chǎn)生最小共沸物，經(jīng)冷凝后，流進(jìn)分相槽400’，使分相槽400’的液體自然分為有機(jī)相液體及水相液體，由于有機(jī)相液體內(nèi)含有許多的乙酸異丁酯(IBA)，所以將有機(jī)相液體由物流2’(Stream2)全回流至第一共沸蒸餾塔100’(Cl’)的乙酸脫水塔。水相液體則全部流入后半段的工藝再進(jìn)行分離，水相液體所損失的乙酸(HAc)規(guī)范需低于0.025 mol%，該第一共沸蒸餾塔100’(Cl’ )的塔底則分離出高純度(99.5 mol%)的乙酸(HAc)。
[0008]由于對(duì)位二甲苯(PX)會(huì)在塔頂蒸出，經(jīng)冷凝后由分相槽400’的有機(jī)相液體回流，將逐漸累積在塔內(nèi)形成不穩(wěn)定的蒸餾狀態(tài)，為了避免對(duì)位二甲苯(PX)在塔內(nèi)累積，一般工廠解決的方式為間隔一段時(shí)間，以批次方式由塔側(cè)抽取出累積的對(duì)位二甲苯(PX)，但此法不但耗時(shí)、麻煩，且易造成工藝操作的不穩(wěn)定。解決對(duì)位二甲苯(PX)累積于塔內(nèi)的另外一種方式是以側(cè)流將對(duì)位二甲苯(PX)連續(xù)排出，側(cè)流的設(shè)置是選擇蒸餾塔內(nèi)對(duì)位二甲苯(PX)成分最多的平衡板，其流量為1.2 kmol/hr。分相槽400’所分離的水相液體，全部從第二共沸蒸餾塔200’(C2’ )其物流4’ (Stream4)的第4平衡板進(jìn)入，而該第二共沸蒸餾塔200’(C2’ )則含全冷凝器與再沸器共8個(gè)平衡板，大部分的水(H2O)將由第二共沸蒸餾塔200’(C2’ )塔底流出，塔頂?shù)某煞职蟛糠值囊宜峒柞?MA)、乙酸異丁酯(IBA)及少量的水(H2O),再?gòu)奈锪? ’ (Stream7)進(jìn)入第三共沸蒸餾塔300’ (C3)的第7平衡板，而該第三共沸蒸餾塔300’(C3’ )含全冷凝器與再沸器共15個(gè)平衡板并繼續(xù)進(jìn)行分離，在第三共沸蒸餾塔300’(C3’)塔頂可以得到乙酸甲酯(MA)與少部分的水(H2O),塔底則得到乙酸異丁酯(IBA)與另一部分的水(H2O),塔底的乙酸異丁酯(IBA)將由物流10’ (StreamlO)經(jīng)分相槽400’而回流到第一共沸蒸餾塔100’ (Cl)當(dāng)作挾帶劑。
[0009]已知的第二共沸蒸餾塔200’ (C2)、第三共沸蒸餾塔300’(C3’ )的設(shè)計(jì)主要需達(dá)到幾個(gè)目的:
(1)將大部分的水(H2O)由第二共沸蒸餾塔(C2’)塔底排出，但乙酸甲酯(MA)與乙酸異丁酯(IBA)不可由塔底流失太多；
(2)將乙酸甲酯(MA)與乙酸異·丁酯(IBA)分別由第三共沸蒸餾塔300’(C3’)塔頂及塔底分離。但由于乙酸甲酯(MA)與水(H2O)以及乙酸異丁酯(IBA)與水(H2O)皆存在共沸點(diǎn)，限制了分離后乙酸甲酯(MA)與乙酸異丁酯(IBA)的純度。
[0010]第二共沸蒸餾塔200’(C2，)的塔底物流8’ (Stream8)產(chǎn)物，水(H2O)流量為990.73kmol/hr，還有極少量的乙酸甲酯(MA)以及乙酸異丁酯(IBA)，水(H2O)濃度為99.98 mol%。
[0011]第三共沸蒸餾塔300’(C3，)塔底物流10’(StreamlO)，主要為水(H2O)與乙酸異丁酯(IBA)，其塔頂物流9’ (Stream 9)的產(chǎn)物則為水(H2O)與乙酸甲酯(MA)，因乙酸甲酯(MA)與水(H2O)以及乙酸異丁酯(IBA)與水(H2O)皆存在共沸點(diǎn)，限制了分離后乙酸甲酯(MA)與乙酸異丁酯(IBA)的純度，乙酸甲酯(MA)與乙酸異丁酯(IBA)的濃度分別為87.92mol% 與 14.93 mol%。
[0012]就已知乙酸脫水工藝的成本計(jì)算，已知乙酸脫水工藝的第一共沸蒸餾塔IOO(Cl)及第二共沸蒸餾塔200’ (C2)分別為45平衡板及8平衡板，第三共沸蒸餾塔300’(C3’)為15平衡板。再沸器能耗的部分，已知乙酸脫水工藝的第一共沸蒸餾塔100’(Cl’)再沸器能耗為84931 MJ/hr，傳統(tǒng)乙酸脫水工藝的第二共沸蒸餾塔(C2’)、第三共沸蒸餾塔(C3’)，再沸器能耗分別為12255 MJ/hr與2200 MJ/hr。已知乙酸脫水工藝總再沸器能耗為99386MJ/hr。挾帶劑比較的部分，由業(yè)界的報(bào)價(jià)得知，1000克的乙酸異丁酯(IBA)價(jià)格為1.5美元(新臺(tái)幣45元)，已知乙酸脫水工藝的乙酸異丁酯(IBA)補(bǔ)充量為0.446 kmol/hr，一年為3853.44 kmol，以乙酸異丁酯(IBA)分子量116.16，可算出已知乙酸脫水工藝乙酸異丁酯(IBA)每年補(bǔ)充所需費(fèi)用為671，433美元(新臺(tái)幣20，143仟元)。最后將挾帶劑消耗量與再沸器能耗換算成以美元為單位的金額，為方便比較，再沸器熱消耗參考Gau(2005)所列的數(shù)據(jù)，1000磅蒸氣費(fèi)用約為3.4美元，也就是I噸蒸氣費(fèi)用約為7.5美元，由公式:
蒸氣成本
【權(quán)利要求】
1.一種芳香羧酸的回收脫水共沸蒸餾工藝，其特征在于，包括以下步驟: (A)包含有全冷凝器、再沸器以及多個(gè)平衡板的第一共沸蒸餾塔將含有水、乙酸、乙酸甲酯、對(duì)位二甲苯的非均相產(chǎn)物的進(jìn)料物流由進(jìn)料平衡板引入，該塔底產(chǎn)物的物流為乙酸，而塔頂則冷凝塔頂產(chǎn)物； (B)將該塔頂產(chǎn)物引入分相槽內(nèi)，該塔頂產(chǎn)物經(jīng)分相槽分為有機(jī)相液體的物流與水相液體的物流； (C)將分相槽內(nèi)10%至95%的有機(jī)相液體及水相液體的物流回流到第一共沸蒸餾塔內(nèi)，而其余水相液體則流入包含有全冷凝器、再沸器以及多個(gè)平衡板的第二共沸蒸餾塔，由多個(gè)平衡板之間引入其內(nèi)，將大部分水由第二共沸蒸餾塔塔底的物流流出，而塔頂將得到乙酸甲酯、少量水與對(duì)位二甲苯； (D)再由第一共沸蒸餾塔的多個(gè)平衡板之間的物流作引流進(jìn)入分相槽內(nèi)作為第一共沸蒸餾塔的挾帶劑。
2.如權(quán)利要求1所述芳香羧酸的回收脫水共沸蒸餾工藝，其特征在于，該挾帶劑為對(duì)位二甲苯。
3.如權(quán)利要求1項(xiàng)所述芳香羧酸的回收脫水共沸蒸餾工藝，其特征在于，該挾帶劑由第一共沸蒸餾塔側(cè)引流至分相槽。
4.如權(quán)利要求2所述芳香羧酸的回收脫水共沸蒸餾工藝，其特征在于，該挾帶劑由第一共沸蒸餾塔側(cè)引流至分相槽。
5.如權(quán)利要求1、2、3或4所述芳香羧酸的回收脫水共沸蒸餾工藝，其特征在于，該步驟(A)中第一共沸蒸餾塔的多 個(gè)平衡板由20至120個(gè)平衡板所組成。
6.如權(quán)利要求5所述芳香羧酸的回收脫水共沸蒸餾工藝，其特征在于，該步驟(A)中第一共沸蒸餾塔的非均相產(chǎn)物由多個(gè)平衡板最上面的平衡板向下數(shù)第2個(gè)平衡板至最下面的平衡板向上數(shù)至第2個(gè)平衡板之間引入。
7.如權(quán)利要求6所述芳香羧酸的回收脫水共沸蒸餾工藝，其特征在于，該步驟(C)中第二共沸蒸餾塔的多個(gè)平衡板由5至60個(gè)平衡板所組成。
8.如權(quán)利要求7所述芳香羧酸的回收脫水共沸蒸餾工藝，其特征在于，該步驟(C)中第二共沸蒸餾塔的其余水相液體由多個(gè)平衡板的最上面的平衡板向下數(shù)至第2個(gè)平衡板至最下面的平衡板向上數(shù)至第2個(gè)平衡板之間引入其內(nèi)。
9.如權(quán)利要求8所述芳香羧酸的回收脫水共沸蒸餾工藝，其特征在于，該步驟(D)再由第一共沸蒸餾塔的多個(gè)平衡板最上面的平衡板向下數(shù)至第2個(gè)平衡板至最下面的平衡板向上數(shù)至第2個(gè)平衡板之間作引流進(jìn)入分相槽內(nèi)作為第一共沸蒸餾塔的挾帶劑。
【文檔編號(hào)】C07C53/08GK103848733SQ201210512051
【公開日】2014年6月11日 申請(qǐng)日期:2012年12月4日 優(yōu)先權(quán)日:2012年12月4日
【發(fā)明者】李亮三 申請(qǐng)人:新鼎系統(tǒng)股份有限公司, 李亮三