一種甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)方法
【專利摘要】本發(fā)明公開了一種甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)方法。該方法直接將閃蒸后的液相溶液送入換熱器，通過熱交換移出反應熱，控制反應釜溫度恒定。使用該方法進行甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)，反應釜溫度波動幅可以控制在小于0.5℃，CO的轉化率為95%。本發(fā)明提供的方法可以簡化工藝流程，減少設備投入。
【專利說明】一種甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)方法

【技術領域】
[0001] 本發(fā)明涉及一種甲醇羰基化生產(chǎn)醋酸的方法。

【背景技術】
[0002] 醋酸是重要的有機化工原料之一，主要用于生產(chǎn)醋酸乙烯、醋酐、醋酸纖維素、醋 酸酯類、對苯二甲酸、氯乙酸等，可廣泛用于化工、輕工、紡織、醫(yī)藥、印染等領域。目前生產(chǎn) 醋酸的主要方法有乙醛氧化法、烯烴直接氧化法及甲醇羰基化法。其中，甲醇羰基化法具有 甲醇轉化率高、副產(chǎn)物小等優(yōu)點，逐漸成為生產(chǎn)醋酸的主要方法之一。
[0003] 甲醇羰基化生產(chǎn)醋酸的工藝主要包括C0造氣和醋酸生產(chǎn)兩部分。其中以采用天 然氣為原料生產(chǎn)C0為例，C0造氣部分主要包括加氫脫硫、天然氣蒸汽轉換、脫C0 2、干燥、氫 氣分離、壓縮等工序。醋酸生產(chǎn)部分又可分為羰基化反應、閃蒸、精餾分離水、醋酸甲酯、碘 甲烷、醋酸產(chǎn)品精餾脫除丙酸、高壓和低壓碘甲烷吸收系統(tǒng)、催化劑制備等工序。
[0004] 現(xiàn)有技術中，甲醇羰基化生產(chǎn)醋酸所進行的反應是以C0和甲醇為原料，產(chǎn)物醋酸 作溶劑，貴金屬Ir-R U或Rh為主催化劑，添加醋酸甲酯、碘甲烷、碘化鋰和水組成均相催化 反應體系。甲醇羰基化生產(chǎn)醋酸進行的步驟一般包括，甲醇和C0送入反應釜中與均相催化 劑溶液接觸，將接觸后所得的混合物送入閃蒸塔中。經(jīng)過閃蒸將混合物分離成含醋酸的氣 相組分和含主催化劑的液相組分，其中含醋酸的氣相組分被送入輕組分精餾塔中進行精餾 分離出醋酸產(chǎn)品，將含催化劑的液相組分循環(huán)返回反應釜。
[0005] 甲醇和C0在反應釜中進行羰基化反應的過程中，反應釜的頂部會形成氣相部分， 該部分包含（1)未反應的原料：C0和甲醇，（2)反應釜中液相溶液的飽和蒸汽：醋酸、醋酸 甲酯、碘甲烷和水，以及（3)副反應生成物：C0 2、CH4、H2。為了保證反應釜中羰基化反應的進 行、保持反應釜中一定的C0分壓和反應總壓、以及防止反應生成的氣相副產(chǎn)物0) 2、014和& 的不斷累積，需要在羰基化反應進行過程中連續(xù)不斷地將該氣相部分以一定的流量從反應 釜的頂部排放。排出的該氣相部分通常進行處理以回收其中可再用的醋酸、醋酸甲酯、碘甲 烷、水和甲醇。
[0006] 甲醇和C0在反應釜中進行羰基化反應的過程中，每生成1噸醋酸將會伴隨產(chǎn)生 2260kJ的熱量，為了保證羰基化反應的正常進行，必須通過熱交換的方式將產(chǎn)生的這部分 反應熱移出反應釜，以防止反應釜過熱。
[0007] 現(xiàn)有技術中采取在反應釜外部另外安裝一臺或者兩臺（一臺備用）高壓液體循環(huán) 泵，將反應液從反應釜中抽出通過換熱器冷卻后再從反應釜頂部加注會反應釜，以實現(xiàn)移 出反應熱控制反應溫度恒定的目的。
[0008] CN 1562939A公開了一種生產(chǎn)醋酸的羰基化反應器，包括全混流反應段釜式反應 器，其特征在于，還包括一塔式反應器，塔式反應器的底部與全混流反應段釜式反應器的頂 部相連并互通。應用該反應器進行羰基化反應制醋酸時，從羰基化反應器底部的出口抽出 一股反應液作為羰基化反應器塔式段的催化劑，通過催化劑泵輸送，這股反應液分成2路， 一路直接進羰基化反應器上部的催化劑口，另一路經(jīng)過催化劑冷卻器冷卻后進冷激口，從 而實現(xiàn)調(diào)節(jié)反應器塔式段溫度，控制塔式段反應液進口板上的溫度來調(diào)整反應器塔式段出 口反應液的溫度。該專利中，塔式反應器內(nèi)C0濃度從底部到上部逐漸降低，使得放空尾氣 中C0濃度降低，提高了 C0的轉化率。該專利采取用抽出部分反應液，用催化劑泵輸送其中 部分經(jīng)冷卻器冷卻移出反應熱，實現(xiàn)調(diào)節(jié)反應器塔式段溫度。該方法中安裝的塔式反應器 內(nèi)有多層塔板和多個開口，結構和控制復雜，并且為了配合該反應器，該方法中的工藝流程 復雜。
[0009] CN 101885678A公開了一種甲醇低壓羰基化合成醋酸用反應設備。該發(fā)明的目的 是克服使用機械攪拌的機械傳動易損壞的缺陷，采用液體循環(huán)用液力達到攪拌的目的。其 中該設備連接有液體循環(huán)泵和換熱器，用于實現(xiàn)將反應液從反應釜中引出再經(jīng)換熱器換熱 后返回反應釜以形成液體循環(huán)。
[0010] 由此可見，已有技術中均采取使用液體循環(huán)泵和換熱器將反應釜中的反應液進行 循環(huán)換熱。實際工藝中至少額外需要1-2臺（1臺備用)高壓液體循化泵。由于醋酸屬于腐 蝕性介質(zhì)，特別是，甲醇羰基化制醋酸的反應液中含有少量氫碘酸和水，更進一步增加了對 反應裝置的腐蝕性，因此在醋酸生產(chǎn)裝置中必須選用鋯材制造的高壓液體循環(huán)泵，防止因 設備腐蝕損壞造成的停工停產(chǎn)和安全事故。鋯是一種價格極其昂貴的稀有金屬，一臺鋯材 液體循環(huán)泵通常價值千萬元以上。因此，已有技術中采取的將反應液循環(huán)的方法以實現(xiàn)移 出反應熱的目的，存在設備投資和運轉費用高的問題。
[0011] 由此可見，為了減少甲醇羰基化制醋酸工業(yè)生產(chǎn)裝置設備投資和運轉維護的費 用，需要新的移出反應熱的方法。


【發(fā)明內(nèi)容】

[0012] 本發(fā)明的目的是提供新的甲醇羰基化制醋酸反應熱移出的新方法，提供一種甲醇 羰基化制醋酸的生產(chǎn)方法。
[0013] 為了實現(xiàn)上述目的，本發(fā)明提供一種甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)方法，該方法包 括：
[0014] (1)在溶劑和催化劑存在下，將甲醇和C0通入反應釜內(nèi)進行羰基化反應，將反應 釜底部的液相部分送入閃蒸塔進行閃蒸，分離得到液相組分和氣相組分，液相組分經(jīng)冷卻 后回流至反應釜；
[0015] (2)將步驟（1)中分離得到的氣相組分送入輕組分精餾塔中進行精餾分離，得到輕 組分和重組分；
[0016] (3)將步驟（2)中的重組分送入重組分精餾塔中進行精餾分離，得到醋酸產(chǎn)品。
[0017] 使用本發(fā)明提供的甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)方法時，反應溫度波動幅度可以控制 在小于0. 5°C的范圍內(nèi)，C0的轉化率仍可達95%，具有很好的生產(chǎn)效果。
[0018] 本發(fā)明的甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)方法可以帶來以下的優(yōu)點：
[0019] 一是簡化了工藝流程。通過將閃蒸后得到的液相組分經(jīng)液體循環(huán)泵送入換熱器， 取消了現(xiàn)有技術中單獨循環(huán)反應液的流程。
[0020] 二是減少了液體循環(huán)泵設備。取消了現(xiàn)有技術中為了移出反應熱而需要單獨循環(huán) 反應液的高壓泵設備。本發(fā)明生產(chǎn)醋酸的過程存在酸腐蝕，對生產(chǎn)裝置要求高，材料一般為 鋯材，因此本發(fā)明的方法減少了使用鋯材的設備數(shù)量和費用，降低了日后維護費用。
[0021] 本發(fā)明的其他特征和優(yōu)點將在隨后的【具體實施方式】部分予以詳細說明。

【專利附圖】

【附圖說明】
[0022] 圖1為本發(fā)明提供的甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)方法的工藝流程示意圖。
[0023] 圖2為現(xiàn)有技術的甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)方法的工藝流程示意圖。
[0024] 附圖標記說明
[0025] 1、反應釜； 2、閃蒸塔； 3、重組分精餾塔；4、輕組分精餾塔；
[0026] 5、液液分離器； 6、氣液分離器；7、第一換熱器；8、第一冷凝器；
[0027] 9、第二冷凝器； 10、第三冷凝器；11、重相循環(huán)泵；12、主催化劑循環(huán)泵；
[0028] 13、反應液循環(huán)泵；14、第二換熱器

【具體實施方式】
[0029] 以下對本發(fā)明的【具體實施方式】進行詳細說明。應當理解的是，此處所描述的具體 實施方式僅用于說明和解釋本發(fā)明，并不用于限制本發(fā)明。
[0030] 本發(fā)明提供一種甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)方法，該方法包括：
[0031] (1)在溶劑和催化劑存在下，將甲醇和C0通入反應釜1內(nèi)進行羰基化反應，將反應 釜1底部的液相部分送入閃蒸塔2進行閃蒸，分離得到液相組分和氣相組分，液相組分經(jīng)冷 卻后回流至反應荃1 ;
[0032] (2)將步驟（1)中分離得到的氣相組分送入輕組分精餾塔4中進行精餾分離，得到 輕組分和重組分；
[0033] (3)將步驟（2)中的重組分送入重組分精餾塔3中進行精餾分離，得到醋酸產(chǎn)品。
[0034] 根據(jù)本發(fā)明，本發(fā)明提供的方法還包括：將步驟（2)中的輕組分送入液液分離器5 中進行分離，得到重相、輕相和不凝性氣體尾氣，將重相回流至反應釜1，將輕相回流至輕組 分精餾塔4,將不凝性氣體尾氣排放至低壓吸收塔。
[0035] 根據(jù)本發(fā)明，在進行甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)時，通過將閃蒸后的液相組分直接 送入第二換熱器14換熱降溫，實現(xiàn)移出反應熱的工藝流程，以達到控制反應釜溫度恒定的 目的。本發(fā)明提供的方法利用了閃蒸后將含有主催化劑的液相組分送回反應釜的主催化劑 循環(huán)泵12,結合第二換熱器14冷卻液相組分，從而取消了單獨設立移出反應熱的工藝流程 和相應設置的反應液循環(huán)泵。如圖1中本發(fā)明提供的甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)方法的工藝 流程示意圖所示，將甲醇和C0送入反應釜1進行羰基化反應。將反應釜1底部的液相部分 從反應釜1的底部送入閃蒸塔2進行閃蒸，分離得到液相組分和氣相組分。閃蒸得到的含 有主催化劑的液相組分從閃蒸塔2的底部通過主催化劑循環(huán)泵12送入第二換熱器14進行 換熱降溫，以移出反應熱。將經(jīng)第二換熱器14換熱后溫度降低的液相組分回流至反應釜1 幫助控制反應釜1內(nèi)的羰基化反應溫度恒定。閃蒸得到的氣相組分從閃蒸塔2的頂部送入 輕組分精餾塔4進行精餾分離，分離得到輕組分和重組分：輕組分從輕組分精餾塔4的頂部 排出經(jīng)第一冷凝器8冷凝后送入液液分離器5,在液液分離器5中又進一步分離出重相、輕 相和不凝性氣體尾氣；重組分從輕組分精餾塔4的塔底排出進入重組分精餾塔3中，在重組 分精餾塔3中精餾分離出丙酸和醋酸產(chǎn)品。在液液分離器5分離得到的重相通過重相循環(huán) 泵11回流至反應釜1，輕相回流至輕組分精餾塔4,不凝性氣體尾氣從液液分離器5的頂部 排出經(jīng)第二冷凝器9冷凝后排放至低壓吸收塔。羰基化反應過程中在反應釜1頂部形成的 氣相部分經(jīng)第三冷凝器10冷凝后進入氣液分離器6,氣液分離器6中分離出液相和不凝性 高壓氣體，其中液相返回反應釜1，不凝性高壓氣體送入高壓吸收塔。整個甲醇羰基化制醋 酸過程排放出的尾氣，最后分別經(jīng)高壓和低壓吸收塔處理符合排放標準后送入火炬燃燒。
[0036] 根據(jù)本發(fā)明，送入反應釜1中進行羰基化反應的甲醇和C0之間的摩爾比沒有特別 的限定，可以根據(jù)本領域中常規(guī)的甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)方法進行選擇，也可以根據(jù)獲 得的目標產(chǎn)物的要求選擇。優(yōu)選情況下，甲醇與C0的摩爾比為1 :1-1. 5,進一步優(yōu)選甲醇： C0的摩爾比為1 :1-1.2。進行羰基化反應過程中可以調(diào)整C0和甲醇投料量，使得反應釜1 和閃蒸塔2以及輕組分精餾塔4處于穩(wěn)定工作狀態(tài)。
[0037] 根據(jù)本發(fā)明，所述催化劑可以是實現(xiàn)甲醇羰基化反應的催化劑，優(yōu)選情況下，所述 催化劑為含有主催化劑、助催化劑、醋酸甲酯和水的均相催化劑。
[0038] 本發(fā)明中，所述溶劑可以是常規(guī)甲醇羰基化制醋酸的方法使用的溶劑，例如可以 是醋酸。
[0039] 根據(jù)本發(fā)明，所述溶劑和所述催化劑加入到反應釜1中，其中所述溶劑和所述催 化劑含有的各組分的含量可以是滿足甲醇羰基化反應進行即可。優(yōu)選情況下，以所述溶劑 和所述催化劑的總重量為基準，主催化劑的含量為〇. 005-0. 5重量％，助催化劑的含量為 5-20重量％，醋酸甲酯的含量為2-20重量％，水的含量為2-10重量％，溶劑的含量為50-78 重量0/〇。
[0040] 本發(fā)明中，在所述催化劑中含有水可以保持甲醇羰基化反應進行有較高的反應速 率。可以直接補加水與甲醇、溶劑、催化劑一起進入反應釜1中；也可以使用通過分離裝置 從液液分離器5分離得到的輕相中分離出的水，并按照控制量返回反應釜1中，以保持羰基 化反應的物料液相中的水含量在上述的含量范圍內(nèi)。用于分離出水的分離裝置可以是本領 域常規(guī)使用的分離裝置，例如，可以采用本領域中常規(guī)的精餾塔將液液分離器5分離得到 的輕相的一部分進行精餾，分離出過量的水，精餾塔可以為板式塔和填料塔，優(yōu)選填料塔。
[0041] 根據(jù)本發(fā)明，所述主催化劑可以為本領域中用于甲醇羰基化反應的各種催化劑， 優(yōu)選情況下，所述主催化劑為銠、含銠化合物、銥、含銥化合物、釕和含釕化合物中的至少一 種。其中，所述含銠化合物為選自銠的醋酸化合物、銠的齒化物、銠的氧化物和銠的配合物 中的至少一種；所述含銥化合物為選自銥的醋酸化合物、銥的鹵化物、銥的氧化物和銥的配 合物中的至少一種；所述含釕化合物為選自釕的醋酸化合物、釕的鹵化物、釕的氧化物和釕 的配合物中的至少一種。選擇所述主催化劑例如可以為但不限于：Rh、Ir-Ru、Rh-Ir-Ru、 Rh(CH3C00)3、RhCl3、Rhfe3、RhI 3、Rh203、RhCl3 · 3H20、Rhfc3 · 3H20、RhI3 · 3H20、[Rh(C0)2Cl]2、 [Rh(C0) 2Br]2、IrCl3、IrBr3、Irl3、IrCl 3. 3H20、IrBr3 · 3H20、Irl3 · 3H20、[Ir(C0)2Cl]2、 [Ir(C0) 2Br]2、[Ir(C0)2I]2、Ir4(C0) 12、lr203、Ir(CH3C00)3、Ru(CH 3C00)3、RuC13、RuBr3、 RuC13 · 3H20、Rufc3 · 3H20、[Ru(C0)3C12]2、[Ru(C0) 3Br2]2 和 Ru203 中的一種或多種。
[0042] 本發(fā)明中，所述助催化劑可以是本領域中用于甲醇羰基化反應的常規(guī)助催化劑， 例如可以為碘甲烷。當主催化劑為銠和/或含銠化合物時，所述助催化劑中還可以含有碘 化鋰。
[0043] 根據(jù)本發(fā)明，在所述溶劑和所述催化劑存在下以及羰基化反應條件下，甲醇和 C0在反應釜1中進行羰基化反應。所述羰基化反應的條件可以為本領域所公知的反應 條件，優(yōu)選情況下，所述羰基化反應的條件包括：反應的壓力為2. 5-4MPa，反應的溫度為 180-2KTC;進一步優(yōu)選，所述羰基化反應的條件包括：反應的壓力為2. 5-3. 2MPa，反應的溫 度為 185-195°C。
[0044] 根據(jù)本發(fā)明，反應釜1頂部的氣相部分經(jīng)第三冷凝器10冷凝后進入氣液分離器 6。冷凝達到的溫度可以是利于醋酸、醋酸甲酯、碘甲烷、水和甲醇組分進行冷凝的溫度，例 如可以為20-50°C。氣液分離器6的壓力為2. 5-3. 2MPa。
[0045] 根據(jù)本發(fā)明，在閃蒸塔2中進行閃蒸，將送入閃蒸塔2中的羰基化反應的產(chǎn)物 分離為液相組分和氣相組分。所述閃蒸可以按照本領域常規(guī)的條件實施，只要實現(xiàn)上述 分離即可。優(yōu)選情況下，所述閃蒸的條件包括：閃蒸的壓力為0. 2-0. 6MPa，閃蒸的溫度為 125-160°〇。進一步優(yōu)選，閃蒸的壓力為0.4-0.61^，閃蒸的溫度為140-1601：。閃蒸獲得 的液相組分可以是含有主催化劑。
[0046] 根據(jù)本發(fā)明，所述液相組分可以從閃蒸塔2的底部排出經(jīng)過冷卻后再回流至反應 釜1中。本發(fā)明中，所述液相組分被冷卻后再回流至反應釜1中，可以幫助控制反應釜1中 羰基化反應進行的反應溫度恒定，防止反應釜過熱，從而有利于羰基化反應的正常進行。優(yōu) 選情況下，步驟（1)中液相組分經(jīng)冷卻達到的溫度為110_140°C?？梢詫崿F(xiàn)控制反應釜1中 羰基化反應進行的反應溫度恒定。
[0047] 根據(jù)本發(fā)明，所述冷卻可以有多種冷卻的方式實現(xiàn)。優(yōu)選情況下，步驟（1)中所述 冷卻的方式可以為換熱器換熱冷卻。例如通過主催化劑循環(huán)泵12將所述液相組分送入第 二換熱器14,經(jīng)換熱降溫后回流至反應釜1中。
[0048] 根據(jù)本發(fā)明，閃蒸得到的氣相組分可以包括但不限于：醋酸、醋酸甲酯、水、碘甲 烷、甲醇、CO、CH4、C02、H2和N2的一種或多種。所述氣相組分可以進一步進行分離以回收其 中可以利用的物質(zhì)。可以將所述氣相組分送入輕組分精餾塔4進行精餾分離。
[0049] 本發(fā)明中，輕組分精餾塔4用于對所述氣相組分進行精餾分離。所述輕組分精餾 塔4內(nèi)的總的塔板數(shù)或理論塔板數(shù)沒有特別的限定，可以在較寬的范圍變動。為獲得更好 的分離效果，優(yōu)選情況下，所述輕組分精餾塔4內(nèi)的總的塔板數(shù)可以為20-70,進一步優(yōu)選 為 40-60。
[0050] 根據(jù)本發(fā)明，輕組分精餾塔4可以采用本領域中常規(guī)的設備類型，例如可以為板 式塔和填料塔，其中，板式塔可以為泡罩塔、篩板塔和浮閥塔中的一種或多種。
[0051] 根據(jù)本發(fā)明，所述輕組分精餾塔的操作條件可以為本領域中用于甲醇羰基化制醋 酸的工藝中的各種輕組分精餾條件，例如所述輕組分精餾塔塔頂?shù)臏囟瓤梢詾?00-130°c， 塔底的溫度可以為140_165°C，回流比可以為1 :1. 1-3,塔內(nèi)的壓力可以為0. 05-0. 4MPa ;優(yōu) 選情況下，塔頂?shù)臏囟葹?10-120°〇，塔底的溫度為150-1601：，回流比為1:1.2-2，塔內(nèi)的 壓力為 〇· 1-0. 3MPa。
[0052] 本發(fā)明中，回流比是指在精餾塔的操作中，由精餾塔塔頂返回塔內(nèi)的回流液的摩 爾流量與塔頂餾出產(chǎn)品的摩爾流量的比值。
[0053] 根據(jù)本發(fā)明，在輕組分精餾塔4內(nèi)進行完成精餾分離后，從輕組分精餾塔4的底部 排出重組分，從輕組分精餾塔4的頂部排出輕組分。所述輕組分可以為包括但不限于：醋酸 甲酯、7K、碘甲烷、醋酸、甲醇、CO、CH 4、C02、H2和N2中的一種或多種。所述重組分可以為包 括但不限于：醋酸、少量副產(chǎn)物丙酸和少量水。
[0054] 根據(jù)本發(fā)明，從輕組分精餾塔4分離獲得的輕組分可以進一步進行分離。所述輕 組分經(jīng)第一冷凝器8冷凝后，送入液液分離器5中。冷凝達到的溫度可以是利于所述輕組 分進行冷凝分離的溫度，例如可以為20-50°C。
[0055] 根據(jù)本發(fā)明，在液液分離器5中，經(jīng)冷凝的所述輕組分可以分離出重相、輕相和不 凝性氣體尾氣。所述分離的方式可以為本領域技術人員所熟知的各種分離方式，只要可以 使碘甲烷返回反應釜1可用作助催化劑即可，例如可以為靜置進行液液分離的方法。其中 重相可以通過重相循環(huán)泵11回流至反應釜1中，輕相可以回流至輕組分精餾塔4中，不凝 性氣體尾氣可以從液液分離器5的頂部排出。重相主要含有碘甲烷和醋酸甲酯，輕相主要 含有水和醋酸甲酯，不凝性氣體尾氣主要包括CO、CH 4、C02、H2以及少量氣化的醋酸、醋酸甲 酯、水、碘甲燒、甲醇。
[0056] 根據(jù)本發(fā)明，液液分離器5的頂部排出的不凝性氣體尾氣可以經(jīng)過進一步的冷凝 后送往低壓吸收塔，冷凝達到的溫度可以為10_20°C。低壓吸收塔用于進一步吸收排放的不 凝性氣體尾氣中的碘甲烷，然后不凝性氣體尾氣排放至火炬燃燒處理。
[0057] 根據(jù)本發(fā)明，從輕組分精餾塔4分離獲得的重組分可以被送至重組分精餾塔3。重 組分精餾塔用于對重組分進行精餾分離得到醋酸產(chǎn)品。重組分精餾塔3內(nèi)的總的塔板數(shù)或 理論塔板數(shù)沒有特別的限定，可以在較寬的范圍內(nèi)變動，優(yōu)選情況下，所述重組分精餾塔3 的總的塔板數(shù)為50-85,進一步優(yōu)選為60-75。
[0058] 根據(jù)本發(fā)明，重組分精餾塔3中精餾分離的條件可以為本領域中各種用于甲醇羰 基化制醋酸的生產(chǎn)工藝中的精餾塔的操作條件，例如所述精餾分離的條件包括：塔頂?shù)臏?度可以為120-145°C，塔底的溫度可以為135-160°C，回流比可以為1 :1. 1-3,塔內(nèi)的壓力可 以為0. 05-0. 4MPa ;優(yōu)選情況下，塔頂?shù)臏囟葹?30-140°C，塔底的溫度為140-155°C，回流 比為1 :1· 5-2. 5,塔內(nèi)的壓力為0· 1-0. 3MPa。
[0059] 本發(fā)明中，回流比是指在精餾塔的操作中，由精餾塔塔頂返回塔內(nèi)的回流液的摩 爾流量與塔頂餾出產(chǎn)品的摩爾流量的比值。
[0060] 根據(jù)本發(fā)明，重組分精餾塔3可以為本領域中常規(guī)的設備類型，例如可以為板式 塔和填料塔。其中，所述板式塔可以為泡罩塔、篩板塔和浮閥塔中的一種或多種。
[0061] 本發(fā)明中，當主催化劑、碘甲烷和水經(jīng)過多次循環(huán)或其他原因導致?lián)p失而使得主 催化劑、碘甲烷和水的用量不能滿足所需羰基化反應的需求時，可以通過連續(xù)進料的方式 或者間歇補充的方式進行補充主催化劑、碘甲烷和水的用量，優(yōu)選以連續(xù)進料方式進行補 充。
[0062] 圖2是現(xiàn)有技術的甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)方法的工藝流程示意圖。與本發(fā)明提 供的方法不同的是，該方法和工藝流程中單獨設置用于移出反應熱的反應液循環(huán)泵和換熱 器。具體地如圖2所示，反應釜1底部排出的液相部分中的一部分經(jīng)過反應液循環(huán)泵13送 入第一換熱器7,換熱后的液相部分回流至反應釜1，實現(xiàn)控制反應釜1內(nèi)的反應溫度。
[0063] 以下通過實施例對本發(fā)明的【具體實施方式】進行詳細說明。應當理解的是，此處所 描述的【具體實施方式】僅用于說明和解釋本發(fā)明，并不用于限制本發(fā)明。除非特殊說明，下列 實施例和對比例中所用物質(zhì)均可以通過商購得到。
[0064] C0的濃度通過氣相色譜方法，使用6890N氣相色譜儀器(安捷倫公司制）測定。
[0065] 按照以下公式計算C0的轉化率：
[0066]

【權利要求】
1. 一種甲醇羰基化制醋酸的生產(chǎn)方法，該方法包括： (1) 在溶劑和催化劑存在下，將甲醇和C0通入反應釜內(nèi)進行羰基化反應，將反應釜底 部的液相部分送入閃蒸塔進行閃蒸，分離得到液相組分和氣相組分，液相組分經(jīng)冷卻后回 流至反應釜； (2) 將步驟（1)中分離得到的氣相組分送入輕組分精餾塔中進行精餾分離，得到輕組分 和重組分； (3) 將步驟（2)中的重組分送入重組分精餾塔中進行精餾分離，得到醋酸產(chǎn)品。
2. 根據(jù)權利要求1所述的方法，其中，步驟（1)中液相組分經(jīng)冷卻達到的溫度為 110-140。。。
3. 根據(jù)權利要求1所述的方法，其中，步驟（1)中所述冷卻的方式為換熱器換熱冷卻。
4. 根據(jù)權利要求1所述的方法，其中，甲醇與CO的摩爾比為1 :1-1. 5。
5. 根據(jù)權利要求1所述的方法，其中，所述催化劑為含有主催化劑、助催化劑、醋酸甲 酯和水的均相催化劑。
6. 根據(jù)權利要求5所述的方法，其中，以所述溶劑和所述催化劑的總重量為基準，主催 化劑的含量為0. 005-0. 5重量％，助催化劑的含量為5-20重量％，醋酸甲酯的含量為2-20 重量％，水的含量為2-10重量％，溶劑的含量為50-78重量％。
7. 根據(jù)權利要求5或6所述的方法，其中，所述主催化劑為銠、含銠化合物、銥、含銥化 合物、釕和含釕化合物中的至少一種。
8. 根據(jù)權利要求1所述的方法，其中，所述羰基化反應的條件包括：反應的溫度為 180-2KTC，反應的壓力為2. 5-4MPa。
9. 根據(jù)權利要求1所述的方法，其中，所述閃蒸的條件包括：閃蒸的溫度為125-160°C， 閃蒸的壓力為0.2-0. 6MPa。
10. 根據(jù)權利要求1所述的方法，其中，輕組分精餾塔的條件包括：塔頂?shù)臏囟葹?100-1301：，塔底的溫度為140-1651：，塔內(nèi)的壓力為0.05-0.41^，回流比為1:1.1-3。
11. 根據(jù)權利要求1所述的方法，其中，重組分精餾塔的條件包括：塔頂?shù)臏囟葹?120-145°〇，塔底的溫度為135-1601：，塔內(nèi)的壓力為0.05-0.41^，回流比為1 :1.1-3。
12. 根據(jù)權利要求1所述的方法，其中，該方法還包括：將步驟（2)中的輕組分送入液液 分離器中進行分離，得到重相、輕相和不凝性氣體尾氣，將重相回流至反應釜，將輕相回流 至輕組分精餾塔，將不凝性氣體尾氣排放至低壓吸收塔。
【文檔編號】C07C51/12GK104250209SQ201310268488
【公開日】2014年12月31日 申請日期:2013年6月28日 優(yōu)先權日:2013年6月28日
【發(fā)明者】呂順豐, 李彤, 秦燕璜, 劉博 , 王世亮 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司北京化工研究院