CN100395226C - 以硫酸为催化剂反应精馏法规模化生产乙酸丁酯的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种以硫酸为催化剂反应精馏法规模化生产乙酸丁酯的方法，它是以乙酸和丁醇为原料，浓硫酸为催化剂，采用反应精馏法连续生产乙酸丁酯，整个生产系统包括有三个塔，分别为反应精馏塔、共沸塔和酯精馏塔，反应精馏塔和共沸塔并列布置。原料乙酸、丁醇和催化剂浓硫酸经酯化预反应后，打入反应精馏塔的进料塔板，预反应器的气相进入反应精馏塔的进料段，反应精馏塔顶的气相进入共沸塔的底层塔板，塔底液相进入酯精馏塔的中段，丁酯成品则从塔侧连续出料。本发明通过对反应精馏技术进行合理的改良，使得这项技术可以和以硫酸作为催化剂的工艺很好地结合起来，既利用了反应精馏法的先进技术，又使液体催化剂方便操作、易于扩大生产规模的特点得到充分发挥。
Description
技术领域：
本发明涉及一种生产乙酸丁酯的方法，尤其是涉及一种以硫酸作为催化剂和反应精馏法相结合的连续、规模化地生产乙酸丁酯的方法。
背景技术：
乙酸丁酯是一种环保型的酯类溶剂，在自然界中容易降解，可替代甲苯、二甲苯等芳烃类溶剂，广泛应用于涂料、油漆、油墨、粘合剂和医药等领域。
乙酸丁酯早期的生产方法一般以硫酸作为催化剂，先进行间歇式酯化反应，反应结束后，用纯碱等进行中和，然后进行蒸馏精制。采用这样的间歇式反应工艺，一是生产效率无法改善，产能难以提高，能耗大，生产成本高；二是产品的质量也不好，很难达到GB/T 3729-91《工业乙酸丁酯》优等品的要求。
上世纪九十年代，随着反应精馏技术的开发和应用，国内也开始有单位研究用该技术来生产乙酸丁酯，但是一般都需要用杂多酸等固体酸来作为催化剂，未见用液体作催化剂与反应精馏法相结合的技术已应用于工业化生产。
用固体酸作催化剂有诸多缺陷：一是这种催化剂很贵，使用一段时间以后，其催化活性也会降低，更换起来很麻烦，使用成本很高；二是固体催化剂容易粉化，不仅损耗大，而且容易造成酯化釜或反应精馏塔内积累杂质，影响物料的蒸发量，并最终影响到产品的质量；三是固体催化剂不像液体催化剂一样，很难做到均质催化，且固体的传热效果很难做到均匀，容易引起局部过热，反应物结焦等问题，影响产品的质量和生产效率；四是采用固体酸作为催化剂的话，很难将生产能力提高，单套设备的年产量基本上都小于1万吨，难以形成规模化的产能。至今也未见采用固体酸作催化剂，成功地用反应精馏法规模化生产乙酸丁酯的报道。
所以要使乙酸丁酯等酯类产品实现低能高效生产，必须采用反应精馏法这种先进技术，而要使这种技术真正得到规模化的工业应用，对于酯化反应来说，还得采用浓硫酸这样的液体作为催化剂。反应精馏法通过边反应边分离的方式，不仅可以使生产过程避免反应物经历多次降温后再升温的过程，从而大幅降低蒸汽等能源的消耗，而且可以使一步生成的粗产物中目标产品的含量大幅提高，降低了后一步精制提纯的复杂性，且可以大幅减少能耗，降低生产成本。但是该技术一般只见采用固体酸作为催化剂的报道，而采用固体酸作为催化剂，则存在上述所说的一系列缺陷。这些报道中不能采用液体酸作为催化剂的原因，主要在于液体催化剂会混杂在最终的产物中，对反应精馏塔和再沸器等加热容器造成较严重的腐蚀。要使液体催化剂和反应精馏技术相结合，必须采用能耐热的浓酸腐蚀的材质来作反应精馏塔和再沸器，同时要通过简便、合理的工艺使液体酸催化剂和粗产物尽可能地实现连续分离，最后再对产物进行精制。
中国专利ZL 94108405.1揭示了用连续催化精馏生产乙酸正丁酯的方法和设备，但是其反应精馏设备采用的是一塔式的装置，而且其生成的乙酸正丁酯含量只有(95-97)％，只相当于GB/T 3729-91标准中合格品的要求，远远达不到当代乙酸丁酯用户的使用要求。
中国专利ZL 97121674.6公开了连续法乙酸丁酯的生产工艺，以杂多酸作为催化剂，没有采用反应精馏法。
中国专利ZL 00107970.0公开的连续生产乙酸丁酯的方法，虽然也采用硫酸作为催化剂，但是没有采用反应精馏法。
发明内容：
本发明目的在于克服上述不足，即乙酸丁酯的产业界以前只能单纯地利用硫酸作为酯化反应的催化剂以方便地扩大产能，或者虽然采用了反应精馏法的一些原理，但是没有采用硫酸作为催化剂，因而产能难以扩大等问题，提供一种以硫酸为催化剂反应精馏法规模化生产乙酸丁酯的方法，通过对经典意义上的反应精馏技术进行合理的改良，使得这项技术可以和以硫酸作为催化剂的工艺很好地结合起来，提供一种既利用了反应精馏法的先进技术，又使液体催化剂方便操作、易于扩大生产规模的特点得到充分发挥。
本发明的目的是这样实现的：一种以硫酸为催化剂反应精馏法规模化生产乙酸丁酯的方法，其特征在于：它是以乙酸和丁醇为原料，浓硫酸为催化剂，采用反应精馏法连续生产乙酸丁酯，整个生产系统包括有三个塔，分别为反应精馏塔、共沸塔和酯精馏塔，反应精馏塔和共沸塔并列布置，其具体工艺方法如下：
a)原料乙酸泵入乙酸预热器进行预热，丁醇则泵入丁醇预热器进行预热，两者按设定的配比混合后，连续从1#预反应器的底部进入，而催化剂浓硫酸则经硫酸储槽，以设定的流量从1#预反应器的顶部流入，这些物料在预反应器中进行酯化预反应，反应后的液相从1#预反应器的上部溢流进入2#预反应器的上部，液相由2#预反应器的底部流出，经反应精馏塔进料泵打入反应精馏塔精馏段和提馏段之间的进料塔板，两个预反应器的气相则通过管道直接进入反应精馏塔的进料段，
b)在反应精馏塔的提馏段，液相中的水与丁醇、乙酸丁酯形成沸点较低的三元共沸物，由气相带走，反应精馏塔底液相的组成为乙酸丁酯和少量硫酸，为含酸初酯，
c)将含酸初酯连通入再沸器中，将乙酸丁酯蒸出来，实现初酯与硫酸的初步分离，由于少量硫酸也会随着沸腾的液相被气相夹带出来，将这样的组分再通过一个气液分离器，使液相成分回流到再沸器中，而初酯气相则转到后道去，
在反应精馏塔底部的液相组成中，硫酸沉在底部，采用耐酸泵，将底部含硫酸量较高的酸/酯混合物泵到反应精馏塔精馏段的上方，
d)反应精馏塔顶的气相组分含乙酸丁酯、丁醇、水和乙酸，它们通过管道直接进入共沸塔的底层塔板，而共沸塔底高沸点的乙酸等组分，通过耐酸泵泵入反应精馏塔精馏段的上部，继续用于进行酯化反应，共沸塔塔顶的气相含乙酸丁酯、丁醇和水，它们通入共沸塔冷凝器，冷凝后的液相流入油/水分层器，分层后，油相作为共沸塔的回流，水相回收或排放，
e)由气液分离器分出的要到后道去精制的初酯气相，进入酯精馏塔的中段，进行进一步的分离，低沸物连续从塔顶蒸出，经低沸物冷凝器16冷凝后，部分回流到酯精馏塔的上部，其余部分泵入酸/醇混合器，与原料酸和醇混合；乙酸丁酯成品则从塔侧连续出料；该塔的釜液则泵回酸/醇混合器，与原料混合，返回系统。
与现有乙酸丁酯的生产方法相比，本发明具有如下特点：
1、将反应精馏法一般应用中的一塔式装置改造成了反应精馏塔和共沸塔并列的两塔式装置，可使反应精馏的分离效果更好，同时又不致于使塔做得很高。
2、反应精馏塔的塔体内壁衬聚四氟乙烯，填料采取石墨介质，很好地防止反应物料包括硫酸催化剂对系统的腐蚀。
3、通过严格控制原料的配比，使液相的反应物料到达反应精馏塔塔底时，乙酸和丁醇刚好完全反应掉，生成乙酸丁酯，或丁醇略微过量一点点；
4、将反应精馏塔塔底的温度控制在较高的范围内，使得水和一些低沸点的共沸物等不可能残留在塔底，塔底丁酯的含量则达到98％左右，同时使得浓硫酸在无水的条件下，对塔底设备的腐蚀大大减轻。
5、采用石墨浸聚四氟乙烯材质作为反应精馏塔配套的再沸器，很好地解决了该再沸器的腐蚀问题。
6、我们将再沸器蒸出的气液混合物，先经过一个气液分离器进行分离，气相的初酯送到后道的精馏塔去精制，液相则回流到再沸器中，防止因沸腾随气相一起带出的液相中的硫酸被带到后道去，腐蚀后道的系统。
7、对于反应精馏塔底部硫酸含量较大的酸/酯混合物，则用一台流量较小的耐酸泵泵到反应精馏塔精馏段的上方，使催化剂得到重复利用，实现清洁生产。
采取了上述一系列的改良措施，才实现了以硫酸作为催化剂和反应精馏法这种技术的有机结合，充分利用了两者的优点，在规模化生产乙酸酯工业中彰现了良好的效果。
采用了上述液体酸催化剂和反应精馏法相结合的工艺，不仅可以使乙酸丁酯生产的能耗下降30％，从而使生产成本明显下降，而且得到的粗酯含量已经接近了乙酸丁酯一等品的水平(主含量接近98％)，低沸点的成分很少，所以酯精馏塔不用太高，就可以使连续生产出来的原料达到优等品的要求。
采用这样的工艺方法，不仅实现了液体催化剂和反应精馏技术的有机结合，使得规模化地连续生产乙酸丁酯成为可能，而且通过对反应精馏法进行改良，有效地防止了酸性的液体催化剂对反应和精制系统的腐蚀，使设备投资的成本得到了有效控制。
附图说明：
图1为本发明的生产工艺流程图。
图中：1-乙酸预热器，2-丁醇预热器，3-硫酸储槽，4-1#预反应器，5-2#预反应器，6-反应精馏塔，7-反应精馏塔再沸器，8-气液分离器，9-共沸塔，10-共沸塔冷凝器，11-油/水分层器，12-回收塔，13-回收塔再沸器，14-酯精馏塔，15-丁酯精馏塔再沸器，16-低沸物冷凝器，17-丁酯产品冷凝器，18-废水冷却器。
具体实施方式：
参见图1，整个生产系统主要由四个塔组成，分别为反应精馏塔6、共沸塔9、回收塔12和酯精馏塔14。反应精馏塔和共沸塔可以合并为一个塔，即将共沸塔置于反应精馏塔的上方，这就是经典意义上的反应精馏塔。但是这样的话，这个塔就要做得很高，需要建相应的辅助设施来保护该塔和维持它的正常运行，不是很经济。为此，本发明将经典意义上的反应精馏塔分为两个塔——实际应用中的反应精馏塔和共沸塔。本发明的具体实施方式如下：
原料乙酸泵入乙酸预热器1进行预热，丁醇则泵入丁醇预热器2进行预热，两者按设定的配比混合后，连续从1#预反应器4的底部进入，而催化剂浓硫酸则经硫酸储槽3，以设定的流量从1#预反应器的顶部流入，这些物料在预反应器中进行酯化预反应。反应后的液相从1#预反应器的上部溢流进入2#预反应器5的上部，在2#预反应器中酯化反应已接近平衡状态，液相由2#预反应器的底部流出，经反应精馏塔进料泵打入反应精馏塔精馏段和提馏段之间的进料塔板。两个预反应器的气相则通过管道直接进入反应精馏塔的进料段。
在反应精馏塔的提馏段，液相中的水与丁醇、乙酸丁酯形成沸点较低的三元共沸物，由气相带走，从而减少了液相中的水分，使酯化反应能进行完全。反应物落到反应精馏塔的底部时，已经基本上没有水分，反应精馏塔底液相的组成为乙酸丁酯和少量硫酸。经检测，反应精馏塔底部的乙酸丁酯含量已经接近98％，只不过由于其中含有硫酸等成分，所以还不能够直接采出。由于反应精馏塔的塔底物料已经基本上没有水分，硫酸对塔底设备的腐蚀大大减轻。
将这样的含酸初酯连通入采用耐热酸腐蚀的再沸器7中，利用硫酸沸点很高(330℃)的特点，在再沸器加热的同时，将乙酸丁酯蒸出来，实现初酯与硫酸的初步分离。由于少量硫酸也会随着沸腾的液相被气相夹带出来，我们将这样的组分再通过一个气液分离器8，使液相成分回流到再沸器中，而转到后道去的气相中则基本上不再含有硫酸等腐蚀成分。
由于硫酸的密度比乙酸丁酯大很多，所以在反应精馏塔底部的液相组成中，硫酸趋向于沉在底部，采用一台流量较小的耐酸泵，将底部含硫酸量较高的酸/酯混合物泵到反应精馏塔精馏段的上方，使催化剂得到重复利用，实现清洁生产。
反应精馏塔顶的气相组分含乙酸丁酯、丁醇、水和乙酸，它们通过管道直接进入共沸塔的底层塔板，而共沸塔底高沸点的乙酸等组分，通过耐酸泵泵入反应精馏塔精馏段的上部，继续用于进行酯化反应。共沸塔塔顶的气相含乙酸丁酯、丁醇和水，它们通入共沸塔冷凝器10，冷凝后的液相流入油/水分层器11。分层后，油相作为共沸塔的回流，水相进入回收塔，回收其中少量的丁醇和乙酸丁酯。
回收塔塔顶蒸出的是丁醇、丁酯和水的共沸物，返回到共沸塔冷凝器，经冷凝后，到油/水分离器中进行分层。回收塔的塔底则基本上是水，泵入废水冷凝器冷凝后排放到废水处理站去处理。
回收塔也可以考虑不用，因为经过油/水分层器分出来的水相中，丁醇和乙酸丁酯已经很少，(工艺条件控制得好，上述组分的含量≤0.5％。)再用一个塔去回收其中的有机物的话，能源消耗的代价已经和回收原料节约的价值相抵。
由分离器分出的要到后道去精制的初酯气相，进入酯精馏塔的中段，进行进一步的分离。低沸物连续从塔顶蒸出，经低沸物冷凝器16冷凝后，部分回流到酯精馏塔的上部，其余部分泵入酸/醇混合器，与原料酸和醇混合；丁酯成品则从塔侧的适当位置连续出料；该塔的釜液则泵回酸/醇混合器，与原料混合，返回系统。
利用该方法生产乙酸正丁酯的具体工艺条件如下：
乙酸和丁醇预热器的温度控制范围为(100～110)℃，压力范围为(125～175)kPa，优选温度范围为(105～110)℃，压力范围为(145～165)kPa。
对原料预热器选择这样的温度范围，主要是考虑到既要使原料达到预热的效果，为下一步的预反应提供能量，又要将温度控制在相应原料的沸点以下。常压下，乙酸的沸点为118.1℃，正丁醇的沸点为117.5℃。压力范围的选择主要是考虑到要使前道的物料能够流到后道去，并使各个塔处于常压精馏的状态，避免采用负压设备引起的高投资和高运营成本。
乙酸和正丁醇的重量配比为1.6∶1～1∶1.3，或体积配比为1.23∶1～1∶1.69，优选乙酸和正丁醇的重量比为1∶1.20～1∶1.28，体积比为1∶1.56～1∶1.66。
采用这样的原料配比，主要是为了接近原料按分子量计算的理论消耗之比，使原料边反应边分离到反应精馏塔底时，原料正好反应完。但是在生产的不同阶段(譬如起始阶段和终了阶段)，原料的配比会有所不同，所以总体需要一个较宽的范围。而常温下乙酸的密度为1.05g/cm3，正丁醇的密度为0.81g/cm3，两者的密度之比为1.3∶1。
1#和2#预反应器的温度控制范围为(100～115)℃，压力范围为(120～170)kPa，优选温度范围为(108～112)℃，压力范围为(140～160)kPa。
1#和2#预反应器的温度控制既要考虑到酯化反应所需的能量要求，提高反应的速率，又要控制反应器的温度不超过原料和主产物的沸点。常压下，乙酸正丁酯的沸点为126.1℃。
反应精馏塔的塔顶温度控制范围为(88～110)℃，压力范围为(120～135)kPa，优选温度范围为(95～102)℃，压力范围为(125～132)kPa；塔底温度控制范围为(100～150)℃，压力范围为(135～170)kPa，优选温度范围为(125～136)℃，压力范围为(145～155)kPa。
共沸塔塔顶温度范围为(85～100)℃，压力范围为(98～105)kPa，优选温度范围为(88～93)℃，压力范围为(99～102)kPa；塔底温度范围为(88～110)℃，压力范围为(120～135)kPa，优选温度范围为(96～100)℃，压力范围为(125～132)kPa。
如果将两个反应精馏塔和共沸塔并到一起，则塔顶的温度控制范围为(85～100)℃，压力范围为(98～105)kPa，优选温度范围为(88～93)℃，压力范围为(99～102)kPa；塔底的温度控制范围为(100～150)℃，压力范围为(135～170)kPa，优选温度范围为(125～136)℃，压力范围为(145～155)kPa。
本发明采用的是常压精馏的工艺，所以共沸塔顶的压力应为常压，温度则接近三元共沸物的共沸温度。
如果采用回收塔，则塔顶的温度控制范围为(90～105)℃，压力范围为(98～105)kPa，优选温度范围为(97～100)℃，压力范围为(99～102)kPa；塔底的温度控制范围为(95～110)℃，压力范围为(110～130)kPa，优选温度范围为(100～105)℃，压力范围为(115～125)kPa。
丁酯精馏塔的塔顶温度控制范围为(100～125)℃，压力范围为(98～105)kPa，优选温度范围为(120～125)℃，压力范围为(99～102)kPa；塔侧采出乙酸正丁酯的温度控制范围为(125～130)℃，压力范围为(102～115)kPa，优选温度范围为(126～128)℃，压力范围为(105～110)kPa；塔底的温度控制范围为(130～150)℃，压力范围为(110～130)kPa，优选温度范围为(130～145)℃，压力范围为(115～125)kPa。
适当降低原料的进料量，可以使得最终生成的产品的质量进一步提高，但产品的产量也相应有所降低。
采用上述的工艺流程也可以生产乙酸异丁酯，只不过由于正丁醇和异丁醇的密度不同，原料的体积配比会有所不同。另外，由于异丁酯的沸点低于正丁酯的沸点，所以工艺条件中的温度控制范围会所不同。
利用该方法生产乙酸异丁酯的具体工艺条件如下：
用异丁醇生产乙酸异丁酯时，由于异丁醇的沸点为108℃，丁醇预热器的温度控制范围要比使用正丁醇时低，为(90～100)℃，压力范围为(125～175)kPa，优选温度范围为(95～100)℃，压力范围为(145～165)kPa。
相应地，乙酸预热器的温度控制范围也要降低一点，为(90～100)℃，压力范围为(125～175)kPa，优选温度范围为(95～100)℃，压力范围为(145～165)kPa。
乙酸和异丁醇的重量配比为1.6∶1～1∶1.3，或体积配比为1.45∶1～1∶1.43，优选乙酸和异丁醇的重量比为1∶1.20～1∶1.28，体积比为1∶1.32～1∶1.41。
采用这样的原料配比的原因同乙酸和正丁醇的反应，而常温下异丁醇的密度为0.95g/cm3，乙酸和异丁醇的密度比为1.1∶1。
1#和2#预反应器的温度控制范围为(95～105)℃，压力范围为(120～170)kPa，优选温度范围为(100～105)℃，压力范围为(140～160)kPa。选择这样的预反应温度，主要是因为原料异丁醇的沸点较低，也考虑到了乙酸异丁酯的沸点为118℃。
各塔的反应条件除温度略有不同外，压力控制条件和原因同乙酸正丁酯的控制条件和原因。
反应精馏塔的塔顶温度控制范围为(85～102)℃，优选温度范围为(90～98)℃；塔底温度控制范围为(100～135)℃，优选温度范围为(117～128)℃。
共沸塔塔顶温度范围为(85～95)℃，优选温度范围为(87～92)℃；塔底温度范围为(85～100)℃，优选温度范围为(90～97)℃。
如果将两个反应精馏塔和共沸塔并到一起，则塔顶的温度控制范围为(85～95)℃，优选温度范围为(87～92)℃；塔底的温度控制范围为(100～135)℃，优选温度范围为(117～128)℃。
如果采用回收塔，则塔顶的温度控制范围为(80～100)℃，优选温度范围为(85～98)℃；塔底的温度控制范围为(95～110)℃，优选温度范围为(98～105)℃。
丁酯精馏塔的塔顶温度控制范围为(90～115)℃，优选温度范围为(110～115)℃；塔侧采出乙酸异丁酯的温度为(115～125)℃，优选温度范围为(117～120)℃；塔底的温度控制范围为(120～140)℃，优选温度范围为(125～140)℃。
采用这样的工艺流程，根据原料和产物的物理性质，适当改变原料的配比和反应控制条件，也可以生产乙酸乙酯和乙酸异丙酯等乙酸酯类产品。
实施例一
乙酸采用主含量为99.5％左右的一等品，流量为4.3T/h，正丁醇采用含量大于99.5％的优等品，流量为5.4T/h，浓硫酸采用含量大于98％的优等品，流量为0.05T/h。
乙酸和丁醇预热器的温度均为108℃，压力为155kPa，1#和2#预反应器的温度为110℃，压力150kPa；反应精馏塔的塔顶温度为100℃，压力130kPa，塔底温度为130℃，压力150kPa；共沸塔塔顶温度为91℃，压力100kPa，塔底温度为98℃，压力130kPa；回收塔塔顶温度为98℃，压力100kPa，塔底温度为103℃，压力120kPa；丁酯精馏塔塔顶温度为122℃，压力为100kPa，塔侧乙酸正丁酯成品的出料温度为126.5℃，压力105kPa，塔底温度为135℃，压力120kPa。对反应精馏塔塔底的初酯进行取样检测，乙酸正丁酯的含量达到97.9％，采出乙酸正丁酯8.3T/h，乙酸正丁酯的含量为99.58％，其他指标均达到优等品的要求。
实施例二
原料乙酸的流量为4.0T/h，正丁醇的流量为5.0T/h，其他工艺条件都不变，反应精馏塔5塔底初酯中乙酸正丁酯的含量为98.3％，采出乙酸正丁酯7.7T/h，乙酸正丁酯的含量为99.91％，其他指标均达到优等品的要求。
实施例三
乙酸采用主含量为99.5％左右的一等品，流量为4.3T/h，异丁醇采用含量大于99.3％的优等品，流量为5.4T/h，浓硫酸采用含量大于98％的优等品，流量为0.05T/h。
乙酸和丁醇预热器的温度均为98℃，压力为155kPa，1#和2#预反应器的温度为102℃，压力150kPa；反应精馏塔的塔顶温度为95℃，压力130kPa，塔底温度为120℃，压力150kPa；共沸塔塔顶温度为90℃，压力100kPa，塔底温度为95℃，压力130kPa；回收塔塔顶温度为92℃，压力100kPa，塔底温度为103℃，压力120kPa；丁酯精馏塔塔顶的温度为112℃，压力100kPa，塔侧乙酸异丁酯的采出温度为118.5℃，压力105kPa，塔底温度为130℃，压力120kPa。对反应精馏他塔塔底的初酯取样分析，乙酸异丁酯的含量为97.8％，采出乙酸异丁酯8.2T/h，乙酸异丁酯的含量为99.52％，其他指标均满足用户的使用要求。
Claims (8)
1.一种以硫酸为催化剂反应精馏法规模化生产乙酸丁酯的方法，其特征在于：它是以乙酸和丁醇为原料，浓硫酸为催化剂，采用反应精馏法连续生产乙酸丁酯，整个生产系统包括有三个塔，分别为反应精馏塔、共沸塔和酯精馏塔，反应精馏塔和共沸塔并列布置，其具体工艺方法如下：
a)原料乙酸泵入乙酸预热器进行预热，丁醇则泵入丁醇预热器进行预热，两者按设定的配比混合后，连续从1#预反应器的底部进入，而催化剂浓硫酸则经硫酸储槽，以设定的流量从1#预反应器的顶部流入，这些物料在预反应器中进行酯化预反应，反应后的液相从1#预反应器的上部溢流进入2#预反应器的上部，液相由2#预反应器的底部流出，经反应精馏塔进料泵打入反应精馏塔精馏段和提馏段之间的进料塔板，两个预反应器的气相则通过管道直接进入反应精馏塔的进料段，
所述乙酸和正丁醇的重量配比为1.6∶1～1∶1.3，或体积配比为1.23∶1～1∶1.69，
所述乙酸和异丁醇的重量配比为1.6∶1～1∶1.3，或体积配比为1.45∶1～1∶1.43，
b)在反应精馏塔的提馏段，液相中的水与丁醇、乙酸丁酯形成沸点较低的三元共沸物，由气相带走，反应精馏塔底液相的组成为乙酸丁酯和少量硫酸，为含酸初酯，
c)将含酸初酯连通入再沸器中，将乙酸丁酯蒸出来，实现初酯与硫酸的初步分离，由于少量硫酸也会随着沸腾的液相被气相夹带出来，将这样的组分再通过一个气液分离器，使液相成分回流到再沸器中，而初酯气相则转到后道去，
在反应精馏塔底部的液相组成中，硫酸沉在底部，采用耐酸泵，将底部含硫酸量较高的酸/酯混合物泵到反应精馏塔精馏段的上方，
d)反应精馏塔顶的气相组分含乙酸丁酯、丁醇、水和乙酸，它们通过管道直接进入共沸塔的底层塔板，而共沸塔底高沸点的包括乙酸的组分，通过耐酸泵泵入反应精馏塔精馏段的上部，继续用于进行酯化反应，共沸塔塔顶的气相含乙酸丁酯、丁醇和水，它们通入共沸塔冷凝器，冷凝后的液相流入油/水分层器，分层后，油相作为共沸塔的回流，水相回收或排放，
e)由气液分离器分出的要到后道去精制的初酯气相，进入酯精馏塔的中段，进行进一步的分离，低沸物连续从塔顶蒸出，经低沸物冷凝器冷凝后，部分回流到酯精馏塔的上部，其余部分泵入酸/醇混合器，与原料酸和醇混合；丁酯成品则从塔侧连续出料；该塔的釜液则泵回酸/醇混合器，与原料混合，返回系统，
所述反应精馏塔的塔体内壁衬聚四氟乙烯，填料采取石墨介质，采用石墨浸聚四氟乙烯材质作为反应精馏塔配套的再沸器。
2.根据权利要求1所述的一种以硫酸为催化剂反应精馏法规模化生产乙酸丁酯的方法，其特征在于利用该方法生产乙酸正丁酯的具体工艺条件如下：
乙酸和丁醇预热器的温度控制范围为100～110℃，压力范围为125～175kPa，
1#和2#预反应器的温度控制范围为100～115℃，压力范围为120～170kPa，
反应精馏塔的塔顶温度控制范围为88～110℃，压力范围为120～135kPa，塔底温度控制范围为100～150℃，压力范围为135～170kPa，
共沸塔塔顶温度范围为85～100℃，压力范围为98～105kPa，塔底温度范围为88～110℃，压力范围为120～135kPa，
丁酯精馏塔的塔顶温度控制范围为100～125℃，压力范围为98～105kPa，塔侧采出乙酸正丁酯的温度控制范围为125～130℃，压力范围为102～115kPa，塔底的温度控制范围为130～150℃，压力范围为110～130kPa。
3.根据权利要求2所述的一种以硫酸为催化剂反应精馏法规模化生产乙酸丁酯的方法，其特征在于利用该方法生产乙酸正丁酯的具体工艺条件如下：
乙酸和丁醇预热器的温度控制范围为105～110℃，压力范围为145～165kPa，
乙酸和正丁醇的重量配比为1∶1.20～1∶1.28，体积比为1∶1.56～1∶1.66，
1#和2#预反应器的温度控制范围为108～112℃，压力范围为140～160kPa，
反应精馏塔的塔顶温度控制范围为95～102℃，压力范围为125～132kPa；塔底温度控制范围为125～136℃，压力范围为145～155kPa，
共沸塔塔顶温度范围为88～93℃，压力范围为99～102kPa；塔底温度范围为96～100℃，压力范围为125～132kPa，
丁酯精馏塔的塔顶温度控制范围为120～125℃，压力范围为99～102kPa；塔侧采出乙酸正丁酯的温度控制范围为126～128℃，压力范围为105～110kPa；塔底的温度控制范围为130～145℃，压力范围为115～125kPa。
4.根据权利要求1所述的一种以硫酸为催化剂反应精馏法规模化生产乙酸丁酯的方法，其特征在于利用该方法生产乙酸异丁酯的具体工艺条件如下：
丁醇预热器的温度控制范围为90～100℃，压力范围为125～175kPa，
乙酸预热器的温度控制范围为90～100℃，压力范围为125～175kPa，
1#和2#预反应器的温度控制范围为95～105℃，压力范围为120～170kPa，
反应精馏塔的塔顶温度控制范围为85～102℃，压力范围为120～135kPa；塔底温度控制范围为100～135℃，压力范围为135～170kPa，
共沸塔塔顶温度范围为85～95℃，压力范围为98～105kPa；塔底温度范围为85～100℃，压力范围为120～135kPa，
丁酯精馏塔的塔顶温度控制范围为90～115℃，压力范围为98～105kPa；塔侧采出乙酸异丁酯的温度为115～125℃，压力范围为102～115kPa；塔底的温度控制范围为120～140℃，压力范围为110～130kPa。
5.根据权利要求4所述的一种以硫酸为催化剂反应精馏法规模化生产乙酸丁酯的方法，其特征在于利用该方法生产乙酸异丁酯的具体工艺条件如下：
丁醇预热器的温度控制范围为95～100℃，压力范围为145～165kPa，
乙酸预热器的温度控制范围为95～100℃，压力范围为145～165kPa，
乙酸和异丁醇的重量配比为1∶1.20～1∶1.28，体积比为1∶1.32～1∶1.41，
1#和2#预反应器的温度控制范围为100～105℃，压力范围为140～160kPa，
反应精馏塔的塔顶温度控制范围为90～98℃，压力范围为125～132kPa；塔底温度控制范围为117～128℃，压力范围为145～155kPa，
共沸塔塔顶温度范围为87～92℃，压力范围为99～102kPa；塔底温度范围为90～97℃，压力范围为125～132kPa，
丁酯精馏塔的塔顶温度控制范围为110～115℃，压力范围为99～102kPa，；塔侧采出乙酸异丁酯的温度为117～120℃，压力范围为105～110kPa；塔底的温度控制范围为125～140℃，压力范围为115～125kPa。
6.根据权利要求1～5其中之一所述的一种以硫酸为催化剂反应精馏法规模化生产乙酸丁酯的方法，其特征在于由共沸塔冷凝器冷凝后的液相流入油/水分层器，分层后，水相进入回收塔，回收其中少量的丁醇和乙酸丁酯，回收塔塔顶蒸出的是丁醇、丁酯和水的共沸物，返回到共沸塔冷凝器，经冷凝后，到油/水分离器中进行分层，回收塔的塔底的水，泵入废水冷凝器冷凝后排放到废水处理站去处理。
7.根据权利要求6所述的一种以硫酸为催化剂反应精馏法规模化生产乙酸丁酯的方法，其特征在于利用该方法生产乙酸正丁酯的回收塔塔顶的温度控制范围为90～105℃，压力范围为98～105kPa，塔底的温度控制范围为95～110℃，压力范围为110～130kPa。
8.根据权利要求6所述的一种以硫酸为催化剂反应精馏法规模化生产乙酸丁酯的方法，其特征在于利用该方法生产乙酸异丁酯的回收塔塔顶的温度控制范围为80～100℃，压力范围为98～105kPa，；塔底的温度控制范围为95～110℃，压力范围为110～130kPa。
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