CN101679186B - 具有改进的轻质馏分柱生产能力的生产乙酸的方法和装置 - Google Patents

具有改进的轻质馏分柱生产能力的生产乙酸的方法和装置 Download PDF

Info

Publication number
CN101679186B
CN101679186B CN2008800164131A CN200880016413A CN101679186B CN 101679186 B CN101679186 B CN 101679186B CN 2008800164131 A CN2008800164131 A CN 2008800164131A CN 200880016413 A CN200880016413 A CN 200880016413A CN 101679186 B CN101679186 B CN 101679186B
Authority
CN
China
Prior art keywords
light ends
ends column
product flow
purifying
condenser
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
CN2008800164131A
Other languages
English (en)
Other versions
CN101679186A (zh
Inventor
N·K·鲍威尔
N·J·内格尔
F·R·奥尔森
W·D·皮卡德
R·D·谢弗
I·T·特耶达
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Celanese International Corp
Original Assignee
Celanese International Corp
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Celanese International Corp filed Critical Celanese International Corp
Publication of CN101679186A publication Critical patent/CN101679186A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN101679186B publication Critical patent/CN101679186B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/16—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation
    • C07C51/21—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen
    • C07C51/23—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen of oxygen-containing groups to carboxyl groups
    • C07C51/235—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen of oxygen-containing groups to carboxyl groups of —CHO groups or primary alcohol groups
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/10—Vacuum distillation
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/42—Regulation; Control
    • B01D3/4211—Regulation; Control of columns
    • B01D3/4261—Side stream
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/10—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by reaction with carbon monoxide
    • C07C51/12—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by reaction with carbon monoxide on an oxygen-containing group in organic compounds, e.g. alcohols
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C07C51/43—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation
    • C07C51/44—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation by distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C53/00—Saturated compounds having only one carboxyl group bound to an acyclic carbon atom or hydrogen
    • C07C53/08—Acetic acid

Abstract

一种改进的生产乙酸的装置和方法，包含冷凝塔顶蒸汽以提供到轻质馏分柱的回流，以及冷凝来自所述轻质馏分柱中部的蒸汽以提高生产容量。轻质馏分柱上的吞吐量或负载实质上被减少了，而未损失产品质量。

Description

具有改进的轻质馏分柱生产能力的生产乙酸的方法和装置
技术领域
本发明总的涉及用于生产乙酸的装置和方法，其中对来自轻质馏分柱的蒸馏区中部的蒸汽使用额外的冷凝，以增加系统生产能力。
背景技术
羰基化过程在本领域是众所周知的。有特定商业价值的是针对甲醇的羰基化以生产乙酸的过程以及针对乙酸甲酯的羰基化以生产乙酸酐的过程。参见Cornils等人的《含有机金属化合物的应用均相催化剂》(Applied Homogeneous Catalyst With OrganometallicCompounds)，版本(Bench版本)(Wylie，Weinheim，德意志联邦共和国，2000年)，第2章，2.1.2部分及之后，104-137页。又参见授予Thiebaut的美国专利号6,642,413以及授予Leet等人的美国专利号6,114,576。
用来制造乙酸的一种选择的方法涉及在均相反应介质中羰基化甲醇，其中铑被用作催化剂。一般地，反应介质包含催化剂、水、乙酸、溶解的一氧化碳(CO)、甲醇、乙酸甲酯(MeAc)、氢碘酸(HI)、碘甲烷和可选地一种或更多种促进剂和/或稳定剂。甲醇和一氧化碳作为原料被馈送到反应器。反应介质的一部分被连续地提取(withdrawn)并提供给闪蒸器，在闪蒸器，产品被闪蒸出并(以蒸汽形式)被送给纯化组列。纯化组列包含轻质馏分柱，轻质馏分柱将“轻质”或低沸组分以塔顶馏分(overhead)移除，并提供产品流用于进一步纯化。特别优选的羰基化过程在授予Smith等人的美国专利号5,144,068中被教导。在此所谓的“低水”过程中，醇(如甲醇)在含有以碘盐，特别是与以特定比例的碘甲烷和乙酸甲酯一起的碘化锂稳定的铑催化剂的液体反应介质中与一氧化碳反应。反应介质中有有限浓度的水，则产品为羧酸，而不是，例如，酸酐。′068专利的反应体系不仅以出乎意料地有利的速率提供异常低水含量的酸产品，还呈现出乎意料地高的催化剂稳定性。即，催化剂是耐催化剂沉淀出反应介质的。
羰基化甲醇的另一种选择的方法涉及在反应器中使用均相铱催化剂。举例来说，在授予Sunley等人的美国专利号5,883,295中有公开用于乙酸的生产的方法，所述方法包括，在羰基化反应器中实质上不存在金属促进剂和/或离子型碘共促进剂的情况下，以一氧化碳羰基化甲醇和/或其反应性衍生物，所述羰基化反应器中含有液体反应组合物与铱羰基化催化剂、碘甲烷共催化剂、水、乙酸和乙酸甲酯，其中，保留在液体反应组合物中的有：(a)小于5wt％浓度的水；(b)大于12wt％浓度的碘甲烷以及(c)羰基化反应器中小于50巴的总压力。也参见授予Ditzel等人的美国专利号5,877,348和也是授予Ditzel等人的美国专利号5,887,347。
乙酸单元的纯化段中常见的生产限制是轻质馏分柱。在典型的乙酸甲醇羰基化过程中，来自反应器的热高压液体经过阀门被减压，并在较低压的闪蒸器容器中被闪蒸。从该步骤被释出的蒸汽被馈送到轻质馏分(light ends(LE))塔底附近。富含乙酸的冷凝的液体被从进料上方的液体侧线移除并被前馈用于进一步纯化，而塔顶离开的蒸汽则被冷凝并馈送到液-液倾析器。来自倾析器的轻相被回流到塔，重相则被再循环到反应器进料。因此，轻质馏分柱从闪蒸器接收热蒸汽产品流，并在产品流被前馈用于水移除之前，从所述的流操作移除大部分的乙酸甲酯和碘甲烷。
发明内容
根据本发明，轻质馏分塔中的水力负荷通过部分冷凝负载所述塔的蒸汽而被减少。在典型的实施方案中，来自塔的，恰好在液体侧线移除之上的蒸汽的部分流量被馈送到热交换器，并被冷却到，例如200°F的温度。冷凝的液体然后被馈送回塔的液体侧线以上的点，或简单地与液体侧线流合并。然后，液体侧线上方的柱中的水力负荷被减少。模拟表明塔能被去瓶颈直到15％，而不显著改变液体侧线组成。
附图的简要描述
下面参照下列的附图详细描述本发明，其中相同的数字指代类似的部件，并且其中：
图1是传统的甲醇羰基化单元的示意图；以及
图2是示意图，其中根据本发明，图1装置的轻质馏分柱已被配备侧式冷凝器。优选的实施方案的描述
仅以举例和图示的目的，以下参照各种实施方案详细描述本发明。本发明在所附权利要求中阐明，且，在本发明精神和范围内对特定实施方案的修改，对于本领域技术人员将是显然的。
除非以下更具体地定义，本文使用的术语被赋予其普通含义。除非另有说明，％、ppb和类似术语指的是重量百分数、重量的十亿分率等。
“冷凝器”指的是配置来从蒸汽移除热，以将蒸汽冷凝为液相的热交换器。
第VIII族催化剂可以是铑和/或铱催化剂。铑金属催化剂可以任何适当的形式被添加，使得铑在催化剂溶液中作为本领域所周知的包含[Rh(CO)2I2]-阴离子的平衡混合物。可选地维持在本文描述的过程的反应混合物中的碘盐，可以是碱金属或碱土金属的可溶盐或季铵盐或鏻盐的形式。在某些实施方案中，催化剂共促进剂是碘化锂、乙酸锂或其混合物。盐共促进剂可作为将生成碘盐的非碘盐被添加。碘催化剂稳定剂可被直接引入到反应体系中。替换地，由于在所述反应体系的操作条件下，范围广泛的非碘盐前体将与碘甲烷反应，以生成相应的共促进剂碘盐稳定剂，因此碘盐可原位生成。有关铑催化剂和碘盐生成的额外的细节，可参见授予Smith等人的美国专利号5,001,259；授予Smith等人的5,026,908；以及也是授予Smith等人的5,144,068，所述专利的公开通过引用被并入本文。
类似地，液体羰基化反应组合物中的铱催化剂可包括任何在所述液体反应组合物中可溶的含铱化合物。铱催化剂可以任何适当的形式被添加到液体反应组合物用于羰基化反应，所述适当的形式是溶解在液体反应组合物中或是可转变为可溶形式。适当的可被添加到液体反应组合物的含铱化合物的实施例包含：IrCl3、IrI3、IrBr3、[Ir(CO)2I]2、[Ir(CO)2Cl]2、[Ir(CO)2Br]2、[Ir(CO)2I2]-H+、[Ir(CO)2Br2]-H+、[Ir(CO)2I4]-H+、[Ir(CH3)I3(CO2]-H+、Ir4(CO)12、IrCl3.3H2O、IrBr3.3H2O、Ir4(CO)12、铱金属、Ir2O3、Ir(acac)(CO)2、Ir(acac)3、乙酸铱、[Ir3O(OAc)6(H2O)3][OAc]，以及六氯铱酸[H2IrCl6]。铱的无氯复合物，如乙酸盐、草酸盐和乙酰乙酸盐常常被用作起始原料。铱催化剂在液体反应组合物中的浓度可在100到6000ppm范围内。利用铱催化剂的甲醇的羰基化是周知的，且在以下美国专利中被概括地描述：5,942,460；5,932,764；5,883,295；5,877,348；5,877,347和5,696,284，所述专利的公开通过引用被整体并入本申请。
卤代烷共催化剂/促进剂一般与第VIII族金属催化剂组分联合使用。碘甲烷优选地作为卤代烷促进剂。优选地，卤代烷在液体反应组合物中的浓度在1到50wt％，优选地在2到30wt％的范围内。
卤代烷促进剂可与盐稳定剂/共促进剂化合物组合，所述盐稳定剂/共促进剂化合物可包含第IA族或第IIA族金属的盐，或季铵盐或鏻盐。特别优选的是碘或乙酸盐，如碘化锂或乙酸锂。
其他促进剂和共促进剂可被作为本发明催化体系的部分，如在欧洲专利公开EP 0849248中所公开的，所述公开通过引用被并入本文。适当的促进剂选自钌、锇、钨、铼、锌、镉、铟、镓、汞、镍、铂、钒、钛、铜、铝、锡、锑，以及更优选地选自钌和锇。具体的共促进剂在美国专利号6,627,770中描述，所述专利通过引用被整体并入本文。
促进剂可以有效量存在，所述有效量直到其在液体反应组合物和/或任何从乙酸回收阶段再循环到羰基化反应器的液体过程流中的溶解度的限制。当使用时，促进剂以促进剂对金属催化剂为[0.5到15]∶1，优选地[2到10]∶1，更优选地[2到7.5]∶1的摩尔比适当地存在于液体反应组合物中。适当的促进剂浓度是400到5000ppm。
本发明主题的羰基化装置或过程一般地包含至少一反应段，和一纯化段。本发明可以被理解与，例如，甲醇与一氧化碳在均相催化反应体系中的羰基化有关，所述反应体系包括反应溶剂(典型地，乙酸)、甲醇和/或其反应性衍生物、可溶的铑催化剂、至少有限浓度的水和可选地碘盐。羰基化反应随着甲醇和一氧化碳被连续地馈送到反应器而进行。一氧化碳反应物可以是本质上纯的，或可以含有惰性杂质，如二氧化碳、甲烷、氮、稀有气体、水和C1到C4的石蜡烃。一氧化碳中氢的存在，以及通过水煤气转换反应原位生成的氢优选地保持在低水平，例如小于1巴的分压，因为氢的存在可造成加氢产品的形成。一氧化碳在反应中的分压适当地在1到70巴，优选地1到35巴，以及最优选地1到15巴的范围内。
羰基化反应的压力适当地在10到200巴，优选地10到100巴，以及最优选地10到50巴的范围内。羰基化反应的温度适当地在100到300℃，优选地150到220℃的范围内。乙酸典型地在液相反应中于从约150到约200℃的温度和从约20到约50巴的总压力下制成。
乙酸典型地作为用于反应的溶剂被包含在反应混合物中。
适当的甲醇的反应性衍生物包含乙酸甲酯、二甲基醚、甲酸甲酯和碘甲烷。甲醇与其反应性衍生物的混合物可被用作本发明过程中的反应物。优选地，甲醇和/或甲酸甲酯被用作反应物。通过与乙酸产品或溶剂反应，甲醇和/或其反应性衍生物的至少一些将被转化为液体反应组合物中的乙酸甲酯，并因此作为乙酸甲酯存在。液体反应组合物中乙酸甲酯的浓度适当地在0.5到70wt％，优选地0.5到50wt％，更优选地1到35wt％以及最优选地1到20wt％。
水可在液体反应组合物中，例如，通过甲醇反应物与乙酸产品的酯化反应被原位形成。水可以与液体反应组合物中的其他组分一起，或单独地从其他组分被引入到羰基化反应器。水可以从来自反应器的反应组合物的其他组分被分离，并可以以受控的量被再循环，以维持水在液体反应组合物中所需的浓度。优选地，维持在液体反应组合物中的水的浓度在0.1到16wt％，更优选地1到14wt％，最优选地1到10wt％的范围内。
反应液被典型的从反应器获得，并被闪蒸。来自闪蒸器的粗蒸汽产品流被送到纯化系统中，所述纯化系统一般包含至少一轻质馏分柱和一脱水柱。羰基化系统可仅使用2个纯化柱，并优选地如在授予Scates等人的题为“低能量羰基化过程(Low Energy CarbonylationProcess)”的美国专利号6,657,078中所详细描述的那样操作，所述专利的公开通过引用被并入本文。
参照图1和2，显示了与本发明有关的所使用的该级羰基化单元10。单元10包含反应器12、闪蒸器14、轻质馏分柱16、干燥或脱水柱18，以及重质馏分柱20。反应器12包含反应介质，并且甲醇和一氧化碳被馈送到这里。反应介质的一部分被连续地经由线路22提供给闪蒸器14，粗产品在闪蒸器14被闪蒸并经由线路24以热蒸汽进料被送到轻质馏分柱16。
气态吹扫流(purge stream)典型地从反应器的头部排放，以防止气态副产品(如甲烷、二氧化碳和氢气)的积聚，并在给定的反应器总压力下维持固定的一氧化碳分压。可选地(如在中国专利号ZL92108244.4中所图示的)，可采用所谓的“转换器”反应器，所述转换器反应器位于图1显示的反应器和闪蒸容器14、114之间。“转换器”产生包括气态组分的排气流(vent stream)，所述排气流典型地用相容溶剂洗涤，以回收如碘甲烷和乙酸甲酯的组分。来自反应器和转换器的气态吹扫流可被合并或单独地洗涤(scrubbed)，并典型地用乙酸、甲醇或乙酸与甲醇的混合物的任一种洗涤，以防止低沸组分(如碘甲烷)从该过程损失。如果甲醇被用作排气洗涤液体溶剂，来自洗涤系统的富集的甲醇则典型地通过与进料到羰基化反应器的新制甲醇合并，而被返回到该过程——尽管富集的甲醇也可以被返回到再循环回反应器的任何流，如闪蒸器残留物或轻质馏分或脱水柱塔顶流。如果乙酸被用作排气洗涤液体溶剂，来自洗涤系统的富集的乙酸则典型地被汽提所吸收的轻质馏分，而得到的贫(lean)乙酸被再循环回吸收步骤。从富集的乙酸洗涤溶剂汽提的轻质馏分组分可被直接地，或在若干不同位置(包含反应器、闪蒸器或纯化柱)被间接地返回到主过程。可选地，气态吹扫流可被排放通过闪蒸器基液或轻质馏分柱的下部，以增强铑的稳定性，和/或气态吹扫流可在洗涤之前，与其他气态过程排气(如纯化柱塔顶接收器排气)合并。这些变化完全没有超出本发明的范围，如将在所附权利要求以及接下来的描述而认识到的。
在柱16中，产品被纯化轻质组分，所述轻质组分经由线路26离开所述的柱，并在第一冷凝器28中被冷凝，然后在倾析器30中被倾析。来自倾析器30的轻相经由线路32被回流到柱16，而来自倾析器30的重相则经由线路34和35被返回到反应器。用于将原料再循环到系统中的吸收器和汽提器也被提供，但未显示。
纯化的产品流40作为(优选地液体)侧流从柱16被提取，并馈送到干燥柱18，在干燥柱18，水从部分纯化的产品被移除。其后，干燥的产品经由线路42被提供到重质馏分柱20，而塔顶馏分和一些产品乙酸被用作柱18的回流，或经由线路35、44被再循环到反应器。产品乙酸经由线路48在塔顶从重质馏分柱20被取出，而重质废料则经由线路50被移除。
柱16生成液体残余流52，液体残余流52常规地与来自闪蒸器的残余被一起被再循环到反应器。
更具体地参照图2，显示了轻质馏分柱，在其内部限定了具有上部62、下部64和中部66的蒸馏区60，其中中部66配备有产品侧线68，纯化的产品流40从侧线68被取出。柱16包含经由线路72从恰好在侧线68之方获得蒸汽的第二冷凝器70，第二冷凝器70冷凝蒸汽并将冷凝的蒸汽以液体经由线路74在蒸汽被取出的水平以上的点返回到柱16的中部66。蒸馏区的中部、上部和下部以及液体侧线具有如图2所示的相对位置。
图2的柱16如图1所示连接，即，轻质馏分柱16在下部64经由线路24被馈送来自闪蒸器14的热蒸汽。纯化的流40被前馈到柱18，用于水移除和进一步纯化。即，本发明的改进总体上包含在水、选自铑催化剂、铱催化剂及其混合物的催化剂、以及碘甲烷促进剂的存在下，羰基化甲醇或其反应性衍生物，以在反应器12中形成乙酸反应混合物，并向联接到反应器的闪蒸器14供应乙酸反应混合物的流。在闪蒸器14，乙酸反应混合物的流被分成液体再循环流和包含乙酸、碘甲烷、乙酸甲酯和水的粗产品流，所述粗产品流被馈送到轻质馏分柱16，轻质馏分柱16限定了包含上部62、下部64和配备有产品侧线68的中部66的蒸馏区60。在柱16中，粗产品流在轻质馏分柱的蒸馏区中被纯化，以移除碘甲烷和乙酸甲酯并生成纯化的产品流40，所述纯化的产品流较之粗产品流具有更低浓度的碘甲烷和乙酸甲酯。粗产品流在柱16中的纯化，包含(i)用第一冷凝器28冷凝来自轻质馏分柱的蒸馏区的上部的塔顶蒸汽，(ii)将所述冷凝的塔顶蒸汽的至少一部分以液体经由线路32回流到轻质馏分柱的蒸馏区，以及(iii)用第二冷凝器70冷凝来自轻质馏分柱的蒸馏区的中部的蒸汽。如此纯化的产品流从轻质馏分柱的侧线68被取出，并前馈到脱水柱18用于进一步纯化，所述进一步纯化包含水移除。
图1系统的操作用经验的计算机模型模拟，以图示使用如图2所示的侧式冷凝器的作用。在第一生产率(基准情形)没有侧式冷凝器(图1，未改变)的情况下，然后在相同的生产率有侧式冷凝器(图2)的情况下，模拟了装置在第一生产率的操作。当有侧式冷凝器操作时，轻质馏分柱具有低得多的减少的蒸汽吞吐量。
减少的蒸汽吞吐量QR，如下定义：
Q R = Q V ρ V ρ L - ρ V
其中：
QV＝到该阶段的蒸汽的体积流率；
ρV＝来自该阶段的液体的质量密度；以及
ρL＝到该阶段的蒸汽的质量密度。
表1中给出了针对图2装置的LE柱产品侧流质量流率与LE柱产品侧流中乙酸的质量流率的相对值(针对具有实质上相同的进料、在实质上完全相同的条件下的相同设备的模拟值/没有侧式冷凝器的模拟值的比例)，连同在纯化的产品流中碘甲烷和乙酸甲酯含量的计算值，以及侧式冷凝器中冷凝的液体/LE产品侧流的质量流量比例。
表1-有和没有侧式冷凝器的LE柱负载的比较
  没有侧式冷凝器   有侧式冷凝器
  LE产品侧流的相对质量流量lbs/hr   1   1
  LE侧流中乙酸的相对质量流率   1   1
  侧线以上的相对减少的蒸汽吞吐量，QR   1   0.825
  从侧式冷凝器返回的液体/LE产品侧流的流量比例   ---   0.3
  LE产品流中乙酸甲酯浓度(wt.％)   2.3   2.3
  LE产品流中碘甲烷浓度(wt.％)   2.7   2.7
表1中可见，在一个给定的生产率，减少的蒸汽吞吐量、侧线以上的QR被显著减少了，增加了额外的生产容量，而产品纯度实质上是完全相同的。
本发明的方法和装置可在许多操作条件使用。举例来说，当纯化的产品流从轻质馏分柱以质量流率R被获得时，来自轻质馏分柱中部的蒸汽可以以从约0.05R到约0.5R的速率被冷凝。在许多情况，第二冷凝器中至少约0.1R、0.2R和0.3R的冷凝速率是优选的。轻质馏分柱具有相对减少的蒸汽吞吐量QR，所述相对减少的蒸汽吞吐量QR是在基本上完全相同的条件下操作、而没有第二冷凝器的基本上完全相同的柱的从约0.75倍到约0.95倍。优选地，轻质馏分柱具有相对减少的蒸汽吞吐量QR，所述相对减少的蒸汽吞吐量QR是在基本上完全相同的条件下操作、而没有第二冷凝器的基本上完全相同的柱的约0.9倍。第二冷凝器可以是图2中所示的轻质馏分柱外部的侧式冷凝器，或者第二冷凝器在轻质馏分柱的内部。在优选的实施方案中，通过第二冷凝器冷凝的蒸汽是来自恰好在产品侧线的水平之上的水平处的轻质馏分柱的蒸馏区，且通过第二冷凝器冷凝的蒸汽作为液体被返回到轻质馏分柱的蒸馏区。替换地，通过第二冷凝器冷凝的蒸汽与纯化的产品流合并，并被前馈到脱水柱18用于进一步纯化。
一般地，纯化的产品流具有与那些从在基本上完全相同的条件下操作、而没有第二冷凝器的基本上完全相同的轻质馏分柱获得的纯化的产品流的碘甲烷和乙酸甲酯浓度基本上完全相同的碘甲烷和乙酸甲酯浓度，使得产品质量被保持。
本发明已联系多种实施方案被详细描述。在本发明精神和范围内对具体实施方案的修改对本领域技术人员将是显而易见的。这样的修改在如所附权利要求所阐明的本发明的精神和范围内。

Claims (15)

1.一种用于生产乙酸的羰基化方法，包括：
(a)在水，选自铑催化剂、铱催化剂及其混合物的催化剂和碘甲烷促进剂的存在下羰基化甲醇或其反应性衍生物，以在反应器中形成乙酸反应混合物；
(b)将乙酸反应混合物流分成液体再循环流和包含乙酸、碘甲烷、乙酸甲酯以及水的粗产品流；
(c)将所述粗产品流馈送给轻质馏分柱，所述轻质馏分柱具有包含上部、下部和配备产品侧线的中部的蒸馏区，其中所述粗产品流作为热蒸汽在所述轻质馏分柱的所述下部被馈送到所述轻质馏分柱；
(d)在所述轻质馏分柱的所述蒸馏区中纯化所述粗产品流，以移除碘甲烷和乙酸甲酯并生成纯化的产品流，所述纯化的产品流具有较之所述粗产品流更低浓度的碘甲烷和乙酸甲酯，并且其中纯化所述粗产品流的所述步骤包含(i)冷凝来自所述轻质馏分柱的所述蒸馏区的所述上部的塔顶蒸汽，(ii)将至少一部分的所述冷凝的塔顶蒸汽作为液体回流返回所述轻质馏分柱的所述蒸馏区，以及(iii)在第二冷凝器中冷凝来自在产品侧线的水平之上的水平处的所述轻质馏分柱的所述蒸馏区的所述中部的蒸汽，并且冷凝的液体在所述产品侧线以上的点被馈送回所述轻质馏分柱，使得相较于在基本上完全相同的条件下操作而没有第二冷凝器的基本上完全相同的轻质馏分柱，在所述产品侧线上方的柱中的轻质馏分柱的水力负荷被减少；以及
(e)从所述轻质馏分柱的所述侧线获得纯化的产品流，其中所述纯化的产品流以质量流率R从所述轻质馏分柱获得，并且来自所述轻质馏分柱的所述中部的蒸汽以从0.05R到0.5R的速率被冷凝，并且其中使用具有所述第二冷凝器的所述轻质馏分柱在所述轻质馏分柱的减少的水力负荷处产生的所述纯化的产品流的纯度与使用在基本上完全相同的条件下操作时没有所述第二冷凝器的基本上完全相同的轻质馏分柱产生的纯化的产品流的纯度实质上完全相同。
2.根据权利要求1所述的方法，还包括前馈所述纯化的产品流，用于进一步纯化，所述进一步纯化包含水移除。
3.根据权利要求1所述的方法，其中所述纯化的产品流以质量流率R从所述轻质馏分柱获得，并且来自所述轻质馏分柱的所述中部的蒸汽以至少0.1R的速率被冷凝。
4.根据权利要求1所述的方法，其中所述纯化的产品流以质量流率R从所述轻质馏分柱获得，并且来自所述轻质馏分柱的所述中部的蒸汽以至少0.2R的速率被冷凝。
5.根据权利要求1所述的方法，其中所述纯化的产品流以质量流率R从所述轻质馏分柱获得，并且来自所述轻质馏分柱的所述中部的蒸汽以至少0.3R的速率被冷凝。
6.一种用于生产乙酸的羰基化方法，包括：
(a)在水，选自铑催化剂、铱催化剂及其混合物的催化剂和碘甲烷促进剂的存在下羰基化甲醇或其反应性衍生物，以在反应器中形成乙酸反应混合物；
(b)将乙酸反应混合物流分成液体再循环流和包含乙酸、碘甲烷、乙酸甲酯以及水的粗产品流；
(c)将所述粗产品流馈送给轻质馏分柱，所述轻质馏分柱具有包含上部、下部和配备产品侧线的中部的蒸馏区，其中所述粗产品流作为热蒸汽在所述轻质馏分柱的所述下部被馈送到所述轻质馏分柱；
(d)在所述轻质馏分柱的所述蒸馏区中纯化所述粗产品流，以移除碘甲烷和乙酸甲酯并生成纯化的产品流，所述纯化的产品流具有较之所述粗产品流更低浓度的碘甲烷和乙酸甲酯，并且其中纯化所述粗产品流的步骤包含(i)用第一冷凝器冷凝来自所述轻质馏分柱的所述蒸馏区的所述上部的塔顶蒸汽，(ii)将至少一部分的所述冷凝的塔顶蒸汽作为液体回流返回所述轻质馏分柱的所述蒸馏区，以及(iii)用第二冷凝器冷凝来自位于所述产品侧线的水平以上的水平处的所述轻质馏分柱的所述蒸馏区的所述中部的蒸汽，合并通过所述第二冷凝器冷凝的蒸汽与所述纯化的产品流并且前馈合并的纯化的产品流用于进一步纯化，使得相较于在基本上完全相同的条件下操作而没有第二冷凝器的基本上完全相同的轻质馏分柱，在所述产品侧线上方的柱中的轻质馏分柱的水力负荷被减少；以及
(e)从所述轻质馏分柱的所述侧线获得纯化的产品流，其中所述纯化的产品流以质量流率R从所述轻质馏分柱获得，并且来自所述轻质馏分柱的所述中部的蒸汽以从0.05R到0.5R的速率被冷凝，并且其中使用具有所述第二冷凝器的所述轻质馏分柱在所述轻质馏分柱的减少的水力负荷处产生的所述纯化的产品流的纯度与使用在基本上完全相同的条件下操作时没有所述第二冷凝器的基本上完全相同的轻质馏分柱产生的纯化的产品流的纯度实质上完全相同。
7.根据权利要求6所述的方法，其中所述轻质馏分柱具有相对减少的蒸汽吞吐量QR，所述相对减少的蒸汽吞吐量QR是在基本上完全相同的条件下操作、而没有第二冷凝器的基本上完全相同的柱的从0.75倍到0.95倍。
8.根据权利要求6所述的方法，其中所述轻质馏分柱具有相对减少的蒸汽吞吐量QR，所述相对减少的蒸汽吞吐量QR小于在基本上完全相同的条件下操作、而没有第二冷凝器的基本上完全相同的柱的0.9倍。
9.根据权利要求6所述的方法，其中所述第二冷凝器是在所述轻质馏分柱外部的侧式冷凝器。
10.根据权利要求6所述的方法，其中所述第二冷凝器是在所述轻质馏分柱内部。
11.根据权利要求6所述的方法，其中通过所述第二冷凝器冷凝的蒸汽作为液体在所述产品侧线以上的点被返回到所述轻质馏分柱的所述蒸馏区。
12.根据权利要求8所述的方法，其中所述纯化的产品流具有与那些从在基本上完全相同的条件下操作、而没有第二冷凝器的基本上完全相同的轻质馏分柱获得的纯化的产品流的碘甲烷和乙酸甲酯浓度基本上完全相同的碘甲烷和乙酸甲酯浓度。
13.一种用于生产乙酸的装置，所述装置包括：
(a)反应器，所述反应器用于在水，选自铑催化剂、铱催化剂及其混合物的催化剂和碘甲烷促进剂的存在下羰基化甲醇或其反应性衍生物，以在反应器中形成乙酸反应混合物；
(b)闪蒸器装置，所述闪蒸器装置联结所述反应器，并适应于接收所述反应混合物流并将其分成(i)液体再循环流，和(ii)含有乙酸的粗产品流；
(c)联结所述闪蒸器的轻质馏分柱，所述轻质馏分柱被配置以分离来自所述第一产品流的低沸组分，并生成纯化的产品流，所述轻质馏分柱具有蒸馏区，所述蒸馏区有上部、下部和中部，所述蒸馏区的所述中部具有产品侧线；
(d)第一冷凝器，所述第一冷凝器用于冷凝来自所述轻质馏分柱的所述蒸馏区的所述上部的塔顶蒸汽，并与所述轻质馏分柱连通，所述第一冷凝器还适合于将至少部分的所述冷凝的塔顶蒸汽作为液体回流返回到所述轻质馏分柱的所述蒸馏区；
(e)第二冷凝器，所述第二冷凝器适合于冷凝来自所述轻质馏分柱的所述蒸馏区的所述中部的蒸汽，并与所述轻质馏分柱连通，其中所述第二冷凝器在所述产品侧线的水平以上的水平处具有进口，所述纯化的产品流以质量流率R从所述轻质馏分柱获得，并且来自所述轻质馏分柱的所述中部的蒸汽以从0.05R到0.5R的速率被冷凝；以及
(f)脱水柱，所述脱水柱联结所述轻质馏分柱，用于接收并进一步纯化所述纯化的产品流。
14.根据权利要求13所述的装置，其中所述第二冷凝器是在所述轻质馏分柱外部的侧式冷凝器。
15.根据权利要求13所述的装置，其中所述第二冷凝器是在所述轻质馏分柱内部。
CN2008800164131A 2007-05-17 2008-05-16 具有改进的轻质馏分柱生产能力的生产乙酸的方法和装置 Active CN101679186B (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US11/804,250 US7989659B2 (en) 2007-05-17 2007-05-17 Method and apparatus for making acetic acid with improved light ends column productivity
US11/804,250 2007-05-17
PCT/US2008/006340 WO2008144008A1 (en) 2007-05-17 2008-05-16 Method and apparatus for making acetic acid with improved light ends column productivity

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN101679186A CN101679186A (zh) 2010-03-24
CN101679186B true CN101679186B (zh) 2013-06-05

Family

ID=39735492

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN2008800164131A Active CN101679186B (zh) 2007-05-17 2008-05-16 具有改进的轻质馏分柱生产能力的生产乙酸的方法和装置

Country Status (14)

Country Link
US (2) US7989659B2 (zh)
EP (2) EP2150519B1 (zh)
JP (1) JP5428015B2 (zh)
KR (1) KR20100017756A (zh)
CN (1) CN101679186B (zh)
AR (1) AR066615A1 (zh)
BR (1) BRPI0811743A2 (zh)
CA (1) CA2684139A1 (zh)
CL (1) CL2008001417A1 (zh)
ES (2) ES2410255T3 (zh)
MX (1) MX2009012351A (zh)
MY (1) MY147425A (zh)
TW (1) TW200914112A (zh)
WO (1) WO2008144008A1 (zh)

Families Citing this family (32)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7619113B2 (en) * 2007-09-27 2009-11-17 Celanese International Corporation Method and apparatus for making acetic acid with improved purification
US7902397B2 (en) * 2007-10-11 2011-03-08 Celanese International Corporation Method and apparatus for making acetic acid with improved productivity
CA2757835A1 (en) 2009-04-08 2010-10-14 Novomer, Inc. Process for beta-lactone production
JP5837576B2 (ja) 2010-05-18 2015-12-24 セラニーズ・インターナショナル・コーポレーション 過マンガン酸塩還元性化合物を除去することによって酢酸流を精製する方法
US8378141B2 (en) 2010-08-16 2013-02-19 Celanese International Corporation Process and system for supplying vapor from drying column to light ends column
US8530696B2 (en) * 2010-09-24 2013-09-10 Celanese International Corporation Pump around reactor for production of acetic acid
US8877963B2 (en) 2010-09-28 2014-11-04 Celanese International Corporation Production of acetic acid with high conversion rate
US8394988B2 (en) 2010-09-28 2013-03-12 Celanese International Corporation Production of acetic acid with high conversion rate
US8461379B2 (en) * 2010-10-12 2013-06-11 Celanese International Corporation Production of acetic acid comprising feeding at least one reactant to a recycle stream
US8637698B2 (en) 2010-11-19 2014-01-28 Celanese International Corporation Production of acetic acid with an increased production rate
KR101879006B1 (ko) 2010-12-15 2018-07-16 주식회사 다이셀 아세트산의 제조 방법
US8563773B2 (en) 2010-12-16 2013-10-22 Celanese International Corporation Eductor-based reactor and pump around loops for production of acetic acid
JP6130300B2 (ja) 2010-12-30 2017-05-17 セラニーズ・インターナショナル・コーポレーション 酢酸生成物流の精製
US8884081B2 (en) 2011-04-26 2014-11-11 Celanese International Corporation Integrated process for producing acetic acid and alcohol
US8686199B2 (en) 2011-04-26 2014-04-01 Celanese International Corporation Process for reducing the concentration of acetic acid in a crude alcohol product
WO2012151377A1 (en) 2011-05-05 2012-11-08 Celanese International Corporation Removal of aromatics from carbonylation process
US8697908B2 (en) 2011-05-05 2014-04-15 Celanese International Corporation Removal of amine compounds from carbonylation process stream containing corrosion metal contaminants
US9663437B2 (en) 2011-09-13 2017-05-30 Celanese International Corporation Production of acetic acid with high conversion rate
WO2013096483A1 (en) * 2011-12-21 2013-06-27 Equistar Chemicals, Lp Process for the manufacture of acetic acid
BR112013007324B1 (pt) 2012-02-08 2020-10-20 Celanese International Corporation produção de ácido acético com alta taxa de conversão
EP3201165B1 (en) 2014-10-02 2019-08-21 Celanese International Corporation Process for producing acetic acid
US9260369B1 (en) 2014-11-14 2016-02-16 Celanese International Corporation Processes for producing acetic acid product having low butyl acetate content
US9302975B1 (en) 2015-07-01 2016-04-05 Celanese International Corporation Process for flashing a reaction medium
US9487464B2 (en) 2015-01-30 2016-11-08 Celanese International Corporation Processes for producing acetic acid
US9561994B2 (en) 2015-01-30 2017-02-07 Celanese International Corporation Processes for producing acetic acid
US9505696B2 (en) 2015-02-04 2016-11-29 Celanese International Corporation Process to control HI concentration in residuum stream
KR102438920B1 (ko) 2015-10-02 2022-08-31 셀라니즈 인터내셔날 코포레이션 물의 재순환과 함께 아세트산을 생산하는 방법
CN105477899B (zh) * 2015-12-30 2017-11-03 大连德泽药业有限公司 榄香烯工业化生产自动接收控制装置
BR112019008340A2 (pt) 2016-10-28 2019-08-06 Daicel Corp método para produzir ácido acético
US10807935B2 (en) 2018-11-02 2020-10-20 Celanese International Corporation Process for continuous acetic acid production
CN111467828B (zh) * 2020-03-30 2021-07-20 北京化工大学 一种二元蒸馏塔温度控制系统及方法
WO2021202270A1 (en) 2020-04-01 2021-10-07 Celanese International Corporation Processes for removing and/or reducing permanganate reducing compounds and alkyl iodides

Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3791935A (en) * 1971-11-10 1974-02-12 Monsanto Co Purification of carboxylic acids
US4008131A (en) * 1975-12-11 1977-02-15 Monsanto Company Purification of acetic acid
US4102922A (en) * 1974-12-30 1978-07-25 Monsanto Company Purification of carbonylation products
CN1063865A (zh) * 1991-01-28 1992-08-26 赫希斯特人造丝公司 羰基化工业生产液流中的羰基杂质的清除
CN1192432A (zh) * 1996-12-19 1998-09-09 英国石油化学品有限公司 用于制备乙酸的铱催化的羰基化方法
US6339171B1 (en) * 1996-10-18 2002-01-15 Celanese International Corporation Removal or reduction of permanganate reducing compounds and alkyl iodides from a carbonylation process stream
CN1572768A (zh) * 1996-10-18 2005-02-02 国际人造丝公司 甲醇羰基化反应生产乙酸工艺中脱除高锰酸盐降低化合物及烷基碘的方法

Family Cites Families (22)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4252614A (en) * 1979-03-27 1981-02-24 Phillips Petroleum Company Control of multiple feed fractional distillation column
US5001259A (en) 1984-05-03 1991-03-19 Hoechst Celanese Corporation Methanol carbonylation process
US5026908A (en) 1984-05-03 1991-06-25 Hoechst Celanese Corporation Methanol carbonylation process
CA1228867A (en) * 1984-05-03 1987-11-03 G. Paull Torrence Methanol carbonylation process
US5144068A (en) 1984-05-03 1992-09-01 Hoechst Celanese Corporation Methanol carbonylation process
JPS61109750A (ja) * 1984-11-02 1986-05-28 Shinetsu Sakusan Vinyl Kk カルボン酸水溶液の脱水蒸留方法
US5672743A (en) 1993-09-10 1997-09-30 Bp Chemicals Limited Process for the production of acetic acid
US5696284A (en) 1995-06-21 1997-12-09 Bp Chemicals Limited Process for the carbonylation of alkyl alcohols and/or reactive derivatives thereof
US5831120A (en) * 1996-11-19 1998-11-03 Watson; Derrick John Process for the production of acetic acid
GB9625335D0 (en) 1996-12-05 1997-01-22 Bp Chem Int Ltd Process
GB9626429D0 (en) 1996-12-19 1997-02-05 Bp Chem Int Ltd Process
GB9626428D0 (en) 1996-12-19 1997-02-05 Bp Chem Int Ltd Process
GB9626317D0 (en) 1996-12-19 1997-02-05 Bp Chem Int Ltd Process
SG65716A1 (en) * 1996-12-30 1999-06-22 Chiyoda Chem Eng Construct Co Process for the production of carbonyl compound
US5887347A (en) 1997-10-16 1999-03-30 Camillus Cutlery Co. Compact folding blade knife with blade locking feature
US6114576A (en) 1997-12-18 2000-09-05 Uop Llc Carbonylation process with integrated heat exchange
GB9819079D0 (en) * 1998-09-03 1998-10-28 Bp Chem Int Ltd Carbonylation process
US6627770B1 (en) 2000-08-24 2003-09-30 Celanese International Corporation Method and apparatus for sequesting entrained and volatile catalyst species in a carbonylation process
US6657078B2 (en) * 2001-02-07 2003-12-02 Celanese International Corporation Low energy carbonylation process
FR2826960B1 (fr) * 2001-07-03 2005-10-21 Acetex Chimie Procede de controle d'une production d'acide acetique et/ou d'acetate de methyle en continu
US7115772B2 (en) * 2002-01-11 2006-10-03 Celanese International Corporation Integrated process for producing carbonylation acetic acid, acetic anhydride, or coproduction of each from a methyl acetate by-product stream
WO2007007891A2 (en) * 2005-07-14 2007-01-18 Daicel Chemical Industries, Ltd. Process for producing carboxylic acid

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3791935A (en) * 1971-11-10 1974-02-12 Monsanto Co Purification of carboxylic acids
US4102922A (en) * 1974-12-30 1978-07-25 Monsanto Company Purification of carbonylation products
US4008131A (en) * 1975-12-11 1977-02-15 Monsanto Company Purification of acetic acid
CN1063865A (zh) * 1991-01-28 1992-08-26 赫希斯特人造丝公司 羰基化工业生产液流中的羰基杂质的清除
US6339171B1 (en) * 1996-10-18 2002-01-15 Celanese International Corporation Removal or reduction of permanganate reducing compounds and alkyl iodides from a carbonylation process stream
CN1572768A (zh) * 1996-10-18 2005-02-02 国际人造丝公司 甲醇羰基化反应生产乙酸工艺中脱除高锰酸盐降低化合物及烷基碘的方法
CN1192432A (zh) * 1996-12-19 1998-09-09 英国石油化学品有限公司 用于制备乙酸的铱催化的羰基化方法

Also Published As

Publication number Publication date
ES2628139T3 (es) 2017-08-01
BRPI0811743A2 (pt) 2014-11-11
JP2010527927A (ja) 2010-08-19
US8173076B2 (en) 2012-05-08
CL2008001417A1 (es) 2009-01-09
EP2366439A3 (en) 2012-05-30
AR066615A1 (es) 2009-09-02
EP2366439B1 (en) 2017-03-15
WO2008144008A1 (en) 2008-11-27
ES2410255T3 (es) 2013-07-01
CN101679186A (zh) 2010-03-24
JP5428015B2 (ja) 2014-02-26
EP2150519A1 (en) 2010-02-10
MX2009012351A (es) 2010-03-04
CA2684139A1 (en) 2008-11-27
EP2150519B1 (en) 2013-03-20
TW200914112A (en) 2009-04-01
US7989659B2 (en) 2011-08-02
MY147425A (en) 2012-12-14
US20110250101A1 (en) 2011-10-13
KR20100017756A (ko) 2010-02-16
EP2366439A2 (en) 2011-09-21
US20080287706A1 (en) 2008-11-20

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN101679186B (zh) 具有改进的轻质馏分柱生产能力的生产乙酸的方法和装置
RU2478608C2 (ru) Способ и устройство для производства уксусной кислоты с улучшенной очисткой
EP2220022B1 (en) Method and apparatus for making acetic acid with improved productivity
CN103153933B (zh) 回收卤素促进剂和除去高锰酸盐还原化合物的方法
EP2888220B1 (en) Process for recovering permanganate reducing compounds from an acetic acid production process
CA2742617A1 (en) Methanol carbonylation with aldehyde removal
CN104661991A (zh) 在羰基化工艺中改进催化剂稳定性
CN114828977A (zh) 分离方法和设备

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
C14 Grant of patent or utility model
GR01 Patent grant