CN101855194B - 具有经改进的产能的生产乙酸的方法和设备 - Google Patents

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Abstract

经改进的生产乙酸的设备和方法，包括从轻馏分塔的残余物回收产品，并将如此回收的酸向下游进料从而增加系统产能。在回收的酸不经进一步除水而向下游送料的优选实施方式中，轻馏分塔上的负荷得到降低和脱水塔上的负荷也可以得到减轻。

Description

具有经改进的产能的生产乙酸的方法和设备
技术领域
本发明一般地涉及生产乙酸的设备和方法，其中产品回收自轻馏分塔的残余物并向下游送料从而增加系统产能。
背景技术
羰基化工艺在本领域中众所周知。具有特殊商业意义的是羰基化甲醇从而制备乙酸的工艺和羰基化乙酸甲酯从而制备乙酸酐的工艺。参见Applied Homogeneous Catalyst With OrganometallicCompounds，Cornils等人编著(Bench版)(Wylie，Weinheim，FederalRepublic of Germany2000)，第2章，第2.1.2及后续部分，第104-137页。还参见Thiebaut的美国专利No.6,642,413。
为了制备乙酸，一种可选方法牵涉在均相反应介质中羰基化甲醇，其中铑用作催化剂。通常，所述反应介质包括催化剂，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多种促进剂和/或稳定剂。将甲醇和一氧化碳作为原料进料至反应器。持续采出反应介质的一部分并提供至闪蒸塔，产品在其中闪蒸出来(以蒸气形式)并送至纯化装置组。所述纯化装置组包括轻馏分塔，其将″轻″组分或低沸组分作为塔顶馏出物除去并且提供用于进一步纯化的产品物流。特别优选的羰基化工艺的教导见于Smi th等人的美国专利No.5,144,068。在这种所谓的″低水″工艺中，将醇比如甲醇在液体反应介质中与一氧化碳反应，该液体反应介质中以规定的比例包含用碘化物盐特别是碘化锂稳定的铑催化剂以及碘甲烷和乙酸甲酯。在反应介质中含有限浓度的水的情况下，产品是羧酸，而不是例如酸酐。所述′068专利的反应体系不仅以出人意料适宜的比率提供含水量非常低的酸产品，而且还展示出人意料的高催化剂稳定性。也就是说，所述催化剂不易从反应介质中沉淀出来。
羰基化甲醇的另一可选方法牵涉在反应器中使用均相铱催化剂。在例如，Sunley等人的美国专利No.5,883,295中公开了生产乙酸的方法，包括用一氧化碳在羰基化反应器中羰基化甲醇和/或其反应性衍生物，基本无需金属促进剂和/或离子型碘化物共-促进剂存在，所述反应器中含有具有铱羰基化催化剂、碘甲烷辅催化剂、水、乙酸和乙酸甲酯的液体反应组合物，其中在所述液体反应组合物中保持有：(a)水，按重量计浓度小于5％；(b)碘甲烷，按重量计浓度大于12％；和(c)在所述羰基化反应器中总压力小于50巴。还参见，Ditzel等人的美国专利No.5,877,348和同属Ditzel等人的美国专利No.5,887,347。
在乙酸设备的纯化区中的常见生产限制是轻馏分塔。典型的乙酸羰基化设备如此操作，使得产品从轻馏分塔作为侧流采出，而轻馏分塔液体残余物循环至反应器。残余物还含有Rh和Li，其从进入轻馏分塔的蒸气进料中洗去。在常规系统中，轻馏分残余物冷却并随后循环至闪蒸塔底部，在此通过催化剂循环泵将其泵回反应器。在此残余物物流中的乙酸从而代表向轻馏分塔增加液压负荷的酸循环。
发明内容
本发明牵涉处理轻馏分残余物物流从而将乙酸的一部分从残余物物流中分离，并且减少循环至反应系统的酸的量。设备优选如此操作，使得塔残余物流主要是带有少量MeI、MeAc和水的乙酸。上述处理可以数种方式完成。首先，所述轻馏分塔残余物可以闪蒸入保持在真空下的容器中。模拟显示将残余物物流闪蒸至5psia的压力将允许回收残余物物流中存在的酸的约50％，而闪蒸容器的结果温度可以是例如，约185°F。通过在甚至更低的真空下操作从残余物物流除去更高百分比的乙酸。来自减压闪蒸容器的蒸气物流可以冷凝并与轻馏分塔侧流一起进料至干燥塔或脱水塔，或通过压缩机压缩(用来提供真空)并作为热蒸气进料至干燥塔。
在另一个实施方案中，轻馏分塔残余物物流在小蒸馏塔中处理，这将轻组分(MeI、MeAc和水)塔顶馏出物分离，将经浓缩的残余物返回至反应系统，并作为侧流产品回收乙酸。如果纯化足够，侧流产品然后与干燥塔残余物合并作为规定等级产品。否则，将侧流产品进料至干燥塔。
在一些实施方案中，本发明涉及以下项目：
1.生产乙酸的羰基化方法，包括：
(a)在反应器中，在水、选自铑催化剂、铱催化剂及其混合物的催化剂、和碘甲烷促进剂存在下羰基化甲醇或它的反应性衍生物从而形成乙酸反应混合物；
(b)将所述乙酸反应混合物的物流分离为液体循环物流和第一粗产品物流；
(c)进料所述第一粗产品物流至轻馏分塔；
(d)蒸馏所述粗产品物流从而除去低沸组分并产生经纯化的第一产品物流和液体残余物物流，
其中所述液体残余物物流主要由乙酸组成；
(e)气化所述液体残余物物流的至少一部分从而提供第二产品物流；和
(f)向下游送料所述第二产品物流。
2.根据项目1的方法，还包括冷凝所述第二产品物流的步骤。
3.根据项目1的方法，还包括压缩所述第二产品物流的步骤。
4.根据项目1的方法，还包括合并所述第一产品物流和所述第二产品物流的步骤。
5.根据项目4的方法，其中将所述第一与第二产品物流合并并且之后在干燥塔中处理。
6.根据项目1的方法，还包括进一步纯化所述第一和第二产品物流的步骤。
7.根据项目6的方法，其中将所述第一和第二产品物流进料至单独的脱水塔。
15.生产乙酸的羰基化方法，包括：
(a)在反应器中，在水、选自铑催化剂、铱催化剂及其混合物的催化剂、和碘甲烷促进剂存在下羰基化甲醇或它的反应性衍生物从而形成乙酸反应混合物；
(b)将所述乙酸反应混合物的物流分离为第一液体循环物流和第一产品物流；
(c)进料所述第一粗产品物流至轻馏分塔；
(d)蒸馏所述粗产品物流从而除去低沸组分并产生经纯化的第一产品物流和液体残余物物流，
其中所述液体残余物物流主要由乙酸组成；和
(e)蒸馏所述液体残余物物流从而产生第二经纯化的产品物流。
16.根据项目15的方法，还包括从所述第二经纯化的产品物流中除去碘化物。
17.根据项目16的方法，其中从所述第二经纯化的产品物流中除去碘化物包括将甲醇加至所述第二经纯化的产品物流。
18.根据项目15的方法，其中在不从中进一步去除水的条件下将所述第二经纯化的产品物流向下游送料。
19.生产乙酸的设备，所述设备包括：
(a)反应器，用于在反应器中在水、选自铑催化剂、铱催化剂及其混合物的催化剂、和碘甲烷促进剂存在下羰基化甲醇或它的反应性衍生物从而形成乙酸反应混合物；
(b)闪蒸设备，与所述反应器连接并且适于接收所述反应混合物物流并将其分离为(i)液体循环物流，和(ii)包含乙酸的粗第一产品物流；
(c)轻馏分塔，与所述闪蒸塔连接，所述轻馏分塔配置用于将低沸组分从所述第一产品物流中分离并产生第一经纯化的产品物流以及液体残余物物流；
(d)脱水塔，与轻馏分塔连接，用于接收并进一步纯化所述第一经纯化的产品物流；和
(e)气化容器，也与轻馏分塔连接，用于气化所述液体残余物物流的至少一部分并配置用于向下游送料第二产品物流。
20.根据项目19的设备，其中所述气化容器是蒸馏塔。
21.根据项目20的设备，其中所述蒸馏塔是汽提塔。
22.根据项目19的设备，其中所述气化容器是闪蒸容器。
23.根据项目19的设备，还包括与所述脱水塔连接的重馏分塔。
24.根据项目23的设备，其中所述气化容器直接与所述重馏分塔连接。
25.根据项目24的设备，其中所述气化塔是蒸馏塔。
本发明的优势可通过参考图1来理解，其图示显示回收自轻馏分残余物物流的酸馏分和对塔负荷的影响。在图1中可以看出轻馏分塔的残余物物流中大于40％的酸可以通过简单闪蒸物流来回收，而在给定的生产速率下轻馏分塔液压负荷得到实质性的降低。
本发明其它特征和优势见下文讨论。
附图说明
本发明参照所附附图详细描述如下，其中相同的数字代表相似的部件，和其中：
图1的图显示在轻馏分残余物物流上使用闪蒸容器对酸回收和轻馏分塔液压负荷的影响；
图2的示意图显示本发明设备，其中在乙酸设备轻馏分塔的残余物物流上提供闪蒸容器；
图3的示意图显示本发明设备，其中在乙酸设备轻馏分塔的残余物物流上提供蒸馏塔；和
图4是汽提塔型蒸馏塔的示意图，其可以按照本发明用于乙酸设备轻馏分塔的残余物物流上。
具体实施方式
本发明在下文中根据很多实施方案来详细描述，仅出于举例和说明目的。所附权利要求中所描述的在本发明的精神和范围内对具体实施方案的改变对本领域技术人员来说是显而易见的。
除非下文中有更具体的定义，本文所用的术语具有其一般含义。％、ppb及类似术语是指重量百分比、重量十亿分率等，除非另有规定。
″蒸馏塔″及类似术语是指纯化装置，其至少部分通过向所述液体施加热量而气化液体(或至少它的一部分)。
″蒸馏″及类似术语是指使用蒸馏塔至少部分纯化液体。
″闪蒸容器″及类似术语是指通过降低压力而不是施加热量，从而适于至少部分气化液体的容器。通过同时施加热量并降低压力来气化至少一部分液体的装置在本发明中被认为是蒸馏塔。
″闪蒸″，″闪干″等是指通过降低压力来气化液体。
″汽提器″或″汽提塔″或类似术语是指这样的容器，其在该容器顶部或接近顶部接收来自单独装置的液体物流，而不是回流自身的经冷凝馏出物的塔。
VIII族催化剂可以是铑和/或铱催化剂。铑金属催化剂可以以使得铑在催化剂溶液中是包括[Rh(CO)2I2]-阴离子的平衡混合物的任意适合形式加入，如本领域中众所周知。可选地保持在本文所描述方法的反应混合物中的碘化物盐可以是碱金属或碱土金属的可溶盐或季铵或者磷鎓盐的形式。在某些实施方案中，催化剂的共-促进剂是碘化锂、乙酸锂或其混合物。盐共-促进剂可以作为将产生碘化物盐的非-碘化物盐来加入。碘化物催化剂稳定剂可以直接引入反应系统。另选地，可以原位产生碘化物盐，原因是在该反应系统的操作条件下宽范围的非-碘化物盐前体将与碘甲烷反应从而产生相应的共-促进剂碘化物盐稳定剂。关于铑催化和碘化物盐产生的其它细节参见Smith等人的美国专利5,001,259；Smith等人的5,026,908和同属Smith等人的5,144,068，在此通过引用将其并入。
类似地，液体羰基化反应组合物中的铱催化剂可以包括任何可溶于液体反应组合物的含铱化合物。所述铱催化剂可以以溶于液体反应组合物中或可转化为可溶形式的任何适合形式加至用于羰基化反应的液体反应组合物。可加至液体反应组合物的适合含铱化合物的实例包括：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、金属铱、Ir2O3、Ir(acac)(CO)2、Ir(acac)3、乙酸铱、[Ir3O(OAc)6(H2O)3][OAc]和六氯铱酸[H2IrCl6]。不含氯化物的铱配合物比如乙酸盐、草酸盐和乙酰乙酸盐通常用作初始物料。液体反应组合物中的铱催化剂浓度可以是100至6000ppm。使用铱催化剂的甲醇羰基化是众所周知的，通常描述于下列美国专利：5,942,460；5,932,764；5,883,295；5,877,348；5,877,347和5,696,284,在此通过引用将其公开内容的完整描述并入本申请。
烷基卤化物辅催化剂/促进剂通常与VIII族金属催化剂组分组合使用。碘甲烷优选作为烷基卤化物促进剂。优选，液体反应组合物中的烷基卤化物浓度按重量计为1至50％，优选按重量计2至30％。
烷基卤化物促进剂可以与盐稳定剂/共-促进剂化合物合并，所述盐稳定剂/共-促进剂化合物可以包括IA族或IIA族的金属盐或季铵盐或磷鎓盐。尤其优选的是碘化物或乙酸盐，例如碘化锂或乙酸锂。
其它促进剂和共-促进剂可以用作本发明催化系统的一部分，如欧洲专利公开EP 0 849 248的描述，通过引用将其公开内容并入本文。适合的促进剂选自钌、锇、钨、铼、锌、镉、铟、镓、汞、镍、铂、钒、钛、铜、铝、锡、锑，更优选选自钌和锇。特定共-促进剂描述于美国专利No.6,627,770，通过引用将其全部内容并入本文。
促进剂可以以高至在液体反应组合物中和/或从乙酸回收阶段循环至羰基化反应器的任何液体工艺物流中的溶解度极限的有效量存在。当使用时，促进剂适宜以促进剂与金属催化剂的摩尔比是[0.5至15]：1，优选[2至10]：1，更优选[2至7.5]：1存在于液体反应组合物中。适合的促进剂浓度是400至5000ppm。
本发明主题的羰基化设备或工艺通常至少包括反应区和纯化区。本发明可以理解为与例如在包括反应溶剂(一般是乙酸)、甲醇和/或它的反应性衍生物、可溶铑催化剂、至少有限浓度的水和可选地碘化物盐的均相催化反应体系中用一氧化碳来羰基化甲醇有关。羰基化反应随甲醇和一氧化碳连续进料至反应器而进行。一氧化碳反应物可以是基本上纯的或可包含惰性杂质比如二氧化碳、甲烷、氮、惰性气体、水和C1至C4链烷烃。优选将在一氧化碳中的氢和通过水煤气变换反应原位产生的氢保持在低水平，例如，小于1巴分压，因为其存在可导致加氢产品形成。一氧化碳在反应中的分压范围适合地是1至70巴，优选1至35巴，和最优选1至15巴。
羰基化反应的压力范围适合地是10至200巴，优选10至100巴，最优选15至50巴。羰基化反应的温度范围适合地是100至300℃，优选范围是150至220℃。乙酸一般在液相反应中生产，温度为约150-200℃和总压为约20至约50巴。
乙酸一般作为用于反应的溶剂包含在反应混合物中。
适合的甲醇反应性衍生物包括乙酸甲酯，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以在本发明方法中用作反应物。优选，甲醇和/或乙酸甲酯用作反应物。至少一些甲醇和/或其反应性衍生物将通过与乙酸产品或溶剂反应被转化为乙酸甲酯并且因此在液体反应组合物中作为乙酸甲酯存在。液体反应组合物中的乙酸甲酯浓度适合地是按重量计0.5至70％，优选按重量计0.5至50％，更优选按重量计1至35％和最优选按重量计1-20％。
水可以通过例如，甲醇反应物与乙酸产品的酯化反应在液体反应组合物中原位形成。水可以与液体反应组合物的其它组分一起或分开地引入至羰基化反应器。水可以与从反应器中采出的反应组合物的其它组分分离，并且可以以控制量循环以保持液体反应组合物中所需的水浓度。优选地，液体反应组合物中保持的水浓度范围是按重量计0.1至16％，更优选按重量计1至14％，最优选按重量计1至10％。
反应液体一般从反应器中取出并闪蒸。来自闪蒸塔的粗蒸气产品物流送至纯化系统，其一般至少包括轻馏分塔和脱水塔。羰基化系统可以使用仅2个纯化塔，和优选按照Scates等人的美国专利No.6,657,078，题为″Low Energy Carbonylation Process″中的更加详细的描述来操作，通过引用将其公开内容并入本文。
参见图2，其显示本发明的羰基化设备10。设备10包括反应器12，闪蒸塔14，轻馏分塔16，干燥或脱水塔18以及重馏分塔20。反应器12包括反应介质，并对其进料甲醇和一氧化碳。反应介质的一部分经由管道22连续提供至闪蒸塔14，其中粗产品被闪蒸并作为热蒸气进料经由管道24送至轻馏分塔16。
气态吹扫物流一般从反应器顶部排空以防止积累气态副产品比如甲烷、二氧化碳和氢并保持在给定总反应器压力下设定的一氧化碳分压。可选地(如中国专利No.ZL92108244.4中详述)，可以使用图2和3中所示的位于反应器和闪蒸容器(14，114)间的所谓″转化器″反应器。该″转化器″产生的排空物流包含气态组分，其一般用相容溶剂洗涤以回收组分比如碘甲烷和乙酸甲酯。来自反应器和转化器的气态吹扫物流可以合并起来或分开洗涤，一般用乙酸、甲醇或乙酸与甲醇的混合物洗涤以防止损失来自过程的低沸组分比如碘甲烷。如果甲醇用作排空洗涤液体溶剂，来自洗涤系统的富甲醇一般通过与进料羰基化反应器的新鲜甲醇合并返回过程中-尽管其还可以返回至循环回反应器的任意物流，比如闪蒸塔残余物或轻馏分或脱水塔塔顶馏出物物流。如果乙酸用作排空洗涤液体溶剂，来自洗涤系统的富乙酸一般汽提出吸收的轻馏分而所得贫乙酸循环返回至吸收步骤。从富乙酸洗涤溶剂汽提出的轻馏分组分可以在包括反应器、闪蒸塔或纯化塔的几个不同位置直接或间接地返回主过程。可选地，气态吹扫物流可以通过闪蒸塔底部液体或轻馏分塔下部排空以增强铑稳定性和/或它们可以与其它气态工艺排出物(比如纯化塔塔顶馏出物接收器排出物)在洗涤之前合并。这些变化都在本发明范围内，如通过所附权利要求和下述描述将理解到的。
在塔16中，纯化产品，轻组分从塔经由管道26离开，在滗析器28中冷凝，经由管道32回流或经由管道30、34返回反应器。未显示但也提供的是吸收塔和汽提塔，用来将物料循环至系统中。
经纯化的产品物流40作为(优选液体)侧流从塔16采出并进料至干燥塔18，其中从部分经纯化的产品中除去水。此后，将经干燥的产品经由管道42提供至重馏分塔20，而塔顶馏出物和相同产品乙酸经由管道44用作塔18的回流或经由管道34、46循环至反应器。产品乙酸自塔顶从重馏分塔20经由管道48采出，而重废料经由管道50除去。
塔16产生液体残余物物流60，其一般随来自闪蒸塔的残余物循环；然而，根据本发明，物流60经由管道64提供至闪蒸设备62，此处物流遭遇压力降低，使得物流60至少部分气化，这样闪蒸设备62提供第二蒸气产品物流66，其经由管道70送料至冷凝塔68。物流66在68冷凝并随后经由管道72与物流40合并。经合并的物流随后如图示向下游进料至塔18，并且如上文的描述进一步纯化。代替将物流66冷凝，可以压缩物流并作为热蒸气向下游送料。
液体残余物物流74离开闪蒸设备62并随来自闪蒸塔14的残余物经由管道76、78循环返回反应器。
物流60中乙酸的一部分由此通过闪蒸设备62回收并向下游送料进系统，这降低塔16上的液压负荷(lead)并增加产能。一般的，物流60包含约90wt.％乙酸至约99wt.％乙酸，优选至少90wt.％或至少95wt.％。根据闪蒸设备62的操作压力，可以回收物流60中乙酸的至少10％，至少20％，至少30％或至少40％。
通过经验计算机模型来模拟图1的系统，从而确定闪蒸设备62中的压力对酸回收和塔负荷的影响，利用不带闪蒸设备的满负荷(初始液泛)基础的情况(base case)。结果示于表1。
表1-通过简单闪蒸从轻馏分(LE)塔残余物的乙酸回收
从表1中可发现轻馏分塔残余物物流中超过40％的乙酸得到回收，轻馏分塔的液压负荷得到实质的降低。如上文的讨论，这些结果图示于图1。
关于图3和4，显示本发明的另一羰基化设备100，其包括反应器112，闪蒸塔114，轻馏分塔116，干燥或脱水塔118，和重馏分塔120。多个部件如上有关用于生产乙酸的类似组件所述进行操作，并且如图3中所示经由管道122、124、140和142等连接。
代替闪蒸设备，提供另一蒸馏塔162，其由来自轻馏分塔116的液体残余物物流160进料。
塔162产生塔顶馏出物物流164以及产品侧流166，馏出物物流164可以在165冷凝并用作塔中回流或返回至反应器112，产品侧流166可以冷凝或压缩和经由管道168或170向下游送料并在干燥塔之前与第一产品物流合并或者在重馏分塔之前与第一产品物流合并。提供的物流166具有足够的品质，优选将物流直接送料至重馏分塔(即，在不经进一步除水的条件下将物流向下游进料)，因为这也降低脱水塔118上的液压负荷。如果希望，可以将甲醇加至塔162以减少产品物流中的无机碘化物，正如本领域所已知。类似地，如果希望，塔162可以在无需经冷凝的回流物流的条件下操作，使得它作为汽提塔型蒸馏塔操作。
使用经验计算机模型，模拟蒸馏塔162以确定其从轻馏分塔残余物物流回收乙酸的能力。轻馏分塔残余物样品也在具有塔162构造的实验室设备中蒸馏。结果在表2中比较。
表2-计算机模型和实验室结果的比较
在表2中发现经验模型很好地符合实验室数据，而来自所述液体残余物物流的回收超过40％。轻馏分塔上的液压负荷得到实质地降低，而在所示的将所回收酸向下游送料至脱水塔下游的情况下，脱水塔上的液压负荷也得到实质地降低。
本发明用许多实施方案详细描述和举例说明。在本发明精神和范围内对特定实施方案的变化对本领域技术人员来说将是显而易见的。这些变化在所附权利要求中给出的本发明的精神和范围内。

Claims (25)

1.生产乙酸的羰基化方法，包括：
(a)在反应器中，在水、选自铑催化剂、铱催化剂及其混合物的催化剂、和碘甲烷促进剂存在下羰基化甲醇或它的反应性衍生物从而形成乙酸反应混合物；
(b)进料部分反应混合物至闪蒸器中并且将所述乙酸反应混合物的物流分离为液体循环物流和第一粗产品物流；
(c)进料所述第一粗产品物流至轻馏分塔并且将液体循环物流循环回到所述反应器中；
(d)在蒸馏塔中蒸馏所述粗产品物流从而作为来自所述蒸馏塔的塔顶馏出物物流除去低沸组分，产生作为液体侧流从所述蒸馏塔除去的经纯化的第一产品物流并且作为液体残余物物流从所述蒸馏塔底除去高沸组分，
其中所述液体残余物物流主要由乙酸组成；
(e)在第二闪蒸器中气化所述液体残余物物流的至少一部分从而提供主要由乙酸组成的第二产品物流以从过程中进一步回收乙酸，并且从第二闪蒸器将残余物循环回到所述反应器；和
(f)向下游送料所述第二产品物流。
2.根据权利要求1的方法，还包括冷凝所述第二产品物流的步骤。
3.根据权利要求1的方法，还包括压缩所述第二产品物流的步骤。
4.根据权利要求1的方法，还包括合并所述第一产品物流和所述第二产品物流的步骤。
5.根据权利要求4的方法，其中将所述第一与第二产品物流合并并且之后在干燥塔中处理。
6.根据权利要求1的方法，还包括进一步纯化所述第一和第二产品物流的步骤。
7.根据权利要求6的方法，其中将所述第一和第二产品物流进料至单独的脱水塔。
8.根据权利要求1的方法，其中从所述液体残余物物流气化所存在乙酸的至少10％。
9.根据权利要求1的方法，其中从所述液体残余物物流气化所存在乙酸的至少20％。
10.根据权利要求1的方法，其中从所述液体残余物物流气化所存在乙酸的至少30％。
11.根据权利要求1的方法，其中从所述液体残余物物流气化所存在乙酸的至少40％。
12.根据权利要求1的方法，其中所述液体残余物物流按重量计包含至少90％乙酸。
13.根据权利要求1的方法，其中所述液体残余物物流按重量计包含至少95％乙酸。
14.根据权利要求1的方法，其中所述液体残余物物流按重量计包含90％至99％的乙酸。
15.生产乙酸的羰基化方法，包括：
(a)在反应器中，在水、选自铑催化剂、铱催化剂及其混合物的催化剂、和碘甲烷促进剂存在下羰基化甲醇或它的反应性衍生物从而形成乙酸反应混合物；
(b)进料部分反应混合物至闪蒸器中并且将所述乙酸反应混合物的物流分离为第一液体循环物流和第一粗产品物流；
(c)进料所述第一粗产品物流至轻馏分塔并且将液体循环物流循环回到所述反应器中；
(d)在蒸馏塔中蒸馏所述粗产品物流从而作为来自所述蒸馏塔的塔顶馏出物物流除去低沸组分，产生作为液体侧流从所述蒸馏塔除去的经纯化的第一产品物流并且作为液体残余物物流从所述蒸馏塔底除去高沸组分，
其中所述液体残余物物流主要由乙酸组成；和
(e)在第二蒸馏塔中蒸馏所述液体残余物物流从而产生主要由乙酸组成的第二经纯化的产品物流以从过程中进一步回收乙酸，并且从第二蒸馏塔将残余物循环回到所述反应器。
16.根据权利要求15的方法，还包括从所述第二经纯化的产品物流中除去碘化物。
17.根据权利要求16的方法，其中从所述第二经纯化的产品物流中除去碘化物包括将甲醇加至所述第二经纯化的产品物流。
18.根据权利要求15的方法，其中在不从中进一步去除水的条件下将所述第二经纯化的产品物流向下游送料。
19.生产乙酸的设备，所述设备包括：
(a)反应器，用于在反应器中在水、选自铑催化剂、铱催化剂及其混合物的催化剂、和碘甲烷促进剂存在下羰基化甲醇或它的反应性衍生物从而形成乙酸反应混合物；
(b)闪蒸设备，与所述反应器连接并且适于接收所述反应混合物物流并将其分离为(i)液体循环物流，和(ii)包含乙酸的粗第一产品物流；
(c)轻馏分蒸馏塔，与所述闪蒸塔连接，所述轻馏分塔配置用于将作为来自所述蒸馏塔的塔顶流出物物流的低沸组分从所述粗第一产品物流中分离，用于产生作为来自侧取馏出物的液体侧流从所述蒸馏塔除去的第一经纯化的产品物流，以及用于在所述蒸馏塔底作为液体残余物物流从所述粗第一产品物流除去高沸组分；
(d)脱水塔，与轻馏分塔连接，用于接收并进一步纯化所述第一经纯化的产品物流；和
(e)第二气化容器，也与轻馏分塔底连接，用于气化所述液体残余物物流的至少一部分以产生主要由乙酸组成的第二产品物流用于进一步回收乙酸，并且其配置用于向下游送料第二产品物流和将剩余的残余物物流返回到所述反应器。
20.根据权利要求19的设备，其中所述第二气化容器是第二蒸馏塔。
21.根据权利要求20的设备，其中所述第二蒸馏塔是汽提塔。
22.根据权利要求19的设备，其中所述第二气化容器是第二闪蒸容器。
23.根据权利要求19的设备，还包括与所述脱水塔连接的重馏分塔。
24.根据权利要求23的设备，其中所述第二气化容器直接与所述重馏分塔连接。
25.根据权利要求24的设备，其中所述第二气化塔是蒸馏塔。
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Families Citing this family (20)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CA2308418A1 (en) 1997-11-07 1999-05-20 Jiyan Liu Angiographic injector system with multiple processor redundancy
US8575403B2 (en) 2010-05-07 2013-11-05 Celanese International Corporation Hydrolysis of ethyl acetate in ethanol separation process
US8680342B2 (en) 2010-05-07 2014-03-25 Celanese International Corporation Process for recovering alcohol produced by hydrogenating an acetic acid feed stream comprising water
CN102971284B (zh) * 2010-05-18 2016-01-27 国际人造丝公司 生产乙酸的方法
US8664454B2 (en) 2010-07-09 2014-03-04 Celanese International Corporation Process for production of ethanol using a mixed feed using copper containing catalyst
US9272970B2 (en) 2010-07-09 2016-03-01 Celanese International Corporation Hydrogenolysis of ethyl acetate in alcohol separation processes
WO2012148509A1 (en) 2011-04-26 2012-11-01 Celanese International Corporation Process for producing ethanol using a stacked bed reactor
US8710279B2 (en) 2010-07-09 2014-04-29 Celanese International Corporation Hydrogenolysis of ethyl acetate in alcohol separation processes
US9024083B2 (en) 2010-07-09 2015-05-05 Celanese International Corporation Process for the production of ethanol from an acetic acid feed and a recycled ethyl acetate feed
US8637698B2 (en) * 2010-11-19 2014-01-28 Celanese International Corporation Production of acetic acid with an increased production rate
CN102070434B (zh) * 2010-12-31 2013-07-17 河南省华鼎高分子合成树脂有限公司 马来酰亚胺类化合物生产过程中产出废液的处理方法
US9073816B2 (en) 2011-04-26 2015-07-07 Celanese International Corporation Reducing ethyl acetate concentration in recycle streams for ethanol production processes
US8592635B2 (en) 2011-04-26 2013-11-26 Celanese International Corporation Integrated ethanol production by extracting halides from acetic acid
US8754268B2 (en) 2011-04-26 2014-06-17 Celanese International Corporation Process for removing water from alcohol mixtures
US8895786B2 (en) 2011-08-03 2014-11-25 Celanese International Corporation Processes for increasing alcohol production
WO2013070210A1 (en) * 2011-11-09 2013-05-16 Celanese International Corporation Integrated carbonylation and hydrogenation process to obtain ethanol having flashing to recover acid production catalyst
US8686201B2 (en) 2011-11-09 2014-04-01 Celanese International Corporation Integrated acid and alcohol production process having flashing to recover acid production catalyst
US8614359B2 (en) 2011-11-09 2013-12-24 Celanese International Corporation Integrated acid and alcohol production process
US8853469B2 (en) 2012-11-20 2014-10-07 Celanese International Corporation Combined column for separating products of different hydrogenation reactors
US9340481B1 (en) * 2014-11-14 2016-05-17 Celanese International Corporation Process for flashing a reaction medium comprising lithium acetate

Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1244856A (zh) * 1996-11-19 2000-02-16 英国石油化学品有限公司 制备乙酸的方法

Family Cites Families (19)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3337619A (en) * 1964-02-12 1967-08-22 Monsanto Co Production of acetic acid and recovery by plural stage distillation
US3791935A (en) * 1971-11-10 1974-02-12 Monsanto Co Purification of carboxylic acids
US4039395A (en) * 1975-08-11 1977-08-02 Monsanto Company Purification of acetic acid
US4008131A (en) * 1975-12-11 1977-02-15 Monsanto Company Purification of acetic acid
US5144068A (en) * 1984-05-03 1992-09-01 Hoechst Celanese Corporation Methanol carbonylation process
CA1228867A (en) * 1984-05-03 1987-11-03 G. Paull Torrence Methanol carbonylation process
US5672743A (en) * 1993-09-10 1997-09-30 Bp Chemicals Limited Process for the production of acetic acid
GB9306409D0 (en) * 1993-03-26 1993-05-19 Bp Chem Int Ltd Process
US5696284A (en) * 1995-06-21 1997-12-09 Bp Chemicals Limited Process for the carbonylation of alkyl alcohols and/or reactive derivatives thereof
US5783731A (en) * 1995-09-11 1998-07-21 Hoechst Celanese Corporation Removal of carbonyl impurities from a carbonylation process stream
GB9626429D0 (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
GB9626324D0 (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
GB9819606D0 (en) * 1998-09-08 1998-11-04 Bp Chem Int Ltd 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
JP4732743B2 (ja) * 2004-12-06 2011-07-27 ダイセル化学工業株式会社 蒸留方法
US7989659B2 (en) * 2007-05-17 2011-08-02 Celanese International Corporation Method and apparatus for making acetic acid with improved light ends column productivity
US7619113B2 (en) * 2007-09-27 2009-11-17 Celanese International Corporation Method and apparatus for making acetic acid with improved purification

Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1244856A (zh) * 1996-11-19 2000-02-16 英国石油化学品有限公司 制备乙酸的方法

Also Published As

Publication number Publication date
ES2552394T3 (es) 2015-11-27
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CL2008002993A1 (es) 2009-09-04
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MY165745A (en) 2018-04-23
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AU2008311337B2 (en) 2012-08-23
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US7902397B2 (en) 2011-03-08

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