CN103328429A - 用于生产乙酸的基于喷射器的反应器和泵循环回路 - Google Patents

用于生产乙酸的基于喷射器的反应器和泵循环回路 Download PDF

Info

Publication number
CN103328429A
CN103328429A CN2011800650875A CN201180065087A CN103328429A CN 103328429 A CN103328429 A CN 103328429A CN 2011800650875 A CN2011800650875 A CN 2011800650875A CN 201180065087 A CN201180065087 A CN 201180065087A CN 103328429 A CN103328429 A CN 103328429A
Authority
CN
China
Prior art keywords
injector
reactor
recycle stream
reaction
pump
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.)
Pending
Application number
CN2011800650875A
Other languages
English (en)
Inventor
R·津诺拜尔
M·拉金
A·拉克
R·D·沙弗
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 CN103328429A publication Critical patent/CN103328429A/zh
Pending legal-status Critical Current

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
    • C07C51/10—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
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/582—Recycling of unreacted starting or intermediate materials
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/584—Recycling of catalysts

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Physical Or Chemical Processes And Apparatus (AREA)
  • Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)
  • Mixers With Rotating Receptacles And Mixers With Vibration Mechanisms (AREA)

Abstract

喷射器混合器用于混合羰基化反应器中的反应介质。一部分反应溶液从反应器中提取出并通过泵循环回路引导。泵循环回路通过喷射器混合器反馈至反应器。此外，泵循环回路可以经过一个或多个蒸汽发生器和/或换热器。

Description

用于生产乙酸的基于喷射器的反应器和泵循环回路
优先权声明
本申请要求2010年12月16日提交的美国申请号12/970,315的优先权，所述美国申请的全部内容以引用的方式并入本文。
技术领域
本发明与用于制造乙酸的改进方法相关，特别是与乙酸生产系统的改进相关，所述改进包括实现基于喷射器的反应器和一个或多个泵循环回路。
背景技术
用于合成乙酸的广泛使用且成功的工业化生产过程涉及用一氧化碳使甲醇催化羰基化。催化剂包含铑和/或铱和卤素促进剂，通常为甲基碘。通过使一氧化碳连续鼓泡通过其中溶解催化剂的液体反应介质从而进行反应。反应介质包含乙酸甲酯、水、乙酸、甲基碘和催化剂。用于甲醇的羰基化的工业化生产过程包括美国专利号3,769,329、5,001,259、5,026,908和5,144,068中描述的那些，所述美国专利的全部和公开内容以引用的方式并入本文。另一常规的甲醇羰基化方法包括CativaTM方法，所述CativaTM方法在J.H.Jones的“The CativaTMProcess for the Manufacture of Acetic Acid”（Platinum MetalsReview，44(3)：94-105（2002））中讨论，所述文献的全部内容和公开以引用的方式并入本文。
羰基化反应器通常包括叶轮驱动的混合体系。叶轮驱动的混合体系通常包括至少一个安装在旋转轴上的叶轮。这种体系据称具有平行于旋转轴的轴线的轴纵向流和/或平行于安装在轴上径向延伸叶片的径向流。因此，叶轮可以为径向流叶轮，所述径向流叶轮向封装叶轮的罐或腔室的壁以径向方向发射（project）流体，或者替代性地，叶轮可以为轴向流叶轮，所述轴向流叶轮包括径向延伸叶片，所述径向延伸叶片以一定角度倾斜从而以轴向方向引导流体流。这些和其他要求旋转轴的机械搅拌混合方法耗能高，要求包括轴与反应器的密封体系的高成本设备。这些反应器使用机械密封件，所述机械密封件具有有限的寿命周期和严格的维修要求。
来自羰基化反应器的反应溶液包含未反应的起始物料以及反应介质的组分，包括催化剂。美国专利号5,672,744公开了用于制备乙酸的方法，所述方法包括在羰基化反应器中，在反应流体的存在下用一氧化碳使甲醇羰基化，所述反应流体包含铑催化剂、甲基碘、碘化物盐、乙酸甲酯和水，同时从反应器中连续提取出反应流体并将其引入闪蒸段从而将其分离成蒸发部分和未蒸发部分。
羰基化反应放热并且必须调节反应热从而控制反应温度。反应热通常随着反应溶液传递至闪蒸器。闪蒸器以比反应器更低的压力操作，这导致反应溶液的温度下降。
反应热也可以回收。美国专利号6,175,039公开了通过使用由泵循环物流加热的蒸汽锅炉从高放热方法中除去反应热。来自反应的热也可以传递至其他体系。美国专利号6,114,576公开了在固体催化剂颗粒的存在下生产羧酸的方法，所述方法使用反应放热并且在回收羧酸产物方面具有高效率。这种方法使用间接换热从而将反应热传递至另一流，而无需额外的传热流体例如蒸汽。美国专利号7,465,823公开了一种方法和体系，其中在乙酸的生产过程中产生的一部分热被传递至乙酸乙烯酯生产和/或纯化方法和体系从而促进乙酸乙烯酯产物的生产和/或纯化。
正如本领域技术人员将理解的，有动机和需要改进用于生产乙酸的现有方法。本发明提供一些这种改进。
发明内容
本发明的实施方案涉及用于制备乙酸的改进方法。在一个实施方案中提供了用于生产乙酸的方法，包括如下步骤：在包含反应介质的基于喷射器的反应器中使一氧化碳与至少一种反应物反应从而生产包含乙酸的反应溶液，其中至少一种反应物选自由甲醇、乙酸甲酯、甲酸甲酯、二甲醚及其混合物组成的组，并且其中反应介质包含水、乙酸、乙酸甲酯、甲基碘和催化剂；其中基于喷射器的反应器包含一个或多个喷射器混合器；从基于喷射器的反应器中提取出反应溶液；分离一部分反应溶液从而形成泵循环物流；并且将一部分泵循环物流进料至一个或多个喷射器混合器的至少一者从而在基于喷射器的反应器中提供反应介质的混合。
在本发明的一些实施方案中，所述方法进一步包括：将反应溶液的剩余部分进料前往至闪蒸器从而生产粗产物和催化剂再循环物流，其中泵循环物流在引入闪蒸器之前分离。在优选的实施方案中，泵循环物流的流量是前往闪蒸器的反应溶液的剩余部分的流量的至少1.2倍。在其他实施方案中，所述方法进一步包括：使一部分泵循环物流经过一个或多个蒸汽发生器从而生产出口工艺流和蒸汽。在其他实施方案中，所述方法进一步包括：将一部分出口工艺流进料至一个或多个喷射器混合器的至少一者从而在基于喷射器的反应器中提供反应介质的混合。在某些实施方案中，出口工艺流具有的温度小于从基于喷射器的反应器中提取出的反应溶液的温度。在本发明的其他实施方案中，所述方法进一步包括如下步骤：使一部分泵循环物流经过一个或多个换热器从而生产流出物，并且在其他实施方案中包括如下步骤：将一部分流出物进料至一个或多个喷射器混合器的至少一者从而在基于喷射器的反应器中提供反应介质的混合。在某些实施方案中，从基于喷射器的反应器中提取出的反应溶液的20%至100%以泵循环物流的形式分离。在其他实施方案中，从基于喷射器的反应器中提取出的反应溶液的至少50%以泵循环物流的形式分离。在本发明的一些实施方案中，一个或多个喷射器混合器各自具有至少2:1的排放/发动比（discharge to motive ratio）。
在另一个实施方案中，本发明为用于生产乙酸的方法，包括如下步骤：在包含反应介质的反应器中使一氧化碳与至少一种反应物反应从而生产包含乙酸的反应溶液，其中至少一种反应物选自由甲醇、乙酸甲酯、甲酸甲酯、二甲醚及其混合物组成的组，并且其中反应介质包含水、乙酸、乙酸甲酯、甲基碘和催化剂；从反应器中以第一流量提取出反应溶液；分离一部分反应溶液从而形成泵循环物流；分离前往至闪蒸器的反应溶液的剩余部分，其中泵循环物流的流量是前往闪蒸器的反应溶液的剩余部分的流量的至少1.2倍；使一部分泵循环物流经过一个或多个蒸汽发生器从而生产出口工艺流和蒸汽；并且将一部分出口工艺流进料至反应器。根据本发明的各个实施方案，所述方法可以进一步包括一个或多个如下步骤：将一部分出口工艺流进料至一个或多个喷射器混合器的至少一者从而在基于喷射器的反应器中提供反应介质的混合：使一部分出口工艺流经过一个或多个换热器从而生产流出物；并且将反应溶液的剩余部分引入闪蒸器从而生产粗产物和催化剂再循环物流，其中泵循环物流在引入闪蒸器之前分离。
本发明的进一步的实施方案针对用于生产乙酸的方法，包括如下步骤：在包含反应介质的反应器中使一氧化碳与至少一种反应物反应从而生产包含乙酸的反应溶液，其中至少一种反应物选自由甲醇、乙酸甲酯、甲酸甲酯、二甲醚及其混合物组成的组，并且其中反应介质包含水、乙酸、乙酸甲酯、甲基碘和催化剂；从反应器中以第一流量提取出反应溶液；分离一部分反应溶液从而形成泵循环物流；分离前往至闪蒸器的反应溶液的剩余部分，其中泵循环物流的流量是前往闪蒸器的反应溶液的剩余部分的流量的至少1.2倍；使一部分泵循环物流经过一个或多个换热器从而生产流出物；并且将一部分流出物进料至反应器。根据本发明的各个实施方案，所述方法可以进一步包括一个或多个如下步骤：将一部分流出物进料至一个或多个喷射器混合器的至少一者从而在基于喷射器的反应器中提供反应介质的混合：使一部分泵循环物流经过一个或多个蒸汽发生器从而生产出口工艺流和蒸汽；并且将反应溶液的剩余部分引入闪蒸器从而生产粗产物和催化剂再循环物流，其中泵循环物流在引入闪蒸器之前分离。
本发明的另一个实施方案针对用于生产乙酸的方法，包括如下步骤：在包含反应介质的基于喷射器的反应器中使一氧化碳与至少一种反应物反应从而生产包含乙酸的反应溶液，其中至少一种反应物选自由甲醇、乙酸甲酯、甲酸甲酯、二甲醚及其混合物组成的组，并且其中反应介质包含水、乙酸、乙酸甲酯、甲基碘和催化剂；其中基于喷射器的反应器包含一个或多个喷射器混合器；从基于喷射器的反应器中以第一流量提取出反应溶液；分离一部分反应溶液从而形成泵循环物流；任选使一部分泵循环物流经过一个或多个蒸汽发生器从而生产出口工艺流和蒸汽；任选使一部分泵循环物流经过一个或多个换热器从而生产流出物；并且将如下的一种或多种的一部分进料至一个或多个喷射器混合器的至少一者从而在基于喷射器的反应器中提供反应介质的混合：泵循环物流、出口工艺流或流出物。
在本发明的一些实施方案中，所述方法进一步包括将反应溶液的剩余部分进料前往至闪蒸器从而生产粗产物和催化剂再循环物流，其中泵循环物流在引入闪蒸器之前分离。在优选的实施方案中，泵循环物流的流量是前往闪蒸器的反应溶液的剩余部分的流量的至少1.2倍。在某些实施方案中，出口工艺流具有的温度小于从基于喷射器的反应器中提取出的反应溶液的温度。在一些实施方案中，从基于喷射器的反应器中提取出的反应溶液的20%至100%以泵循环物流的形式分离。在其他实施方案中，从基于喷射器的反应器中提取出的反应溶液的至少50%以泵循环物流的形式分离。在本发明的一些实施方案中，一个或多个喷射器混合器各自具有至少2:1的排放/发动比。并且在其他实施方案中，基于喷射器的反应器在反应器中不包含用于混合的运动机件。
附图说明
通过结合附图考虑本发明的各个实施方案的如下详细描述可以更完整地理解本发明，其中相同的附图标记表示相似的机件。
图1A为根据本发明的一个实施方案的基于喷射器的反应器的部分剖视图。
图1B为根据本发明的一个实施方案的基于喷射器的反应器的歧管的仰视图。
图2为根据本发明的一个实施方案的具有基于喷射器的反应器和泵循环回路的乙酸生产的示例性示意图。
图3为根据本发明的一个实施方案的具有基于喷射器的反应器和泵循环回路的乙酸生产体系的各个生产和蒸汽发生能力的示例性示意图。
图4为根据本发明的一个实施方案的具有基于喷射器的反应器和泵循环回路的乙酸生产的示例性示意图，其中泵循环回路直接源自反应器。
具体实施方式
本发明与用于制造乙酸的改进方法相关。特别地，本发明在乙酸生产体系中使用基于喷射器的反应器。进料组分，一氧化碳和甲醇或其衍生物，随着再循环物流引入反应器的下部从而形成反应介质。本发明的基于喷射器的反应器使用一个或多个喷射器混合器从而混合反应介质。喷射器混合器可以促进整个反应器内的循环。反应器生产反应溶液，所述反应溶液可以纯化从而回收乙酸。在纯化之前，可以以泵循环物流的形式分离一部分反应溶液并经由一个或多个泵循环回路使其返回至反应器。在一个实施方案中，可以直接从反应器中提取出泵循环物流。优选地，泵循环物流之一可被引导至喷射器混合器并且其排放物与反应介质混合。在另一个实施方案中，可以在泵循环回路中回收羰基化反应热。此外，泵循环回路可以为羰基化反应提供温度控制。
本发明的羰基化反应器为包括一个或多个喷射器混合器的“基于喷射器”的反应器。基于喷射器的反应器中使用的混合器优选为利用一个流体（初级）的动量移动另一个流体（次级）的一个或多个类型的喷射式混合器（泵）。基于喷射器的反应器也可以包括喷射器、排气器、注射器、虹吸管或其他类型的文丘里混合器。不同于基于机械搅拌器的反应器或搅拌容器（例如连续搅拌釜式反应器（CSTR）），本发明的基于喷射器的反应器优选在反应器中不包含用于混合反应介质的运动机件，因此改进运转中的操作可靠性。取而代之，通过一个或多个喷射器混合器的排放物进行反应介质的混合。基于喷射器的反应器的使用还消除了安装在反应器上的密封件的需要。在本发明的优选的实施方案中，喷射器混合器的供料或初级发动流体得自例如经由一个或多个泵循环物流从反应器中提取出的一部分反应溶液。
图1A为本发明的一个实施方案的基于喷射器的反应器101的部分剖视图。基于喷射器的反应器101的外壳的内表面可以包含任何合适的材料，例如玻璃，陶瓷，特种热塑性、热固性塑料，高耐化学和耐热弹性体，镍钼合金例如HASTELLOYTM B-3TM合金（HaynesInternational），或锆合金例如ZircTM702合金（United Titanium Inc.）。如图1A中所示，供应管102延伸通过反应器101顶部的开孔103并且连接在歧管104的远端。供应管102可以通过固定至反应器101的外部的衬垫105安装至反应器101。在一些实施方案中，供应管102可以可移动地连接。此外，可以提供一个或多个垫圈，例如密封环，从而提供密封连接。有利地，由于供应管102优选在开孔103中保持静止，相比于使用机械搅拌器的设计，在垫圈上存在更少的磨损。如图1A中所示，支承梁106可以在托架107处连接至供应管102。沿着反应器101内的侧壁的托架108帮助将供应管102稳定在垂直安装位置。提升臂111经由托架109固定至支承梁106。如图1A中额外所示，支承梁106结合稳定梁113可以稳定歧管104。在本发明的某些实施方案中，使用多个支承梁从而稳定基于喷射器的反应器101的各个组件。
歧管104优选放置在基于喷射器的反应器101中的液面l下方。如图1A和1B所示，歧管104包含分布器轮轴110、分布器导管121和喷射器导管112。在一些实施方案中，分布器轮轴110可以直接连接至供应管102，一个或多个分布器导管121可以连接至分布器轮轴110，并且一个或多个喷射器导管112可以连接至分布器导管121。在某些实施方案中，稳定梁113可以连接至分布器导管121和支承梁106。如图1B中所示，歧管104可以为环形或圆形布置。然而，导管的数量没有限制，并且可以使用本发明范围内的其他歧管布置。在某些实施方案中，当拆卸时，歧管104的组件可以分别定制尺寸从而适合通过开孔103和/或标准尺寸（例如20英寸至24英寸直径）的人孔，这允许简单除去组件从而维修。
如图1A和1B中所示，歧管104进一步包含一个或多个喷射器混合器114。喷射器混合器114优选安装至喷射器导管112，但是也可以直接安装至分布器轮轴110或分布器导管121。在优选的实施方案中，喷射器混合器114延伸进入反应介质并且位于液面l下方。在一些实施方案中，一个或多个喷射器混合器114包括阀杆115、喷嘴116、开孔117、扩散器118和排放孔口119。喷嘴116可以通过一个或多个筋板（rib）120连接至扩散器118，所述一个或多个筋板（rib）120之间具有开孔117。在一些实施方案中，可以通过开孔117从反应介质中提取出用于每个喷射器混合器114的次级流体。如本文中所讨论的，可以从以泵循环物流的形式离开管122的反应溶液中提取出用于喷射器混合器114的初级流体供应。优选地，本发明的喷射器混合器114具有至少1:2，例如至少1:3或至少1:5的发动/排放比（motive todischarge ratio），从而提供反应介质的充分混合。
在一些实施方案中，歧管104的每个喷射器混合器114可以垂直向下（零度）延伸从而完成混合。在其他实施方案中，喷射器混合器114的角度为任何合适的角度，例如小于90度（水平倾斜），例如小于60度或小于45度。此外，在某些实施方案中，歧管104的喷射器混合器114可以包括垂直向下放置的喷射器混合器114和以一定角度设置的喷射器混合器114两者。在一些实施方案中，喷射器混合器114的角度可以在竖直向下和一定角度之间变化。在一个示例性实施方案中，每隔一个的喷射器混合器114以零度的角度放置从而提供竖直向下的或直接的轴向流，而之间的喷射器混合器114以45度的角度放置。喷射器混合器114的角度和设置可以导致不同的反应器尺寸和设计，包括长度、宽度、流体入口和出口位置、主要流体喷嘴位置、内部挡板或其他抗涡流设备的位置。
任何合适的喷射器混合器114可以用于本发明的实施方案。喷射器混合器114可以由任何合适材料构建，所述材料包括但不限于金属或金属合金，例如HASTELLOYTM B-3TM合金（HaynesInternational），镐合金例如ZircTM702合金（United Titanium Inc.），陶瓷，复合陶瓷材料/工程增强陶瓷例如金属增强陶瓷，聚合物例如特种热塑性材料或聚合物复合材料。喷射器混合器的数量可以基于反应器的尺寸和构造而确定。在一个实施方案中，连接至歧管104的喷射器混合器114的数量可以为1至20，例如4至16或6至12。尽管可以使用额外的喷射器混合器，超过20个喷射器混合器可能不显示效率的明显改进。每个喷射器混合器114可以具有10至110cm，例如30至100cm或50至90cm的长度。
根据本发明的一些实施方案，可以使用一个或多个泵循环回路从而使一部分反应溶液返回至反应器。至少一个泵循环回路优选引导至供应管102，并且用歧管104和/或喷射器混合器114分布初级流体。此外，泵循环回路可以用于从羰基化反应器中回收热量和/或调节反应器的温度。
本发明可以应用于任何甲醇羰基化过程。可以与本发明的实施方案使用的示例性羰基化体系包括美国专利No.7,223,886、7,005,541、6,657,078、6,339,171、5,731,252、5,144,068、5,026,908、5,001,259和4,994,608，以及美国公开No.2008/0287706、2008/0293966、2009/0107833和2009/0270651中描述的那些，所述文献的全部内容和公开以引用的方式并入本文。羰基化体系可以包括羰基化部分和纯化部分。任何合适的纯化部分可以与本发明的任意实施方案组合使用。合适的纯化部分描述于上述专利中并且通常包括轻馏分塔，干燥塔，一个或多个用于除去高锰酸还原化合物（PRC）的塔，保护床，通气洗涤器和/或重馏分塔。
图2中显示了示例性羰基化部分201。羰基化部分201包括一氧化碳原料流203、反应物原料流204、基于喷射器的反应器205和闪蒸器206。一氧化碳和至少一种反应物分别通过原料流203和204进料至基于喷射器的反应器205的下部。反应物原料流204将至少一种选自由甲醇、乙酸甲酯、甲酸甲酯、二甲醚和/或其混合物组成的组的反应物供应至基于喷射器的反应器205。在优选的实施方案中，反应物原料流204供应甲醇和乙酸甲酯。任选地，反应物原料流204可以连接至一个或多个用于储存羰基化过程的新鲜反应物的容器（未示出）。此外，可以存在连接至基于喷射器的反应器205的甲基碘储存容器（未示出）和/或催化剂容器（未示出），用于根据需要供应新鲜甲基碘和催化剂从而维持反应条件。在其他实施方案中，供应至基于喷射器的反应器205的所有或一些甲醇和/或其反应性衍生物可以为来自体系的另一个位置经洗涤的甲醇的形式或者为另一个体系的产物或副产物。
来自羰基化部分201的一个或多个循环原料流可以经由管线208进料至反应器205。如本文所讨论的，循环原料流208可以包含反应介质的组分，以及残余的和/或夹带的催化剂和乙酸。尽管图2中显示了一个循环原料流208，可以存在分别进料至基于喷射器的反应器205的多个流。例如，来自纯化部分的一个或多个循环原料流可以经由管线208进料至反应器205。在优选的实施方案中，经由管线208进料的循环原料流引入反应器205的下部。由于循环原料流包含羰基化反应中所使用的组分，优选将循环进料与新鲜一氧化碳和反应物一起引入反应器的下部。在任选的实施方案中，一部分循环原料流可以以喷射器混合器的供料的形式引入。
在本发明的某些实施方案中，反应物原料流204包含甲醇和/或其反应性衍生物。甲醇的合适的反应性衍生物包括乙酸甲酯、二甲醚、甲酸甲酯及其混合物。在一个实施方案中，甲醇和甲醇的反应性衍生物的混合物用作本发明的方法中的反应物。优选地，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物或溶剂反应而转化成乙酸甲酯并因此以乙酸甲酯的形式存在于反应介质中。反应介质中的乙酸甲酯的浓度优选为反应介质的总重量的0.5重量%至70重量%，例如0.5重量%至50重量%，或1重量%至35重量%。
一氧化碳原料流203可以基本纯或可以包含少量惰性杂质，例如二氧化碳、甲烷、氮气、惰性气体、水和C1至C4链烷烃。一氧化碳中的和通过水煤气变换反应原位产生的氢气的存在优选保持低量（例如小于1bar分压或小于0.5bar分压），因为氢气的存在可能导致加氢产物的形成。在反应中一氧化碳的分压优选为1bar至70bar，例如1bar至35bar，或1bar至15bar。
在本发明的一些实施方案中，在基于喷射器的反应器205内，在均相催化反应体系中甲醇与一氧化碳反应，所述均相催化反应体系包含反应溶剂、甲醇和/或其反应性衍生物、VIII族催化剂、至少有限浓度的水和任选碘化物盐。
合适的VIII族催化剂包括铑和/或铱催化剂。当使用铑催化剂时，铑催化剂可以以任何合适的形式加入使得铑在催化溶剂中为包括[Rh(CO)2I2]-阴离子的平衡混合物的形式，如本领域公知的。优选地，催化剂为离子键合至合适树脂（例如聚乙烯基吡啶）的二碘化铑二羰基阴离子。任选维持在本文所述的方法的反应混合物中的碘化物盐可以为碱金属或碱土金属的可溶盐或季铵或鏻盐的形式。在某些实施方案中，催化剂共促进剂为碘化锂、乙酸锂或其混合物。盐促进剂可以作为将产生碘化物盐的非碘化物盐加入。碘化物催化剂稳定剂可以直接引入反应体系。替代性地，碘化物盐可以原位产生因为在反应体系的操作条件下，大范围的非碘化物盐前体将与甲基碘反应从而产生相应的共促进剂碘化物盐稳定剂。与铑催化和碘化物盐产生相关的其他细节参见美国专利No.5,001,259、5,026,908和5,144,068，所述美国专利的全部内容以引用的方式并入本文。
当使用铱催化剂时，铱催化剂可以包含可溶于反应介质的任何含铱化合物。铱催化剂可以以溶解在反应介质中或可转化成可溶形式的任何合适的形式加入反应介质用于羰基化反应。可以加入反应介质的合适的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(CO)2]-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]和六氯铱酸[H2IrCl6]。不含氯化物的铱配合物例如乙酸盐、草酸盐和乙酰乙酸盐通常用作起始物料。反应介质中的铱催化剂浓度一般为100至6000ppm。使用铱催化剂的甲醇羰基化是公知的并且一般地描述于美国专利No.5,942,460、5,932,764、5,883,295、5,877,348、5,877,347和5,696,284，所述美国专利的全部内容以引用的方式并入本文。
卤素共催化剂/促进剂通常与VIII族金属催化剂组分组合使用。甲基碘优选作为卤素促进剂。优选地，反应介质中的卤素促进剂的浓度为1重量%至50重量%，优选2重量%至30重量%。
卤素促进剂可以与盐稳定剂/共促进剂化合物组合，所述盐稳定剂/共促进剂化合物可以包括IA族或IIA族金属的盐，或季铵或鏻盐。特别优选碘化物或乙酸盐，例如碘化锂或乙酸锂。
其他促进剂和共促进剂可以作为本发明的催化体系的一部分使用，如EP0849248中所述，其全部内容以引用的方式并入本文。合适的促进剂选自钌、锇、钨、铼、锌、镉、铟、镓、汞、镍、铂、钒、钛、铜、铝、锡、锑，且更优选选自钌和锇。特定的共促进剂描述于美国专利No.6,627,770，所述美国专利的全部内容以引用的方式并入本文。
促进剂可以以直至其溶解度极限的有效量存在于反应介质和/或从纯化和乙酸回收阶段循环至基于喷射器的反应器的任何液体工艺流中。当使用时，促进剂合适地以0.5:1至15:1，优选2:1至10:1，更优选2:1至7.5:1的促进剂/金属催化剂摩尔比例存在于反应介质中。合适的促进剂浓度为400至5000ppm。
水可以例如通过甲醇反应物和乙酸产物之间的酯化反应而在反应介质中原位形成。在一些实施方案中，水与反应介质的其他组分一起或分别引入基于喷射器的反应器205。水可以与从基于喷射器的反应器205中提取出的反应组合物的其他组分分离并且可以以受控的量循环从而维持反应介质中需要的水浓度。优选地，反应介质中维持的水浓度为反应组合物的总重量的0.1重量%至16重量%，例如1重量%至14重量%，或1重量%至10重量%。
根据本发明优选的羰基化方法，通过在反应介质中维持需要的羧酸和醇（合意地为羰基化中所使用的醇）的酯和除以碘化氢形式存在的碘化物离子之外的其他碘化物离子，即使在低水浓度下也能获得需要的反应速率。优选的酯的实例为乙酸甲酯。其他碘化物离子合意地为碘化物盐，优选碘化锂。如美国专利No.5,001,259中描述，已经发现在低水浓度下，仅当存在相对高浓度的乙酸甲酯和碘化锂中的每一种时，乙酸甲酯和碘化锂才充当速率促进剂，并且当同时存在这些组分时，促进更高。碘化物离子成分的绝对浓度不限制本发明的有效性。
在基于喷射器的反应器205中，优选自动将反应介质维持于预定水平。在正常操作的过程中，该预定水平可以保持基本恒定。甲醇、一氧化碳和足够的水可以根据需要连续引入基于喷射器的反应器205从而维持反应介质中至少有限的水浓度。在一些实施方案中，一氧化碳经由管线203连续引入基于喷射器的反应器205。一氧化碳进料203以足以维持需要的总反应器压力的速率引入。也可以使用一个或多个泵循环回路中的换热器控制基于喷射器的反应器205的温度，如图2中所示。
乙酸通常在约160℃至约220℃的温度和约20bar至约50bar的压力下以液相反应制备。在本发明的一些实施方案中，基于喷射器的反应器205在150℃至250℃，例如155℃至235℃或160℃至220℃的温度下操作。本发明的某些实施方案针对用于合成乙酸的方法，其中羰基化反应在升高至高于约190℃的温度下进行。升温羰基化的反应温度的实例为约190℃至约225℃，包括约200℃至约220℃。升高的反应温度可以促进降低反应器的催化剂浓度并增加乙酸生产率。羰基化反应的压力为优选10至200bar，最优选10至100bar和更优选15至50bar。
在本发明的一些实施方案中，经由管线207从基于喷射器的反应器205中排放气态/蒸汽吹洗流从而至少避免累积气态副产物、惰性物并在给定的反应器总压力下维持设定的一氧化碳分压。气态吹洗流可以在一个或多个回收单元中用乙酸和/或甲醇洗涤从而回收低沸点组分。在一些实施方案中，气态吹洗流可以冷凝并进料至回收单元（未示出），所述回收单元可以使低沸点组分返回至基于喷射器的反应器205。低沸点组分可以包括乙酸甲酯和/或甲基碘。气态吹洗流中的一氧化碳可以吹洗或进料至闪蒸器206的底部从而增强铑稳定性。
如图2中所示，羰基化产物（即反应溶液）经由管线211以足以维持反应器205中的恒定液位的速率从基于喷射器的反应器205排出。管线211的反应溶液优选为从反应器205中液面l下方提取出的液体流。在一些实施方案中，当经由管线211从基于喷射器的反应器205中提取出反应溶液时，反应溶液的温度可以为约150℃至约250℃。一些或全部反应溶液可以经由管线211，经过T形连接件212并经由管线213输送至闪蒸器206。在闪蒸器206中，羰基化产物在闪蒸分离步骤中分离从而获得粗产物流214，所述粗产物流214包含乙酸和催化剂再循环物流215，所述催化剂再循环物流215包含含有催化剂的溶液。粗产物流214转移至羰基化体系的纯化部分（未示出）用于回收乙酸。在一些实施方案中，来自纯化部分的一个或多个再循环物流可以经由管线208返回至基于喷射器的反应器205。在优选的实施方案中，催化剂再循环物流215循环至基于喷射器的反应器205。催化剂再循环物流215主要包含乙酸、催化剂和卤素促进剂，伴随少量的乙酸甲酯、甲基碘和水。
经由管线211从基于喷射器的反应器205中提取出的反应溶液的流量为生产率（以及其他变量）的函数并且可以变化。在一些实施方案中，可以在T形连接件212处经由管线221提取出一部分反应溶液并使其流过一个或多个泵循环回路220。基于反应器205的受控液位和操作或非稳态操作（例如在反应器启动过程中）的温度和生产率，经由管线221作为泵循环物流提取出的反应溶液的量可以为反应溶液总量的20%至100%，例如30%至80%或40%至60%。优选地，在稳态操作条件下，提取出至少50%，例如至少54%或至少60%的反应溶液作为泵循环物流。在T形连接件212处作为泵循环物流221提取出的反应溶液的部分可以为反应溶液的等分部分并且可以包含一种或多种催化剂、溶解/夹带的一氧化碳和反应气体、一种或多种反应物、水、乙酸，和/或卤素促进剂。尽管图2中显示了管线221，应理解可以存在由本发明涵盖的多个管线和多个泵循环回路。例如，在图2中未示出的任选实施方案中，泵循环物流可以源自位于反应器205上液面l下方的喷嘴。
泵循环回路220包含至少一个泵送体系222。在优选的实施方案中，泵送体系222包含多个泵。优选地，也可以存在串联或平行排列的数个泵送体系、阀和控制件用于控制泵循环回路220的流动。在T形连接件212处从反应溶液中提取出的泵循环物流221可以具有相比于管线211中的反应溶液基本相似的流量或更低的流量。在一些实施方案中，泵循环物流的流量可以大于前往闪蒸器206的管线213中的反应溶液的流量。在某些实施方案中，泵循环物流221的流量是管线213中的反应溶液的流量的至少1.2倍，例如至少1.5倍，至少2倍，至少3倍或至少4倍。例如，当管线213中的反应溶液的流量为100tns/hr时，则泵循环物流可以具有至少120tns/hr，例如至少150tns/hr或200tns/hr的总流量。在优选的实施方案中，泵循环物流可以具有至少800tns/hr的流量。此外，在基于喷射器的反应器在生产模式中的正常稳态操作下，通过每个泵循环回路A、B和/或C的流223、232和242的流量也可以变化。在一些实施方案中，流量可以分成基本相等的部分至每个回路A、B和/或C。
在进料至泵送体系222之后，泵循环物流可以通过回路A、回路B和/或回路C返回至反应器205，如图2中所示。在一个实施方案中，所有泵循环物流可以通过回路A、回路B或回路C之一返回，并且优选地，泵循环物流在过程中循环自/至反应器205。在其他实施方案中，一部分泵循环物流可以通过回路B返回而另一部分通过回路A和/或回路C返回。在其他实施方案中，一部分泵循环物流可以通过回路A返回而另一部分通过回路C返回。可以使用一个或多个泵送体系222（例如多个可变速泵）和阀从而调节泵循环物流至回路A、B和/或C的流动。
基于喷射器的反应器205可以与上文描述的反应器相似并且显示于图1A和1B中。出于清楚的目的，在图2中，基于喷射器的反应器205包含至少一个供应管217、歧管218和一个或多个喷射器混合器219。每个泵循环物流可以通过供应管217返回至基于喷射器的反应器205并且返回至喷射器混合器219。当泵循环物流221经过泵送体系222进入回路A、B和/或C时，泵循环物流的压力增加。在一个实施方案中，相比于反应器205中的反应介质（即次级流体），泵循环物流在进入基于喷射器的反应器205之前的压力的正向变化可以为0.7barg至7.0barg，例如1.5barg至5.5barg或2.5barg至4.0barg。增压的泵循环物流可以从每个喷射器混合器219中排放至反应介质中从而产生连续湍流并提供反应介质的定向且彻底的混合。
回路A包含管线223，所述管线223将泵循环物流直接进料至供应管217。在回路A中不存在换热器和/或蒸汽发生器。
回路B包含一个或多个蒸汽发生器230和/或一个或多个换热器231。出于清楚的目的，图2中显示了一个蒸汽发生器230和换热器231。在本发明的其他实施方案中，可以使用额外的蒸汽发生器和/或换热器。根据流量，管线232中的一部分泵循环物流可以引导至蒸汽发生器230或换热器231。在一个实施方案中，管线232中的所有泵循环物流可以经由管线233引导至蒸汽发生器230。在优选的实施方案中，管线232中的泵循环物流的更大流量能够在蒸汽发生器230中产生更大量和更高品质的蒸汽。蒸汽发生器230具有出口工艺流234，所述出口工艺流234可以经由供应管217返回至反应器205。任选地，一部分（例如5%-95%）出口工艺流234可以经由管线235引导至换热器231。回路B也可以经由管线236将管线232中的所有泵循环物流引导至换热器231并旁通蒸汽发生器230。换热器231的流出物可以经由管线237引导至反应器205的供应管217。
回路C包含一个或多个蒸汽发生器240和一个或多个换热器241。出于清楚的目的，图2中显示了一个蒸汽发生器240和换热器241。然而，在本发明的实施方案中，可以使用额外的蒸汽发生器和/或换热器。在一些实施方案中，蒸汽发生器240的出口工艺流243可以经过换热器241，并且换热器241的流出物经由管线244返回至反应器205的供应管217。在某些实施方案中，一部分（例如5%-95%）流244经由管线246引导至流245从而控制送至反应器205的进料的量。在其他实施方案中，一部分（例如5%-95%）出口工艺流243可以经由管线245直接返回至反应器205，而不经过喷射器混合器219和/或换热器241。
在一些实施方案中，当泵循环物流引导至回路B和/或C时，泵循环物流具有的流量优选是管线213中的反应溶液的流量的至少四倍，例如至少五倍或至少八倍。
在本发明的实施方案中使用的蒸汽发生器优选能够产生大量和可变品质（例如压力）的蒸汽。本发明的某些实施方案能够产生大量可变品质的蒸汽从而供应至多100%，例如至多80%或至多50%的稳态蒸汽需求用于进行羰基化体系的纯化部分。此外，蒸汽可以用于供应羰基化过程中的其他体系（例如涡轮驱动泵）、火舌管（从而导致混合）、储热罐或其他化学单元，例如酸酐生产单元和/或酯单元。在优选的实施方案中，每个泵循环回路生产至少5tns/hr，例如至少15tns/hr或至少25tns/hr的蒸汽。在范围方面，每个泵循环回路可以生产5tns/hr至30tns/hr，例如5tns/hr至25tns/hr或20tns/hr至25tns/hr。在相对管线213中前往闪蒸器206流量的流量方面，由每个泵循环回路产生的蒸汽的量可以为0.01x至1x tns/hr，例如0.02x至0.5x tns/hr或0.03至0.1x tns/hr。此外，在优选的实施方案中，生产的蒸汽具有至少3.5barg，例如至少5barg或至少6barg的压力。由蒸汽发生器从泵循环物流中生产的蒸汽的量可以基于羰基化体系中的流量、温度和产生的蒸汽的压力品质而变化。一个或多个泵循环物流中的更大的流量可以生产更大量和/或更高品质的蒸汽。由于在一些实施方案中有利的是泵循环物流具有更大的流量从而通过喷射器混合器完成混合，也优选从泵循环物流中回收热量从而产生蒸汽。
在基于喷射器的反应器在生产模式下的正常稳态操作的过程中，当从反应溶液中提取出时，泵循环物流可以具有约160℃至约250℃，例如175℃至235℃，或180℃至220℃的温度。在经过一个蒸汽发生器之后，出口工艺流可以具有低于羰基化反应温度的温度，例如低于约185℃，或150℃至185℃。在启动过程中或在非稳态反应器条件下，这些范围可以变化。
合适的蒸汽发生器可以包括壳管式交换器，套管交换器，旋板交换器，板式换热器，罐式换热器中的螺旋线圈、旋管或插管，或本领域已知的任何其他合适的换热器。蒸汽发生器的处理表面可以由本领域已知的任何合适的材料构成，例如镍-钼合金例如HASTELLOYTMB-3TM合金（Haynes International）或锆合金例如ZircTM702合金（United Titanium Inc.）。蒸汽发生器的蒸汽（即水）侧可以由任何合适的金属构成，例如碳钢和低级不锈钢和合金钢等。
任选地，泵循环反应器可以与一个或多个蒸汽发生器结合从而回收可用热量用于生产蒸汽。泵循环反应器可以通过次级羰基化反应增加泵循环物流的温度。温度的增加可以造成蒸汽产生的增加。泵循环物流包含可以进一步反应的未反应甲醇,溶解的一氧化碳，以及催化剂。额外的反应物和/或一氧化碳可以进料至泵循环反应器。例如，在一些实施方案中，可以在蒸汽发生器230（回路B）和/或240（回路C）之前加入泵循环反应器。合适的泵循环反应器可以为管线反应器、管式反应器、流化床、CSTR、泡罩塔型容器或基于喷射器的次级反应器。根据本发明的一些实施方案，泵循环反应器可以包含混合调整件，例如挡板或其他抗涡流设备、填充物、分布器和/或多个通路。
回路B和/或C中的换热器可以包括壳管式交换器，旋板交换器，螺旋线圈交换器，或本领域已知的任何其他合适的换热器。优选显热冷却水换热器（sensible cooling water heat exchanger）。这些换热器优选提供调温冷却从而从体系的羰基化反应中（例如从基于喷射器的反应器205中）除去反应热，并且提供加强的反应器温度控制。此外，在一些实施方案中，换热器也可以例如通过在升高的压力下使冷却水过热然后排放至低压蒸汽/冷凝物容器从而生产蒸汽。在经过一个换热器之后，流出物可以具有低于羰基化反应温度的温度，例如低于约155℃，或30℃至155℃。
在启动的过程中，最初优选将约100%的经由管线211提取出的反应溶液引导至泵循环回路221。一个或多个泵循环回路，优选回路B或回路C，可以用于加热反应溶液。在启动基于喷射器的反应器205的过程中，使用启动加热器将反应介质加热至约150℃，或在其他实施方案中高于150℃。在图2中所示的本发明的实施方案中，启动加热器的功能通过蒸汽发生器230（回路B）或240（回路C）完成，下游换热器231和241处理旁通的流。在其他实施方案中，管式换热器231有可能充当启动蒸汽加热器。在一些启动实施方案中，可以在泵循环回路中的一个或多个位置处注入少量一氧化碳。在设计速率和稳态条件下，优选经由管线221将小于50%的反应溶液211引导至一个或多个泵循环回路。在一些实施方案中，在T型连接件212处提取出小于30%，例如小于25%的反应溶液211作为泵循环物流。
尽管图2中显示提取出一部分反应溶液211，可以提取出多个部分并且分别提供至一个或多个泵循环回路。除了回路A、B、C之外，可以存在包括在羰基化体系中的任何数量的回路。在本发明的优选实施方案中，存在至少一个包括换热器和/或蒸汽发生器的回路。
根据本发明的各个实施方案，尽管图2中未示出，可以使用一个或多个阀、调节器或泵从而控制羰基化体系中的流体流动。相似地，在本发明的其他实施方案中，手动和自动隔离阀的组合可以包括在泵循环回路中从而允许单独隔离一个回路（例如用于维修），同时其他回路和基于喷射器的反应器205保持可操作。此外，在本发明的各个实施方案中，一个或多个额外的换热器可以存在于遍及系统的位置处。
实施例
通过如下非限制性实施例中描述的特定实施方案将更好地理解本发明。
实施例1
该实施例描述了在最大量生产和最大量蒸汽产生速率下操作的乙酸生产体系。如图3中所示，反应溶液经由管线311以6x tns/hr的速率从基于喷射器的反应器305中排出。当从反应器305中提取出时，反应溶液具有210℃-215℃的温度。在T型连接件312处，反应溶液分成流量为4x tns/hr的泵循环物流321和管线313中流量为2xtns/hr的进料至闪蒸器306的顺向进料。为了维持体系的质量平衡，来自闪蒸器206的管线315中的和来自纯化体系的再循环物流与新鲜CO和反应物一起应与2x tns/hr的顺向进料基本相似。
在流321进料至泵送体系322之后，泵循环物流通过回路1和回路2返回至反应器305，如图3中所示。流321可以分成基本相等的部分并且2x tns/hr可以引导至每个回路。在回路1中，管线332中的泵循环物流首先引导至蒸汽发生器330从而在8.5barg下以0.03xtns/hr至0.04x tns/hr的速率生产蒸汽。蒸汽发生器330具有出口工艺流，所述出口工艺流可以经由管线334引导至冷却水换热器331。换热器331在管线335中的流出物具有125℃-145℃的温度。管线335中的流出物的压力的正向增值可以比基于喷射器的反应器305的压力大2.5barg-4barg。管线335中的流出物直接进料至反应器305中的喷射器混合器319。在回路2中，管线342中的泵循环物流以2x tns/hr的速率引导至蒸汽发生器340。蒸汽发生器340在8.5barg下以约0.03xtns/hr至0.04x tns/hr的速率生产蒸汽。蒸汽发生器340的20-50%的出口工艺流343经过换热器341。换热器341在管线344中的流出物具有60℃-80℃的温度。管线344中的流出物的压力的正向增值可以比反应器305的压力大2.5barg-4barg。管线344中的流出物直接进料至反应器305中的喷射器混合器319。剩余50-80%的出口工艺流343直接进入反应器305液面l下方。
实施例2
该实施例展示了当在实施例1的一半生产率下操作时，仍然可以生产大量高品质蒸汽。如图3中所示，反应溶液经由管线311以5xtns/hr的速率从基于喷射器的反应器305中排出。在T型连接件312处以4x tns/hr的流量从管线311中的反应溶液中提取出泵循环物流321。管线311中的剩余部分的反应溶液经由管线313以x tns/hr的速率输送至闪蒸器306。管线315中的和来自纯化体系的再循环物流与新鲜CO和反应物一起具有x tns/hr的流量。
流321以与实施例1中所述相似的方式进料至回路1和回路2。回路1在8.5barg下以0.03x tns/hr至0.04x tns/hr产生与实施例1相似量和品质的蒸汽。管线335中的流出物的温度为125℃-145℃。回路2也在8.5barg下以0.03x tns/hr至0.04x tns/hr产生与实施例1相似量和品质的蒸汽。在该实施方案中，约100%的流出物343引导至管线345。最少量至没有流体引导通过换热器341。
实施例3
该实施例展示了乙酸生产体系在最大生产率和相对低的蒸汽生产率下的操作。如图2中所示，反应溶液经由管线211以4x tns/hr的速率从基于喷射器的反应器205中排出。在T型连接件212处从管线211中的反应溶液中提取出泵循环物流221，其具有2x tns/hr的流量。管线211中的剩余部分的反应溶液经由管线213以2x tns/hr的速率输送至闪蒸器206。为了维持质量平衡，来自闪蒸器的管线215中的和来自纯化体系的管线208中的再循环物流与新鲜CO和反应物一起应与2x tns/hr的顺向进料基本相似。
在流221进料至泵送体系222之后，泵循环物流通过回路B和通过回路C返回至反应器205。在回路B中，管线232中的泵循环物流经由管线236以x tns/hr的速率旁通蒸汽发生器230。工艺流经由管线236引导至冷却水换热器231。换热器231在管线237中的流出物具有65℃-95℃的温度。管线237中的流出物的压力的正向增值可以比反应器205的压力大2.5barg-4barg。管线237中的流出物直接进料至反应器205中的喷射器混合器219。在回路C中，管线242中的泵循环物流以x tns/hr的速率引导至蒸汽发生器240。蒸汽发生器240在8.5barg下以约0.02x tns/hr至0.04x tns/hr的速率生产蒸汽。蒸汽发生器240的100%的出口工艺流243经过换热器241。换热器241在管线244中的流出物具有65℃-95℃的温度。管线244中的流出物的压力的正向增值可以比反应器205的压力大2.5barg-4barg。管线244中的流出物直接进料至反应器205中的喷射器混合器219。
实施例4
该实施例展示了本发明的实施方案，其中泵循环回路源自位于基于喷射器的反应器上的喷嘴。如图4中所示，反应溶液经由管线311以3x tns/hr的速率从基于喷射器的反应器305中排出。此外，反应溶液经由位于液面l下方的喷嘴从基于喷射器的反应器305中排出并以2x tns/hr的速率引导至管线310。在T型连接件312处以2x tns/hr的流量从管线311中的反应溶液中提取出泵循环物流321。经由管线310和管线321的泵循环物流的组合总流量可以为4x tns/hr。在T型连接件312处，管线311中的剩余部分的反应溶液经由管线313以x tns/hr的速率输送至闪蒸器306，并且来自闪蒸器306的催化剂再循环物流315与其他再循环物流316和新鲜CO和反应物一起以x tns/hr的速率循环至基于喷射器的反应器305。
在流321进料至泵送体系322之后，泵循环物流通过回路1以2xtns/hr的流量返回至反应器305。在回路1中，管线332中的泵循环物流引导至蒸汽发生器330从而在8.5barg下以0.02x tns/hr至0.04xtns/hr的速率生产蒸汽。蒸汽发生器330具有出口工艺流，所述出口工艺流经由管线334引导至冷却水换热器331。换热器331在管线335中的流出物具有125℃-145℃的温度。管线335中的流出物的压力的正向增值可以比基于喷射器的反应器305的压力大2.5barg-4barg。管线335中的流出物直接进料至反应器305中的喷射器混合器319。
流310进料至泵316，泵循环物流通过回路2以2x tns/hr的流量返回至反应器305。在回路2中，管线342中的泵循环物流引导至蒸汽发生器340。蒸汽发生器340在8.5barg下以0.03x tns/hr至0.04xtns/hr的速率生产蒸汽。蒸汽发生器340的20-50%的出口工艺流343经过冷却水换热器341。换热器341在管线344中的流出物具有65℃-95℃的温度。管线344中的流出物的压力的正向增值可以比反应器305的压力大2.5-4barg。管线344中的流出物直接进料至反应器305中的喷射器混合器319。剩余50-80%的出口工艺流343经由管线345直接进入反应器305液面l下方。
为清楚起见，本说明书中并未描述用于将甲醇羰基化成乙酸的方法的实际执行的所有特征。可以将参数，例如在泵循环回路中的停留时间和测量的温度、流动和/或测量的压力以及受控的原材料流量附加物优化成所需的结构。本领域技术人员将理解在任何所述实际实施方案的开发中，必须做出大量实施特定决定从而实现特定目标，例如符合体系相关和商业相关的限制，所述限制随实施而不同。此外，应理解这种开发能力可能是复杂且耗时的，但对于受益于本公开内容的本领域技术人员而言仍然是的常规任务。
虽然已经详细描述本发明，落入本发明的精神和范围内的修改对于本领域技术人员是显而易见的。此外，应理解本发明的方面和各个实施方案的部分以及下文所述和/或所附权利要求书中的各个特征可以整体或部分地结合或互换。此外，本领域技术人员将理解上文描述仅为举例，并且不旨在限制本发明。

Claims (8)

1.用于生产乙酸的方法，包括如下步骤：
在包含反应介质的基于喷射器的反应器中使一氧化碳与至少一种反应物反应从而生产包含乙酸的反应溶液，其中至少一种反应物选自由甲醇、乙酸甲酯、甲酸甲酯、二甲醚及其混合物组成的组，并且其中反应介质包含水、乙酸、乙酸甲酯、甲基碘和催化剂；其中基于喷射器的反应器包括一个或多个喷射器混合器；
从基于喷射器的反应器中以第一流量提取出反应溶液；
分离一部分反应溶液从而形成泵循环物流；
任选使一部分泵循环物流经过一个或多个蒸汽发生器从而生产出口工艺流和蒸汽；
任选使一部分泵循环物流经过一个或多个换热器从而生产流出物；和
将如下的一种或多种的一部分进料至一个或多个喷射器混合器的至少一者从而在基于喷射器的反应器中提供反应介质的混合：泵循环物流、出口工艺流或流出物。
2.根据权利要求1所述的方法，进一步包括如下步骤：
将反应溶液的剩余部分进料前往至闪蒸器从而生产粗产物和催化剂再循环物流，其中泵循环物流在引入闪蒸器之前分离。
3.根据权利要求2所述的方法，其中泵循环物流的流量是前往闪蒸器的反应溶液的剩余部分的流量的至少1.2倍。
4.根据权利要求1至3所述的方法，其中出口工艺流具有的温度小于从基于喷射器的反应器中提取出的反应溶液的温度。
5.根据权利要求1至4所述的方法，其中从基于喷射器的反应器中提取出的反应溶液的20%至100%以泵循环物流的形式分离。
6.根据权利要求1至5所述的方法，其中从基于喷射器的反应器中提取出的反应溶液的至少50%以泵循环物流的形式分离。
7.根据权利要求1至6所述的方法，其中一个或多个喷射器混合器各自具有至少2:1的排放/发动比。
8.根据权利要求1至7所述的方法，其中基于喷射器的反应器在反应器中不包含用于混合的运动机件。
CN2011800650875A 2010-12-16 2011-12-07 用于生产乙酸的基于喷射器的反应器和泵循环回路 Pending CN103328429A (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US12/970,315 US8563773B2 (en) 2010-12-16 2010-12-16 Eductor-based reactor and pump around loops for production of acetic acid
US12/970,315 2010-12-16
PCT/US2011/063713 WO2012082485A2 (en) 2010-12-16 2011-12-07 Eductor-based reactor and pump around loops for production of acetic acid

Publications (1)

Publication Number Publication Date
CN103328429A true CN103328429A (zh) 2013-09-25

Family

ID=45464838

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN2011800650875A Pending CN103328429A (zh) 2010-12-16 2011-12-07 用于生产乙酸的基于喷射器的反应器和泵循环回路

Country Status (12)

Country Link
US (2) US8563773B2 (zh)
EP (1) EP2651869B1 (zh)
JP (2) JP2014510700A (zh)
CN (1) CN103328429A (zh)
AR (1) AR084329A1 (zh)
BR (1) BR112013015206A2 (zh)
CA (1) CA2821259A1 (zh)
MX (1) MX2013006870A (zh)
RU (1) RU2013132708A (zh)
SG (1) SG191128A1 (zh)
TW (1) TWI562984B (zh)
WO (1) WO2012082485A2 (zh)

Families Citing this family (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US8563773B2 (en) * 2010-12-16 2013-10-22 Celanese International Corporation Eductor-based reactor and pump around loops for production of acetic acid
CN104028178B (zh) * 2013-03-06 2016-03-02 中石化上海工程有限公司 强化水力学反应器混合效果的方法
KR102331722B1 (ko) * 2014-12-31 2021-11-29 삼성에스디아이 주식회사 반응기, 이를 이용한 리튬이차전지의 양극활물질 전구체 제조방법, 그로부터 제조된 전구체, 그를 포함하는 양극 활물질

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4140625A (en) * 1977-12-19 1979-02-20 Uop Inc. Mixed-phase distributor for fixed-bed catalytic reaction chambers
US5364963A (en) * 1993-04-30 1994-11-15 Chiyoda Corporation Supported rhodium catalyst, method of preparing same and process of producing acetic acid by methanol carbonylation using same
CN101885678A (zh) * 2010-07-05 2010-11-17 兖矿国泰化工有限公司 一种甲醇低压羰基化合成醋酸用反应设备

Family Cites Families (38)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3522017A (en) * 1964-07-13 1970-07-28 Celanese Corp Reactor for conducting controlledtemperature gas phase reactions with mixing
US3769329A (en) 1970-03-12 1973-10-30 Monsanto Co Production of carboxylic acids and esters
US5001259A (en) 1984-05-03 1991-03-19 Hoechst Celanese Corporation Methanol carbonylation process
US5144068A (en) 1984-05-03 1992-09-01 Hoechst Celanese Corporation Methanol carbonylation process
US5026908A (en) 1984-05-03 1991-06-25 Hoechst Celanese Corporation Methanol carbonylation process
CA1299195C (en) 1986-06-16 1992-04-21 G. Paull Torrence Addition of hydrogen to carbon monoxide feed gas in producing acetic acid by carbonylation of methanol
US5672743A (en) 1993-09-10 1997-09-30 Bp Chemicals Limited Process for the production of acetic acid
JP2662683B2 (ja) * 1993-04-30 1997-10-15 千代田化工建設株式会社 カルボニル化反応用固体触媒及びそれを用いる酢酸の製造方法
US5352415A (en) * 1993-09-29 1994-10-04 Hoechst Celanese Corporation Control system for acetic acid manufacturing process
JP3308392B2 (ja) 1994-06-02 2002-07-29 ダイセル化学工業株式会社 カルボニル化反応方法
US5696284A (en) 1995-06-21 1997-12-09 Bp Chemicals Limited Process for the carbonylation of alkyl alcohols and/or reactive derivatives thereof
NZ321758A (en) 1995-10-27 1999-05-28 Hoechst Celanese Corp Process for purifying a rhodium containing catalyst solution
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
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
GB9626317D0 (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
US6114576A (en) 1997-12-18 2000-09-05 Uop Llc Carbonylation process with integrated heat exchange
ES2216385T3 (es) 1998-08-06 2004-10-16 Haldor Topsoe A/S Proceso de destilacion reactiva de acido acetico basado en la carbonilacion de dme/metanol.
DE19854637A1 (de) * 1998-11-26 2000-05-31 Basf Ag Reaktor zur kontinuierlichen Durchführung von Gas-Flüssig-, Flüssig-Flüssig- oder Gas-Flüssig-Fest-Reaktionen
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
JP5069827B2 (ja) * 2001-02-28 2012-11-07 株式会社ダイセル 反応制御方法および制御装置
JP3853664B2 (ja) * 2002-02-04 2006-12-06 松下環境空調エンジニアリング株式会社 薬液調製装置
US7005541B2 (en) 2002-12-23 2006-02-28 Celanese International Corporation Low water methanol carbonylation process for high acetic acid production and for water balance control
MY141209A (en) 2003-03-13 2010-03-31 Chiyoda Corp Method of manufacturing acetic acid
JP4388753B2 (ja) * 2003-03-13 2009-12-24 千代田化工建設株式会社 不均一系触媒を用いた酢酸の製造方法
US7481935B2 (en) * 2003-10-03 2009-01-27 Laurent Olivier Waste water treatment process
US7223886B2 (en) 2004-03-02 2007-05-29 Celanese International Corporation Removal of permanganate reducing compounds from methanol carbonylation process stream
US7465823B2 (en) 2004-03-17 2008-12-16 Celanese International Corporation Utilization of acetic acid reaction heat in other process plants
UA92054C2 (en) * 2005-12-21 2010-09-27 Бп Кемикалз Лимитед Carbonylation process
US7989659B2 (en) 2007-05-17 2011-08-02 Celanese International Corporation Method and apparatus for making acetic acid with improved light ends column productivity
US8017802B2 (en) 2007-05-21 2011-09-13 Celanese International Corporation Control of impurities in reaction product of rhodium-catalyzed methanol carbonylation
US8062482B2 (en) 2007-10-30 2011-11-22 Celanese International Corporation Acetaldehyde removal from methyl acetate by distillation at elevated pressure
MY175851A (en) 2008-04-29 2020-07-13 Celanese Int Corp Methanol carbonylation system having absorber with multiple solvent options
CN102459562B (zh) * 2009-05-20 2018-01-26 希乐克公司 加工生物量
US8530696B2 (en) 2010-09-24 2013-09-10 Celanese International Corporation Pump around reactor for production of acetic acid
US8563773B2 (en) * 2010-12-16 2013-10-22 Celanese International Corporation Eductor-based reactor and pump around loops for production of acetic acid

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4140625A (en) * 1977-12-19 1979-02-20 Uop Inc. Mixed-phase distributor for fixed-bed catalytic reaction chambers
US5364963A (en) * 1993-04-30 1994-11-15 Chiyoda Corporation Supported rhodium catalyst, method of preparing same and process of producing acetic acid by methanol carbonylation using same
CN101885678A (zh) * 2010-07-05 2010-11-17 兖矿国泰化工有限公司 一种甲醇低压羰基化合成醋酸用反应设备

Also Published As

Publication number Publication date
CA2821259A1 (en) 2012-06-21
WO2012082485A3 (en) 2012-09-20
BR112013015206A2 (pt) 2016-09-13
US20140018571A1 (en) 2014-01-16
WO2012082485A2 (en) 2012-06-21
JP6363132B2 (ja) 2018-07-25
US9346733B2 (en) 2016-05-24
US8563773B2 (en) 2013-10-22
TW201233669A (en) 2012-08-16
MX2013006870A (es) 2013-07-05
EP2651869A2 (en) 2013-10-23
AR084329A1 (es) 2013-05-08
TWI562984B (en) 2016-12-21
EP2651869B1 (en) 2019-09-11
JP2014510700A (ja) 2014-05-01
SG191128A1 (en) 2013-07-31
JP2017014200A (ja) 2017-01-19
RU2013132708A (ru) 2015-01-27
US20120157710A1 (en) 2012-06-21

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN103201247B (zh) 用于乙酸生产的泵唧循环反应器
CN102015088B (zh) 用富含乙酸的闪蒸物流将甲醇羰基化的方法与装置
US20060009655A1 (en) Method for starting up reactor and reactor system
JP6363132B2 (ja) 酢酸を製造するための排出装置ベースの反応器及びポンプアラウンドループ
TWI606037B (zh) 增加生產速率之醋酸製程
CN109641826B (zh) 乙酸生产方法
CN103153934B (zh) 以提高的生产率生产乙酸

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
REG Reference to a national code

Ref country code: HK

Ref legal event code: DE

Ref document number: 1187890

Country of ref document: HK

RJ01 Rejection of invention patent application after publication

Application publication date: 20130925

RJ01 Rejection of invention patent application after publication
REG Reference to a national code

Ref country code: HK

Ref legal event code: WD

Ref document number: 1187890

Country of ref document: HK