CN103502196A - 从包含腐蚀金属污染物的羰基化过程流中除去胺化合物 - Google Patents

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Abstract

用于从衍生自羰基化过程的过程流中除去胺化合物的方法。胺化合物可以作为碘盐存在。过程流也包含腐蚀金属污染物。通过使部分过程流与滑流混合以形成具有大于50wt.%的水浓度的含水物流而除去胺化合物。使含水物流与交换树脂接触以除去胺化合物，以及腐蚀金属污染物。

Description

从包含腐蚀金属污染物的羰基化过程流中除去胺化合物
优先权声明
本申请要求2011年5月5日提交的美国申请号13/101,781的优先权，其全文和全部公开内容以引用方式并入本文。
技术领域
本发明涉及用于从包含腐蚀金属污染物的羰基化过程流中除去胺化合物的方法，特别是用于使用交换树脂从含水物流中除去胺化合物的方法。
技术背景
广泛使用和成功的用于合成乙酸的商业方法包括甲醇与一氧化碳的催化羰基化。催化剂包含铑和/或铱和卤素促进剂(通常为甲基碘)。通过连续将一氧化碳鼓泡通过催化剂溶解在其中的液体反应介质进行反应。反应介质还包含乙酸甲酯、水、甲基碘和催化剂。用于甲醇羰基化的常规商业方法包括美国专利号3,769,329、5,001,259、5,026,908和5,144,068中所述的那些，其全部文和全部公开内容以引用方式并入本文。另一种常规甲醇羰基化方法包括CativaTM法，其在Jones，J.H.(2002),"The CativaTMProcess for the Manufacture of Acetic Acid",Platinum Metals Review，44(3):94-105中描述，其全文和全部公开内容以引用方式并入本文。从反应器中抽取反应溶液并且将其纯化以获得乙酸。
在反应溶液的纯化过程中，将若干过程流循环至反应器。这些物流的循环通常导致在羰基化反应器中积累多种杂质。腐蚀金属污染物(例如包含铁、镍、钼、铬及类似物的化合物)为这些杂质的一些实例。由于反应溶液和/或过程流的腐蚀性本质而形成这些腐蚀金属污染物。腐蚀金属污染物在羰基化过程流中积累，因为该过程是在延长的时间段上操作的。随着腐蚀金属污染物循环至反应器，这些污染物可以积累充足的量，其可以进一步妨碍羰基化反应和/或加速竞争反应，例如水煤气转换反应或甲烷的形成。这些腐蚀金属污染物的存在可以在过程上具有不利的影响，特别是所致的基于一氧化碳的收率中的损失。此外，腐蚀金属污染物可以与卤素催化剂促进剂反应，其降低了催化剂系统的稳定性。因此存在对于减少羰基化反应系统中腐蚀金属污染物的量的需要。
已经使用若干种方法用于除去腐蚀金属污染物。美国专利号4,007,130描述了使包含金属腐蚀产物的催化剂溶液与氢形式的离子交换树脂接触以回收不含金属污染物的催化剂溶液。美国专利号4,628,041描述了通过羰基化的乙酸生产中回收铑和碘的值，其是通过沉淀铑以使其从腐蚀金属污染物中分离而回收的。美国专利号4,894,477描述了使用锂形式的强酸性离子交换树脂以除去腐蚀金属污染物的方法。美国专利号5,466,876描述了对除去腐蚀性金属有选择性而不对羰基化催化剂和助促进剂有选择性的螯合树脂。美国专利号5,731,252描述了使催化剂溶液与锂形式的离子交换树脂床接触，并且使用充足量的水以降低碱金属离子的浓度，用于优化腐蚀金属污染物的去除。
除腐蚀金属污染物以外，可能存在其它杂质和/或其它杂质可能倾向于在羰基化过程中积累，因此导致了例如处理设备结垢的不利影响。当腐蚀金属污染物存在时，这些杂质可能难以使用交换树脂床除去，因为腐蚀金属污染物倾向于比其它杂质更有进攻性地与交换树脂床结合。
如本领域技术人员将要理解的，存在通过减少杂质的量改进用于生产乙酸的现有方法的动机。
发明内容
在第一个实施方案中，本发明涉及用于在羰基化过程中除去胺化合物的方法。提供包含乙酸、羰基化催化剂的金属化合物和杂质的羰基化过程流，所述杂质包含至少一种胺化合物和至少一种腐蚀金属污染物。该方法包括：使滑流与部分过程流混合以形成具有大于50wt.%的水浓度的含水物流；使含水物流与交换树脂接触；和从交换树脂中抽取纯化过程流，其中纯化过程流包含减少的胺含量。在一个实施方案中，滑流包含甲醇、水、乙酸甲酯、乙酸或其混合物，并且优选包含小于20wt.%的乙酸。滑流也可以包含具有甲基碘的混合物。在一个实施方案中，纯化过程流包含基于纯化过程流的总重量小于1wppm的胺。纯化过程流可以包含减少的腐蚀金属含量。在另一个实施方案中，羰基化过程流具有大于3:1的胺化合物中的氮:腐蚀金属污染物中的金属的摩尔比。
在第二个实施方案中，本发明涉及用于在羰基化过程中除去胺化合物的方法，其包括：在包含反应介质的反应器中使一氧化碳与反应物组合物反应以产生包含乙酸的反应溶液，其中反应物组合物包含至少一种选自甲醇、乙酸甲酯、甲酸甲酯、二甲醚及其混合物的反应物，并且其中反应介质包含水、乙酸、乙酸甲酯、甲基碘和催化剂。该方法进一步包括：抽取反应溶液和闪蒸反应溶液以产生蒸气粗产物流和包含乙酸、羰基化催化剂的金属化合物和杂质的羰基化过程流，所述杂质包含至少一种胺化合物和至少一种腐蚀金属污染物；使滑流与部分过程流混合以形成具有大于50wt.%的水浓度的含水物流；使含水物流与交换树脂接触；和从交换树脂中抽取纯化过程流，其中纯化过程流包含减少的胺含量。在一个实施方案中，滑流包含部分反应物组合物。
该方法可以进一步包括：分离蒸气粗产物流以形成第一塔顶馏出物物流和包含乙酸的侧流；冷凝塔顶馏出物物流并且双相分离冷凝塔顶馏出物物流以形成轻相和重相；和干燥侧流以产生包含水的第二塔顶馏出物物流和包含干燥乙酸的残留物。在另一个实施方案中，滑流可以包含部分轻相、部分重相或部分第二塔顶馏出物物流。
该方法可以进一步包括：分离部分轻相以产生高锰酸盐还原化合物富集的第三塔顶馏出物物流和包含乙酸甲酯和水的塔底流出物流；和冷凝和萃取第三塔顶馏出物物流以形成高锰酸盐还原化合物富集的废物物流和包含甲基碘的萃余液。在又一个实施方案中，滑流包含部分塔底流出物流或部分萃余液。
该方法可以进一步包括：使包含(i)选自甲醇、乙酸甲酯、甲酸甲酯、二甲醚及其混合物的反应物和(ii)胺化合物的反应物组合物与交换树脂接触，以产生具有小于1wppm的减少的胺含量的纯化反应物进料物流，其中至少一种反应物包含小于100wppm的量的胺化合物；和在反应器中使一氧化碳与纯化反应物进料物流反应以产生包含乙酸的反应溶液。在一个实施方案中，反应物组合物包含0.1-100wppm的量的胺化合物，并且纯化反应物进料物流具有小于反应物组合物中的胺化合物的减少的胺含量。
在第三个实施方案中，本发明涉及用于在羰基化过程中除去胺化合物的方法。该羰基化方法包括：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以产生包含乙酸的反应溶液。所述至少一种反应物选自甲醇、乙酸甲酯、甲酸甲酯、二甲醚及其混合物。反应介质包含水、乙酸、乙酸甲酯、甲基碘和催化剂。抽取反应溶液并且将其进料至产生蒸气粗产物流和羰基化过程流的闪蒸器。羰基化过程流包含乙酸、羰基化催化剂的金属化合物和杂质，所述杂质包含至少一种胺化合物和至少一种腐蚀金属污染物。为了除去杂质，使羰基化过程流与滑流混合以形成具有大于50wt.%的水浓度的含水物流并且与交换树脂接触。从交换树脂中抽取的纯化过程流包含减少的胺含量。
在第四个实施方案中，本发明涉及用于在羰基化过程中除去胺化合物的方法，该方法包括以下步骤：使至少一种包含(i)选自甲醇、乙酸甲酯、甲酸甲酯、二甲醚及其混合物的反应物和(ii)胺的反应物组合物与交换树脂接触以产生具有减少的胺含量的纯化反应物进料物流；在包含反应介质的反应器中使一氧化碳与纯化反应物进料物流反应以产生包含乙酸的反应溶液，并且其中反应介质包含水、乙酸、乙酸甲酯、甲基碘和催化剂；和从反应器中抽取反应溶液，其中反应溶液基本上不含胺化合物。
附图说明
以下参照附图详细描述本发明，其中类似的数字表示相似的部件。
图1展示了根据本发明的实施方案的具有交换树脂的羰基化过程。
图2展示了根据本发明的实施方案的具有用于反应物进料物流的交换树脂的羰基化部分。
图3为比较对于不同主体液体(bulk liquid)的树脂容量的曲线图。
具体实施方式
本发明一般涉及通过在低水条件下甲醇的羰基化生产乙酸。取决于等级，进料至羰基化过程的甲醇反应物可以包含低水平的杂质，包括一种或多种胺化合物。胺化合物可以在羰基化过程中并且特别是在羰基化反应器和伴随的闪蒸器中积累。胺化合物倾向于形成无机胺盐，并且因此反应器和/或闪蒸器中无机碘化物的浓度将要增加。因此总体上腐蚀增加，带来了额外量的腐蚀金属。额外腐蚀金属的存在要求进一步的处理以维持反应器和/或闪蒸器中的低腐蚀金属浓度。因此，胺化合物的存在带来了可能难以控制并且可能导致无效生产的操作性问题。
从羰基化过程流中除去胺化合物的一个困难是其它杂质，特别是腐蚀金属污染物，倾向于支配杂质去除的动力学。通常，使用交换树脂从过程流中除去腐蚀金属污染物。在一些示例性的情况中，可以将酸溶剂(例如乙酸)加入至交换树脂以改进腐蚀金属污染物的去除效率。酸性环境可以有利于腐蚀金属污染物的去除。然而，有利于对腐蚀金属污染物的去除倾向于降低交换树脂除去其它杂质(例如胺化合物)的能力。已经将先前的努力集中在使用交换树脂除去腐蚀金属污染物上，但是还没有认识到需要除去其它杂质，例如以上提及的胺化合物。
在一个实施方案中，本发明的方法克服了与胺化合物的存在和从羰基化过程流中除去胺化合物相关的问题。特别是，本发明声明了涉及从还包含腐蚀金属污染物的一个或多个羰基化过程流中除去胺化合物的问题。一般，包含腐蚀金属污染物和胺化合物的过程流是酸性的。交换树脂中的典型酸性条件有利于使腐蚀金属污染物在胺化合物上结合。因此，在酸性环境中，交换树脂在除去胺化合物中会是无效的。本发明的实施方案通过使包含腐蚀金属污染物和胺化合物的过程流与滑流混合降低交换树脂内的酸性，以形成具有大于50wt.%，如大于60wt.%、大于75wt.%或大于85wt.%的水浓度的含水物流。就范围而言，含水物流可以具有大于50wt.%-90wt.%，如50wt.%-85wt.%或60wt.%-85wt.%的水浓度。在交换树脂中含水物流可以产生弱酸性环境(即，pH为约4.5以上)，或非酸性环境。可以通过使滑流与过程流混合或直接进料至交换树脂控制含水物流的水浓度，以稀释包含腐蚀金属污染物和胺化合物的过程流。如果含水物流具有高水浓度，则可以使多个滑流与过程流混合。使用含水物流可以改进胺化合物的去除，甚至是在腐蚀金属污染物的存在下。
滑流可以包含甲醇、水、乙酸甲酯、甲基碘或其混合物。在一个实施方案中，滑流可以包含甲醇、水、或其混合物。优选地，滑流包含水和微量的有机物。而且，滑流可以包含如小于约20wt.%，如小于10wt.%或小于5wt.%的量的乙酸。在一个实施方案中，滑流可以为稀释的乙酸物流。滑流可以从系统内的一个或多个过程流获得。此外，在一些实施方案中，滑流可以从部分反应物进料物流获得。可以在接触交换树脂之前将滑流加入至过程流或可以将其直接加入至交换树脂。
在本发明的实施方案中，术语“过程流”是指在纯化过程中分离的任何保留在羰基化过程中的物流。一般，不将吹扫的废物物流或所得乙酸产物流称为过程流。可以直接或间接将(一个或多个)过程流循环至羰基化反应器。在一个实施方案中，可以在交换树脂中处理一个或多个过程流以除去腐蚀金属污染物和胺化合物。而且，一些(一个或多个)过程流可以作为(一个或多个)滑流使用以形成接触交换树脂的含水物流。在这些情况中，用于形成含水物流的过程流不同于经由交换树脂处理的过程流。
腐蚀金属污染物，特别是铁、镍、铬和钼，可以存在于任何的羰基化过程过程流中。一般，这些腐蚀金属污染物在乙酸生产速率和过程的总稳定性上具有不利的影响。因此，依据本发明，将离子交换树脂放置在羰基化过程内以从过程流中除去这些腐蚀金属污染物，以及胺化合物。图1中，反应物从闪蒸器106的基部抽取催化剂溶液过程流108，并且使部分催化剂溶液过程流108穿过包含交换树脂的交换树脂床107。经由管线119将离开物流循环至反应器105。应该理解任何过程流都可以经由离子交换树脂处理以从中除去胺化合物和/或金属污染物。过程流108应该处在不使树脂减活的温度下，例如小于120℃。如果需要，可以冷却过程流108。
可以在任何适合的甲醇羰基化过程中应用本发明。可以和本发明实施方案一起使用的示例性羰基化过程包括描述于美国专利号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和美国公开号2008/0287706、2008/0293966、2009/0107833和2009/0270651中的那些，其公开内容以引用方式并入本文。本文所述的示例性羰基化系统也可以包括可以以本发明实施方案一起使用的进一步的系统和组件，包括这些专利中所述的那些。应该理解图中所示的羰基化系统是示例性的并且可以与本发明的范围一起使用其它组件。甲醇羰基化过程可以包含羰基化部分和纯化部分。本发明实施方案不受限于羰基化部分或纯化部分的构造。因此，可以与任何本发明实施方案组合使用任何适合的纯化部分。
图1中显示了示例性的羰基化部分101和纯化部分102。羰基化部分101包含一氧化碳进料物流103、反应物进料物流104、反应器105、闪蒸器106和交换树脂床107，所述交换树脂床107包含交换树脂。经由物流103将一氧化碳进料至反应器105的下部。经由物流104相似地进料其它反应物。反应物进料物流104向反应器105供应至少一种选自甲醇、甲醇衍生物(例如乙酸甲酯、甲酸甲酯、二甲醚和/或其混合物)的反应物。在优选的实施方案中，反应物进料物流104供应甲醇和乙酸甲酯。任选地，反应物进料物流104可以连接至一个或多个储存用于羰基化过程的反应物的容器(未显示)。此外，可以存在连接至反应器105的甲基碘储存容器(未显示)和/或催化剂容器(未显示)，用于如所需供应新鲜甲基碘和催化剂以维持反应条件。在其它实施方案中，供应至反应器105的全部或一些甲醇和/或甲醇衍生物可以为从系统中另一个位置洗涤出的甲醇的形式或作为另一个系统的产物或副产物。
可以将来自羰基化部分101的一个或多个过程流循环至反应器105。在一些实施方案中，将包含反应介质组分(如残留/夹带催化剂或乙酸)的循环进料物流导引至反应器。优选地，存在多个组合或单独地循环和进料至反应器105的过程流。例如，可以将来自纯化部分102的一个或多个过程流进料至反应器105。优选地，将循环过程流引入反应器105的下部中。
在本发明的某些实施方案中，反应物进料物流104包含甲醇和/或甲醇衍生物。适合的甲醇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，在本发明的方法中，将甲醇和甲醇衍生物的混合物作为反应物使用。优选地，将甲醇和/或乙酸甲酯作为反应物使用。将要在反应介质中通过与乙酸产物或溶剂的反应将至少一些甲醇和/或其甲醇衍生物转化成乙酸甲酯，并且因此作为乙酸甲酯存在。反应介质中乙酸甲酯的浓度优选为反应介质总重量的0.5wt.%-70wt.%，如0.5wt.%-50wt.%，或1wt.%-35wt.%。
在本发明的实施方案中，进料至羰基化反应的甲醇(如较低等级的甲醇)可以包含一种或多种胺化合物。常规的乙酸生产方法使用较高等级的甲醇，其限制了反应物供应来源并且增加了生产成本。即使是较高等级的甲醇也可能包含胺化合物。例如，即使是1wppm的三甲胺也可能足以给予甲醇独特的气味。而且，反应介质中可能存在一些胺化合物。胺化合物包括烷基胺、芳基胺、杂环胺及其混合物。烷基和芳基胺可以包括三甲胺、三乙胺、二甲基乙胺、二乙基甲胺、二乙基丙胺、三正丙胺、三异丙胺、乙基二异丙胺、三正丁胺、三异丁胺、三环己基胺、乙基二环己基胺、N,N-二甲基苯胺、Ν,Ν-二乙基苯胺和苯甲基二甲胺。杂环胺包括哌啶、哌嗪、吡啶、哒嗪、吡嗪、嘧啶、三嗪、吡咯烷、吡咯、吡唑、吡唑啉，吡唑烷、咪唑啉、咪唑烷、咪唑和三唑及其取代杂环化合物。胺化合物也可以包括二胺、三胺和四胺、例如四甲基六亚甲基二胺、四甲基乙二胺、四甲基丙二胺、四甲基丁二胺、五甲基二乙三胺、五乙基二乙三胺、五甲基二丙三胺、四甲基二氨基甲烷、四丙基二氨基甲烷、六甲基三乙四胺、六甲基三丙四胺和二异丁三胺。甲醇进料物流中存在的胺可以取决于甲醇的等级和杂质的类型而改变。在一个实施方案中，甲醇进料包含基于氮含量的小于100wppm，如小于20wppm或小于1wppm的胺。就范围而言，甲醇进料物流包含基于氮含量的0.1-100wppm，如0.5-50wppm或1-20wppm的胺化合物。
一氧化碳进料物流103可以基本上是纯的或可以包含少量惰性物质和杂质，例如二氧化碳、甲烷、氮、氢、惰性气体、水和C1-C4链烷烃。优选保持低的一氧化碳中氢的存在和通过水煤气转换反应原位产生的氢的存在(如小于1bar分压或小于0.5bar分压)，因为其存在可以导致加氢产物的形成。反应中一氧化碳分压优选为1bar-70bar，如1bar-35bar，或1bar-15bar。
在本发明的一些实施方案中，反应器105内，在包含反应溶剂、甲醇和/或甲醇衍生物、VIII族催化剂、至少有限浓度的水和任选的碘盐的均相催化反应系统中使甲醇与一氧化碳反应。
适合的VIII族催化剂包括铑和/或铱催化剂。当使用铑催化剂时，如本领域公知的，可以以任何适合的使得铑在催化剂溶液中作为包含[Rh(CO)2I2]-阴离子的平衡混合物的形式添加铑催化剂。任选地维持在本文所述方法的反应混合物中的碘盐可以是可溶的碱金属或碱土金属盐，或季铵或鏻盐的形式。在某些实施方案中，催化剂助促进剂(co-promoter)是碘化锂、乙酸锂或其混合物。盐助促进剂可以作为将产生碘盐的非碘盐添加。可以将碘催化剂稳定剂直接引入到反应系统中。替代地，可以原位产生碘盐，因为在反应系统的操作条件下，宽范围的非碘盐前体将与甲基碘反应以产生相应的助促进剂碘盐稳定剂。参见美国专利号5,001,259、5,026,908和5,144,068，以获得关于铑催化和碘盐产生的另外的详述，其全文以引用方式并入本文。
当使用铱催化剂时，铱催化剂可以包含任何可溶于反应介质中的含铱化合物。可以以任何溶解在反应介质中或可转化至可溶形式的适合的形式将铱催化剂加入至用于羰基化反应的反应介质。可以加入至反应介质的适合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)2 -Br2]-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[Η2IrCl6]。通常将不含氯的铱配合物，例如乙酸盐、草酸盐和乙酰乙酸盐，作为初始物料使用。反应介质中铱催化剂浓度一般为100-6000wppm。利用铱催化剂羰基化甲醇是公知的并且普遍描述于美国专利号5,942,460、5,932,764、5,883,295、5,877,348、5,877,347和5,696,284中，其全文以引用方式并入本文。
其它促进剂和助促进剂可以作为本发明的催化系统的部分使用，如EP0849248中所述，其全文以引用方式并入本文。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，并且更优选选自钌和锇。特定的助促进剂描述于美国专利号6,627,770中，其全文以引用方式并入本文。
促进剂可以以有效的量存在，所述有效的量高至其在反应介质中和/或任何从纯化和乙酸回收阶段循环至反应器的液体过程流中的溶解度极限。在使用时，促进剂适合以0.5:1-15:1，优选2:1-10:1，更优选2:1-7.5:1的促进剂:金属催化剂的比存在于反应介质中。适合的促进剂浓度为400-5000wppm。
一般卤素助催化剂/促进剂与VIII族金属催化剂组分组合使用。优选将甲基碘作为卤素促进剂。优选地，反应介质中卤素促进剂的浓度为1wt.%-50wt.%，并且优选为2wt.%-30wt.%。
卤素促进剂可以与盐稳定剂/助促进剂化合物组合，所述盐稳定剂/助促进剂化合物可以包括IA族金属或IIA族金属的盐，或季铵或鏻盐。特别优选碘盐或乙酸盐，如碘化锂或乙酸锂。
可以在反应介质中原位形成水，例如，通过甲醇反应物和乙酸产物之间的酯化反应。在一些实施方案中，将水与反应介质的其它组分一起或单独引入至反应器105。可以从抽取自反应器105的反应组合物其它组分中分离出水并且可以以受控的量循环水以维持反应介质中要求的水浓度。优选地，反应介质中维持的水浓度为反应组合物总重量的0.1wt.%-16wt.%，如1wt.%-14wt.%，或1wt.%-3wt.%。
依据本发明优选的羰基化过程，通过在反应介质中维持希望的羧酸和醇(希望是羰基化中使用的醇)的酯并且将添加的碘离子维持在作为碘化氢存在的碘离子之上和以上，而获得希望的反应速率，即使在是在低水浓度下。优选的酯的实例是乙酸甲酯。添加的碘离子希望是碘盐，优选碘化锂。已经发现，如描述于美国专利号5,001,259中的，在低水浓度下，仅仅在这些组分的每一者都以相对高浓度存在时，乙酸甲酯和碘化锂才充当速率促进剂，并且已经发现当这两种组分的同时存在时促进较高。碘离子含量的绝对浓度没有在本发明的有用性上的限制本发明。
在反应器105中将反应介质维持在预定的水平上，优选自动维持。在正常操作中，该预定水平可以基本上保持恒定。如所需，可以将甲醇、一氧化碳和充足的水连续引入至反应器105中以在反应介质中维持至少有限的水浓度。在一些实施方案中，将一氧化碳连续引入至反应器105中。以足以维持希望的总反应器压力的速率引入一氧化碳进料103。可以在泵唧循环环路中使用换热器来控制反应器105的温度。
通常在液相反应中在约160℃-约220℃的温度和约20bar-约50bar的总压力下制造乙酸。在本发明的一些实施方案中，在150℃-250℃，如155℃-235℃，或160℃-220℃的温度下操作反应器105。羰基化反应的压力优选为10-200bar，更优选10-100bar并且最优选15-50bar。
可以使气态吹扫物流109自反应器105通气以防止气态副产物的积累并且在给定的总反应器压力下维持设定的一氧化碳分压。可以控制反应器温度并且以足以维持希望的总反应器压力的速率引入一氧化碳进料。可以由回收单元110中的乙酸和/或甲醇洗涤气态吹扫物流109以回收低沸点组分。可以部分冷凝气态吹扫物流109并且来自回收单元110的非凝性部分可以经由物流111将低沸点组分返回至反应器105的顶部。非凝性部分可以包含乙酸甲酯、水和/或甲基碘。可以使气态吹扫物流中的一氧化碳在管线112中通气或经由管线113进料至闪蒸器106的基部以提高铑的稳定性。
以足以维持羰基化反应器105中的恒定水平的速率从羰基化反应器105中抽出羰基化产物并且经由物流114将所述羰基化产物提供至闪蒸器106。在闪蒸器106中，在添加或不添加热的闪蒸分离步骤中分离羰基化产物，以获得包含乙酸的粗产物流115和包含含催化剂溶液的液体过程流108。一般，在闪蒸器106的底部中胺化合物在液体过程流108中浓缩，并且粗产物流115中基本上没有遗留胺化合物。
含催化剂的溶液主要包含乙酸、羰基化催化剂的金属化合物(如铑和/或铱的金属配合物)和碘盐，连同较少量的乙酸甲酯、甲基碘和水。此外，含催化剂的溶液可以包含微量的腐蚀金属污染物，例如包含铁、镍、铬、钼及类似物的化合物。在一个实施方案中，过程流108以基于金属含量的0.025wt.%-1.0wt.%，如0.025wt.%-0.5wt.%或0.025-0.1wt.%的量包含腐蚀金属污染物。含催化剂的溶液也可以包含微量的胺化合物。在一个实施方案中，过程流108以基于氮含量的0.001wt.%-1.0wt.%，如0.01-0.5wt.%或0.05wt.%-0.3wt.%的量包含胺化合物。在过程流108中，胺中的氮:腐蚀金属污染物中的金属的摩尔比可以大于3:1，如大于5:1或大于10:1。
初始，在进料至交换树脂床107之前，过程流108可以与从纯化部分102中轻馏分塔120底部获得的任选物流121组合。物流121中轻馏分塔120的底部可以包含乙酸、羰基化催化剂的金属化合物和杂质，例如腐蚀金属污染物。可以经由管线118使部分过程流108返回至反应器105，因此旁通交换树脂床107。取决于反应条件，导引至交换树脂床107的过程流108的量可以为过程流108总质量流量的0.1-10%，并且更优选约1%。取决于树脂床107的尺寸，来自过程流108的增加的流可以穿过树脂床107。使导引至交换树脂床107的过程流108的部分与滑流116混合以形成含水物流117。含水物流117具有大于50wt.%，如大于60wt.%、大于75wt.%或大于85wt.%的水浓度，并且在交换树脂床107中产生弱酸性或非酸性环境。就范围而言，含水物流117可以具有50wt.%-90wt.%，如大于50wt.%-85wt.%或60wt.%-85wt.%的水浓度。可以连续或如所需混合滑流116以稀释过程流108。在其它实施方案中，可以将滑流116直接加入至交换树脂床107。
对从根据本发明的过程流中除去胺化合物以及腐蚀金属污染物有用的树脂可以包括强酸或弱酸类型的阳离子交换树脂。强酸和弱酸类型的树脂都是作为商购产品容易可得的。弱酸阳离子交换树脂大多是丙烯酸或甲基丙烯酸或酯或相应的腈的共聚物，但是那些中有几种市场化的是酚醛树脂。优选利用强酸阳离子交换树脂。强酸阳离子交换树脂主要包括磺化苯乙烯-二乙烯基苯共聚物，尽管一些可得的这个类型的树脂为酚醛缩合聚合物。AmberlystTM15(Dow)和PuroliteTMCT275(Purolite公司)为示例性的商购树脂。适合的树脂可以具有与卤素促进剂中使用的阳离子相应的阳离子。出于展示本发明的目的，可以使用锂形式的阳离子交换树脂，例如描述于美国专利号5,731,252中的那些，所述美国专利的公开内容以引用方式并入本文。
凝胶类型树脂或大网络类型树脂是适合的，但是优选后者，因为有机组分存在于处理中的催化剂溶液中。通常在催化工艺中使用大网络树脂并且大网络树脂要求最少的水以维持它们的膨胀特性。
可以在搅拌容器中进行具有腐蚀金属污染物和胺化合物的含催化剂的溶液与树脂的接触，所述搅拌容器中，随着良好的搅拌，使用催化剂溶液使树脂成浆，并且然后通过倾析、过滤、离心等回收催化剂溶液。然而，通常通过使含催化剂的溶液穿过树脂的固定床塔实现催化剂溶液的处理。可以作为间歇、半连续或连续操作，伴随使用离子交换领域公知的方法或技术的人工或自动控制，进行催化剂的再生。
可以在0℃-120℃，如20℃-90℃的温度下进行离子交换处理。仅由将要使用的树脂的稳定性限制较低或较高的温度。在较高的温度下去除铬可以是更有效的。在较高的温度下，氮或CO的吹扫是希望的。如果使用催化剂溶液沸点以上的温度，那么可以要求压力下的操作将溶液维持在液相中。然而，压力不是决定性的变量。一般，使用大气压或略微在大气压以上的压力，但是如果希望，可以使用超过大气压或大气压以下的压力。
在除去胺化合物和腐蚀性金属的过程中，过程流108通过交换树脂床107的流量一般从约1变化至约50床体积/小时(bv/hr)，如约1-约35bv/hr或更优选约1-约25bv/hr。取决于树脂和流量，可以有较高的床体积。出于本发明的目的，交换树脂床107中较高的床体积，如大于20bv/hr和短停留时间也有利于除去胺化合物。
滑流116可以包含甲醇、水、乙酸甲酯、甲基碘、乙酸或其混合物。可以从羰基化系统之外获得滑流116。优选通过来自纯化部分102或反应物进料管线104的一个或多个其它过程流供应滑流116。存在若干可得的用于获得滑流116的过程流。滑流来源的实例包括但不限于，轻相125’、重相126、来自PRS140的残留物144、来自PRS140的萃余液148、来自通气洗涤器150的低沸点过程流153、轻相135、重相136及其组合。优选的滑流可以包含稀释的乙酸，例如轻相125’和轻相135，其可以部分或整体地与其它物流组合。
在一个实施方案中，反应物进料管线104可以作为滑流116使用。当反应物进料管线104包含甲醇时，可以存在如以上讨论的胺化合物。在将反应物进料管线104中的胺化合物进料至反应器105之前，部分反应物进料管线104与过程流108的混合也可以减少反应物进料管线104中的胺化合物。任选地，整个反应物进料管线104可以作为滑流116进料以形成含水物流117。
树脂床107产生包含纯化过程流的流出物流119，所述纯化过程流包含减少的胺含量。流出物流119优选返回至反应器105。在一个实施方案中，流出物流119比进料至树脂床107的含水物流117包含更少的腐蚀金属污染物和胺化合物。含水物流117的较高水浓度倾向于有利于增强腐蚀金属污染物和胺化合物的去除。优选地，流出物流119具有减少的总腐蚀金属和胺含量。减少的腐蚀金属含量可以基于流出物流119总重量小于1wppm。优选流出物流119基本上不含腐蚀金属污染物。减少的胺含量可以基于流出物流119总重量小于1wppm。在优选的实施方案中，流出物流119基本上不含胺化合物。
在使床与过程流108接触之后，由水或羰基化产物(例如乙酸)洗涤或漂洗树脂床对从树脂床中除去全部铑来说是重要的，所述水和羰基化产物来自这样的过程：处理中的催化剂源自其中。
在树脂变得耗尽之后，即，当金属污染物正在突破进入流出物时，可以通过使有机盐溶液(出于说明的目的，优选锂盐)通过其中再生树脂。一般，在再生循环中使用的锂盐具有约1wt.%-约20wt.%的浓度。使用的量和流程是本领域中广为接受的那些并且是由树脂制造者推荐的。含水乙酸锂优选作为再生剂，因为反应系统中使用乙酸根阴离子并且对使用来说，乙酸根阴离子是容易可得的。进一步的优点是其使用消除了在使用其它再生物时在再生过程之后通常要求的漂洗步骤。为了最大化腐蚀金属再生的能力并且为了最大化在乙酸锂的相对高浓度下的树脂床塔的性能，乙酸锂再生溶液应该包含一些乙酸，或生产的产物，以避免在再生循环过程中形成任何不溶的腐蚀金属化合物。在再生循环过程中这些化合物的沉淀可以降低塔的再生性能并且还导致树脂床的堵塞。通常，可以使用约0.1-约95wt.%的乙酸浓度，乙酸浓度优选为约0.1-20wt.%。
离子交换操作可以是循环的，对使用来说，其中可得多于一种树脂。在一个树脂床中树脂变得耗尽时，可以在耗尽的床经受再生的同时将催化剂溶液的滑流转向至新鲜的床。
粗产物流115包含乙酸、甲基碘、乙酸甲酯、水、烷烃和高锰酸盐还原化合物(PRC)。粗产物流115，以及随后的衍生物物流，可以包含形成闪蒸器106的下游的腐蚀金属污染物。粗产物流115基本上不包含胺化合物。
返回至粗乙酸产物，将来自闪蒸器106的粗产物流115导引至纯化部分102。在一个示例性的实施方案中，纯化部分102优选包含轻馏分塔120、干燥塔130、PRC去除系统(PRS)140和通气洗涤器150。适合的纯化部分也可以包含额外的保护床和/或重质尾部馏分塔。
在一个实施方案中，轻馏分塔120产生低沸点塔顶馏出物蒸气物流122、侧流产物侧流123和任选的塔底流出物流121。在轻馏分塔120基部的温度，即，任选的离开的塔底流出物流121的温度，优选为120℃-170℃。此外，在轻馏分塔顶部的温度，即，低沸点塔顶馏出物蒸气物流122的温度，优选为100℃-145℃。
低沸点塔顶馏出物蒸气物流122可以包含甲基碘、乙酸甲酯、水、PRC、乙酸、烷烃和溶解的气体。如所示，优选冷凝低沸点塔顶馏出物蒸气物流122并且将其导引至塔顶馏出物相分离单元，如塔顶馏出物倾析器124所示。希望维持条件使得一旦冷凝低沸点塔顶馏出物蒸气物流122在倾析器124中，就将分离成轻相和重相。分别经由管线125和126抽取轻相和重相，并且这些物流为过程流。
轻相物流125优选包含水、乙酸和PRC，以及甲基碘和乙酸甲酯。如图1中所示，轻相物流125可以回流至轻馏分塔120。部分轻相物流125也可以在PRS140中分离和处理以除去PRC。例如，PRC可以包括例如以下的化合物：乙醛、丙酮、甲基乙基甲酮、丁醛、巴豆醛、2-乙基巴豆醛、2-乙基丁醛及类似物，及其羟醛缩合产物。
任选地，部分轻相物流125也可以经由物流125’返回至反应部分101。当返回至反应部分101时，可以将轻相物流125’作为滑流116进料至交换树脂床107。可以方便地直接或间接将来自倾析器124的重相物流126再循环至反应器105。也可以将部分重相物流126作为滑流116进料至交换树脂床107，并且优选与轻相物流125’组合进料。任选地，可以将部分重相126与滑流(未显示)一起再循环至反应器105，一般将少量，如5-40vol.%，或5-20vol.%的重相126导引至PRS140。
PRS140包含塔141和萃取器142。塔141产生蒸气塔顶馏出物物流143和塔底过程流144。塔底过程流144包含水、乙酸甲酯、甲醇及其混合物。可以将部分塔底过程流144作为滑流116进料至交换树脂床107。可以在至少一个PRC中富集塔顶馏出物物流143并且塔顶馏出物物流143也可以包含甲基碘。在储罐(accumulator)中冷凝和收集塔顶馏出物物流143。部分冷凝塔顶馏出物物流143可以经由物流145回流回到塔141。经由物流146将剩余部分的冷凝塔顶馏出物物流进料至萃取器142。在一个实施方案中，物流146可以以小于约10wt.%，如小于约5wt.%、小于约2wt.%，或小于约1.5wt.%的组合浓度包含甲醇和乙酸甲酯。而且物流146可以包含小于约3wt.%，如小于约1wt.%，或小于约0.5wt.%的乙酸。
由含水物流147，例如水，萃取可以为单级或多级萃取器，并且任何用于进行这样的萃取的仪器可以用于本发明的实践。优选多级萃取。例如，可以通过使物流146与含水物流147组合并且将该组合接连提供至混合器并且然后提供至分离器而完成萃取。可以串联操作多个这样的混合器和分离器的组合以获得多级萃取。可以在具有一系列塔板的单个容器中完成多级萃取。该容器可以装配(一个或多个)浆(paddle)或其它用于搅拌的机构以增加萃取效率。
萃取中两相之间的互溶性可以随温度增加。因此，希望在使得萃取器内容物可以维持在液态中的温度和压力的组合下进行萃取。此外，希望最小化物流146所暴露的温度以最小化涉及乙醛的聚合和缩合反应的可能性。希望萃取中使用的水来自内部物流，以便在反应系统内维持水平衡。可以将二甲醚(DME)引入至萃取用于改进萃取中甲基碘的分离，即，用于减少进入至废物物流149的甲基碘损失。可以将DME引入至过程或使其原位形成。
在萃取器142中，希望接近容器的一端提供物流146，接近容器的另一端或使其获得逆流的其它位置提供含水物流147。由水萃取包含至少一种PRC(即乙醛)的废物物流149。在一些实施方案中，废物物流149可以汽提乙醛并且将水再循环至过程。从萃取器142中提取作为过程流148的显著地包含甲基碘的萃余液。可以将部分萃余液148作为滑流116进料至交换树脂床107。
PRC去除塔进一步描述于美国专利号6,143,930、6,339,171和7,223,886和美国公开号2005/0197513、2006/0247466和2006/0293537中，其公开内容以引用方式并入本文。示例性的包含一个或多个萃取器的二级蒸馏PRS描述于美国专利号7,223,886中。与图1中所示的那些相似的示例性的单级PRS描述于美国公开号2006/0247466中。
来自轻馏分塔的侧流产物侧流123可以包含乙酸和水。侧流产物侧流123优选在液相中并且在115℃-160℃，如125℃-155℃的温度下从轻馏分塔120中抽取出。可以使部分物流123返回至轻馏分塔120。
干燥塔130分离侧流产物侧流123以产生主要由水构成的塔顶馏出物物流131和干燥产物流132。干燥纯化产物流132优选以大于90wt.%，如大于95wt.%或大于98wt.%的量包含乙酸。在干燥塔130基部的温度，即，离开的干燥纯化产物流132的温度优选为130℃-185℃、140℃-180℃，如150℃-175℃。在干燥塔130顶部的温度，即，塔顶馏出物物流131的温度，优选为110℃-150℃、120℃-150℃，如130℃-145℃。在一些实施方案中，干燥塔130中的压力为2bar-7bar，如3bar-6bar或4bar-5bar。任选地，可以在一个或多个保护床(未显示)和/或重质尾部馏分塔(未显示)中进一步处理干燥纯化产物流132以进一步除去杂质，例如卤化物，或较重质酸和/或酯。
可以在塔顶馏出物接收器133中冷却和冷凝干燥塔的塔顶馏出物物流131以形成轻相和重相。部分来自接收器133的轻相可以经由管线134回流至干燥塔130。剩余部分的轻相135可以为过程流并且可以作为滑流116进料至交换树脂床107。重相136也是可以返回至反应部分101的过程流。部分重相136可以作为滑流116进料至交换树脂床107。作为轻相135或重相136的冷凝塔顶馏出物物流131优选作为滑流116使用，因为两个物流都包含相对大量的水。
可以通过通气物流127除去来自倾析器124的非凝气并且在通气洗涤器150中处理来自倾析器124的非凝气。可以将洗涤溶剂151，优选冷却至低于25℃的洗涤溶剂151，进料至通气洗涤器150以洗涤低沸点组分(例如甲基碘)的通气物流127，其作为过程流经由管线153除去。可以将管线153中的部分低沸点组分作为滑流116进料至交换树脂床107。洗涤溶剂包括甲醇、乙酸甲酯，二甲醚、乙酸及其混合物。回收单元150的塔顶馏出物可以作为包含一氧化碳和其它惰性气体的吹扫气体154离开。
尽管图1展示了处理来自闪蒸器106的管线108中的含催化剂的溶液，上述其它过程流也可以在一个或多个交换树脂中处理以除去腐蚀性金属和/或胺化合物。
图1描述了如下的实施方案：其中在腐蚀金属污染物的存在下除去胺化合物。图2显示了如下的另一个实施方案：其中在进料至反应器105之前，在包含适合的交换树脂的交换树脂床160中初始处理和除去反应物进料物流104中的胺化合物。为了清楚，没有在图2中展示回收单元110和纯化部分102。
如先前指出的，反应物进料物流104可以包含含有胺化合物的低等级甲醇。交换树脂床160可以与本申请中所述的交换树脂相似。通常，反应物进料物流104中没有腐蚀金属污染物并且反应物进料物流104一般为非酸性的。可以将溶剂，例如含水滑流，加入至交换树脂床160。交换树脂床160产生进料至反应器的流出物161。减少的胺含量可以为基于流出物流161总重量的小于1wppm，并且更优选流出物流161基本上不含胺化合物。有利地，从反应器105中抽取的反应溶液114可以基本上不含胺化合物。因此，闪蒸器106中没有积累碘盐形式的胺化合物。而且，可以使用图2中的交换树脂床107以除去腐蚀金属污染物。
当反应溶液114基本上不含胺化合物时，图2中的滑流116是任选的并且可以包含乙酸用于产生酸性环境以有利于除去腐蚀金属污染物。在优选的实施方案中，可以调整交换树脂床160的尺寸以处理来自反应物进料物流的整个流。然而，可能需要经由管线104’绕过交换树脂床160以维持反应条件。当反应物进料管线104’绕过交换树脂床160时，可以加入滑流116以产生具有大于50wt.%的水浓度的含水物流117。
具有了本发明公开内容的益处，本领域技术人员可以设计和操作本文所述的蒸馏塔以得到本发明希望的结果。尽管这样的努力可能是耗时并且复杂的，然而其对具有了本发明公开内容的益处的本领域技术人员来说会是常规的。因此，本发明的实践不需要受限于特殊蒸馏塔的特定特征或其操作特征，例如总级数、进料点、回流比、进料温度、回流温度、塔温度曲线及类似特征。
为了更有效地理解本文公开的本发明，以下提供了实施例。应该理解这些实施例仅是为了说明的目的并且不被解读为对本发明以任何方式的限制。
实施例
通过做“流通”测量测定树脂容量。在这些实验中，向玻璃柱(2cmx5cm)加入50mL的磺酸树脂(Dow AmberlystTM15或PuroliteTMCT-275)。在柱底部中使用玻璃棉负载树脂。以水润湿、氢形式承载树脂并且由10床体积的蒸馏水反洗树脂以在使用前除去细粉并给树脂床分类。
然后进行若干次运行以评估树脂就除去污染树脂床进料中的胺而言的容量。进料由甲醇羰基化反应器内含溶液构成，所述醇羰基化反应器内含溶液稀释成多个主体液体，例如1:10重量比的水、乙酸、甲醇、乙酸甲酯。反应器溶液包含铑、乙酸、甲基碘、乙酸甲酯、水和将要由树脂除去的含氮杂质。
以3.5克/分钟，或约4bv/hr的速率使稀释的甲醇羰基化反应器溶液向下流动通过树脂床之上。然后在多个连续的时间间隔收集柱的流出物，并且就其总氮含量分析流出物样品。在图3中将结果以流的床体积对柱流出物中的总氮含量作图。
用于运行A和B的主体液体为乙酸。用于运行C、D和E的主体液体分别为甲醇、水和乙酸甲酯。在每个运行中使用磺酸类型的树脂。运行A、C、D和E使用Purolite CT-275作为树脂床。运行B使用Amberlyst15作为树脂床。
除去氮杂质树脂床容量定义为稀释的反应器进料材料床体积的总数，在床流出物中的总氮等于稀释进料材料中的总氮之前，所述稀释的反应器进料材料已经穿过柱。此时，床不再可以从稀释进料材料中除去含氮杂质。在这些实验中树脂容量漏过点为流出物和进料材料等于225wppm的总氮所在的点，如图3中由虚线表示的。就除去氮杂质而言，总的树脂容量的对比按照如下降序的：C>D>A、B>E。与运行A和B相比，就运行C和D而言的漏过时间带来了优良的就除去含氮杂质而言的树脂容量，并且显著地优于运行E。从图3中展示的系列实验可知，从反应器溶液中除去的含氮杂质，最好是通过使用甲醇和/或水稀释乙酸物流获得(获得最大树脂容量)。
尽管已经详细描述本发明，本发明精神和范围内的修改将对本领域技术人员来说是显而易见的。鉴于以上讨论，与技术背景和发明内容相关的本领域知识和以上讨论的文献的公开内容都以引用方式并入本文。此外，应该理解本发明的方面和以下和/或在所附的权利要求书中描述的各个实施方案和各个特征的部分可以整体或部分地组合或互换。在前述各个实施方案的说明中，那些引用另一个实施方案的实施方案可以恰当地与其它实施方案组合，如本领域技术人员将要理解的。此外，本领域技术人员将要理解前述说明仅是举例的方式，并且不旨在限制本发明。

Claims (15)

1.用于在羰基化过中除去胺化合物的方法，所述方法包括以下步骤：
提供包含乙酸、羰基化催化剂的金属化合物和杂质的羰基化过程流，所述杂质包含至少一种胺化合物和至少一种腐蚀金属污染物；
使滑流与部分过程流混合以形成具有大于50wt.%的水浓度的含水物流；
使含水物流与交换树脂接触；和
从交换树脂中抽取纯化过程流，其中纯化过程流包含减少的胺含量。
2.根据权利要求1的方法，其中滑流包含甲醇、水、乙酸甲酯、乙酸或其混合物。
3.根据前述权利要求中任意一项的方法，其中滑流包含小于20wt.%的乙酸。
4.根据前述权利要求中任意一项的方法，其中纯化过程流包含基于纯化过程流的总重量小于1wppm的胺。
5.根据前述权利要求中任意一项的方法，其中纯化过程流进一步包含减少的腐蚀金属含量。
6.根据前述权利要求中任意一项的方法，其中所述至少一种胺化合物包括碘盐。
7.根据前述权利要求中任意一项的方法，其中羰基化过程流具有大于3:1的胺化合物中的氮:腐蚀金属污染物中的金属的摩尔比。
8.根据前述权利要求中任意一项的方法，其进一步包括：
在包含反应介质的反应器中使一氧化碳与反应物组合物反应以产生包含乙酸的反应溶液，其中反应物组合物包含至少一种选自甲醇、乙酸甲酯、甲酸甲酯、二甲醚及其混合物的反应物，并且其中反应介质包含水、乙酸、乙酸甲酯、甲基碘和催化剂；和
抽取反应溶液并且闪蒸反应溶液以产生蒸气粗产物流和羰基化过程流。
9.根据权利要求8的方法，其中滑流包含部分反应物组合物。
10.根据权利要求8和9中任意一项的方法，其进一步包括：
分离蒸气粗产物流以形成第一塔顶馏出物物流和包含乙酸的侧流；
冷凝塔顶馏出物物流并且双相分离冷凝塔顶馏出物物流以形成轻相和重相；和
干燥侧流以产生包含水的第二塔顶馏出物物流和包含干燥乙酸的残留物。
11.根据权利要求10的方法，其中滑流包含部分轻相、部分重相或部分第二塔顶馏出物物流。
12.根据权利要求10和11中任意一项的方法，其进一步包括：
分离部分轻相以产生高锰酸盐还原化合物富集的第三塔顶馏出物物流和包含乙酸甲酯和水的塔底流出物流；
冷凝和萃取第三塔顶馏出物物流以形成高锰酸盐还原化合物富集的废物物流和包含甲基碘的萃余液。
13.根据权利要求10、11和12中任意一项的方法，其中滑流包含部分塔底流出物流或部分萃余液。
14.根据权利要求8-13中任意一项的方法，其进一步包括：
使包含(i)选自甲醇、乙酸甲酯、甲酸甲酯、二甲醚及其混合物的反应物和(ii)胺化合物的反应物组合物与交换树脂接触，以产生具有小于1wppm的减少的胺含量的纯化反应物进料物流，其中至少一种反应物包含小于100wppm的量的胺化合物；和
在反应器中使一氧化碳与纯化反应物进料物流反应以产生包含乙酸的反应溶液。
15.根据权利要求14的方法，其中反应物组合物包含0.1-100wppm的量的胺化合物，并且纯化反应物进料物流具有小于反应物组合物中的胺化合物的减少的胺含量。
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Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN110124755A (zh) * 2019-06-06 2019-08-16 上海华谊（集团）公司 链烷酸的制造方法

Families Citing this family (16)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US8952196B2 (en) 2011-05-05 2015-02-10 Celanese International Corporation Removal of aromatics from carbonylation process
JP2014234383A (ja) 2013-06-05 2014-12-15 千代田化工建設株式会社 カルボニル化合物の製造方法
RS59574B1 (sr) 2014-10-02 2019-12-31 Celanese Int Corp Proces za proizvodnju sirćetne kiseline
US9302975B1 (en) 2015-07-01 2016-04-05 Celanese International Corporation Process for flashing a reaction medium
ES2833013T3 (es) 2014-11-14 2021-06-14 Celanese Int Corp Procesos para mejorar el rendimiento del ácido acético mediante la eliminación de hierro
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
US9302974B1 (en) 2015-07-01 2016-04-05 Celanese International Corporation Process for producing acetic acid
US9382183B1 (en) 2015-07-01 2016-07-05 Celanese International Corporation Process for flashing a reaction medium
RS63644B1 (sr) 2015-10-02 2022-10-31 Celanese Int Corp Postupak za proizvodnju sirćetne kiseline recikliranjem vode
US10807935B2 (en) 2018-11-02 2020-10-20 Celanese International Corporation Process for continuous acetic acid production
US20230127564A1 (en) 2020-04-01 2023-04-27 Celanese International Corporation Processes for removing and/or reducing permanganate reducing compounds and alkyl iodides
MX2022015384A (es) 2020-06-03 2023-01-16 Celanese Int Corp Proceso para la produccion de acido acetico mediante la eliminacion de compuestos reductores de permanganato.
WO2021247854A1 (en) 2020-06-03 2021-12-09 Celanese International Corporation Production and purification of acetic acid
KR20230019135A (ko) 2020-06-03 2023-02-07 셀라니즈 인터내셔날 코포레이션 공정 스트림으로부터 아세탈의 제거

Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3769329A (en) * 1970-03-12 1973-10-30 Monsanto Co Production of carboxylic acids and esters
US4007130A (en) * 1975-12-29 1977-02-08 Monsanto Company Catalyst regeneration method
CN87106904A (zh) * 1986-10-14 1988-07-20 赫希斯特人造丝公司 脱除腐蚀性金属的羧基化催化剂溶液再生方法
CN1200719A (zh) * 1995-10-27 1998-12-02 赫希斯特人造丝公司 除去腐蚀金属以改善羰基化催化剂溶液生产率的方法
CN1214336A (zh) * 1993-03-22 1999-04-21 英国石油化学品有限公司 羰基化生产羧酸和/或其酸酐的方法
CN1491199A (zh) * 2001-02-07 2004-04-21 ����˹���ʹ�˾ 低能量羰基化方法
CN1950148A (zh) * 2004-05-07 2007-04-18 英国石油化学品有限公司 脱除羰基化催化剂溶液中腐蚀性金属的工艺

Family Cites Families (30)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE3107731A1 (de) 1981-02-28 1982-09-16 Basf Ag, 6700 Ludwigshafen Verfahren zur abtrennung organischer jod-verbindungen von carbonylierungsprodukten des methanols, methylacetates und dimethylethers
US5026908A (en) 1984-05-03 1991-06-25 Hoechst Celanese Corporation Methanol carbonylation process
US5144068A (en) 1984-05-03 1992-09-01 Hoechst Celanese Corporation Methanol carbonylation process
US5001259A (en) 1984-05-03 1991-03-19 Hoechst Celanese Corporation Methanol carbonylation process
US4628041A (en) 1986-02-10 1986-12-09 Celanese Corporation Rhodium and iodine recovery method
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
US5300715A (en) 1992-10-09 1994-04-05 Uop Olefin process with removal of aromatic by-products
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
JP3997438B2 (ja) 1995-08-04 2007-10-24 東洋紡績株式会社 低温再生型吸湿素子
GB9517184D0 (en) 1995-08-22 1995-10-25 Bp Chem Int Ltd Process
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
IN192600B (zh) 1996-10-18 2004-05-08 Hoechst Celanese Corp
GB9625335D0 (en) 1996-12-05 1997-01-22 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
GB9626429D0 (en) 1996-12-19 1997-02-05 Bp Chem Int Ltd Process
GB9816564D0 (en) 1998-07-31 1998-09-30 Bp Chem Int Ltd Process
US6106702A (en) 1998-12-29 2000-08-22 Uop Llc Olefinic hydrocarbon separation process
US6346645B1 (en) 2000-04-18 2002-02-12 Uop Llc Adsorptive removal of carbonyl impurities from oxygenated organic liquids
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
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
US7223886B2 (en) 2004-03-02 2007-05-29 Celanese International Corporation Removal of permanganate reducing compounds from methanol carbonylation process stream
US7271293B2 (en) 2004-03-02 2007-09-18 Celanese International Corporation Control method for process of removing permanganate reducing compounds from methanol carbonylation process
US7855306B2 (en) 2005-04-28 2010-12-21 Celanese International Corporation Process for the production of acetic acid
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
DE102007030440A1 (de) 2007-06-29 2009-01-02 Lurgi Gmbh Verfahren und Anlage zur Herstellung von Methanol
US8062482B2 (en) 2007-10-30 2011-11-22 Celanese International Corporation Acetaldehyde removal from methyl acetate by distillation at elevated pressure
RU2469783C2 (ru) 2008-04-29 2012-12-20 Селаниз Интернэшнл Корпорейшн Устройство для карбонилирования метанола, имеющее абсорбер с возможностью выбора из нескольких растворителей

Patent Citations (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3769329A (en) * 1970-03-12 1973-10-30 Monsanto Co Production of carboxylic acids and esters
US4007130A (en) * 1975-12-29 1977-02-08 Monsanto Company Catalyst regeneration method
CN87106904A (zh) * 1986-10-14 1988-07-20 赫希斯特人造丝公司 脱除腐蚀性金属的羧基化催化剂溶液再生方法
CN1214336A (zh) * 1993-03-22 1999-04-21 英国石油化学品有限公司 羰基化生产羧酸和/或其酸酐的方法
CN1200719A (zh) * 1995-10-27 1998-12-02 赫希斯特人造丝公司 除去腐蚀金属以改善羰基化催化剂溶液生产率的方法
CN1491199A (zh) * 2001-02-07 2004-04-21 ����˹���ʹ�˾ 低能量羰基化方法
CN1950148A (zh) * 2004-05-07 2007-04-18 英国石油化学品有限公司 脱除羰基化催化剂溶液中腐蚀性金属的工艺

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN110124755A (zh) * 2019-06-06 2019-08-16 上海华谊（集团）公司 链烷酸的制造方法
CN110124755B (zh) * 2019-06-06 2021-12-17 上海华谊（集团）公司 链烷酸的制造方法

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US8697908B2 (en) 2014-04-15
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