CN107721890A - 反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的方法及其生产装置 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的方法，塔釜反应器加入初始启动物料：将巯基乙酸水溶液和异辛醇进料入反应精馏塔，巯基乙酸水溶液和异辛醇随重力流进反应精馏塔的塔釜反应器并与固体催化剂接触，带水剂在反应精馏塔中下部入塔，塔釜反应器作为再沸器，带水剂与水的共沸物蒸发气相冷凝进入分相器，分层后有机相回流入反应精馏塔，水相在分相器底部采出；反应精馏塔的塔釜反应器物料进入减压蒸馏塔，进行异辛醇与产品巯基乙酸异辛酯的进一步分离；反应精馏塔与减压精馏塔均在减压条件下操作，利用带水剂将原料和产物的水带出体系以提高反应转化率；同时进行巯基乙酸异辛酯产品减压精馏分离，巯基乙酸的转化率高，纯度大。

Description

反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的方法及其生产装置

技术领域

本发明涉及一种反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的方法及其生产装置。

背景技术

巯基乙酸异辛酯是一种重要的有机合成体，可用作PVC塑料生产的热稳定剂，同时也可作为PVC树脂聚合时的催化剂。随着高分子材料领域的发展，对PVC塑料的需求量也日益增大，巯基乙酸异辛酯的需求量也不断随之攀升。

目前国内外合成巯基乙酸异辛酯的途径主要有两条。一条路线是以氯乙酸和异辛醇为原料先生成氯乙酸异辛酯，再对其进行巯基化反应合成巯基乙酸异辛酯。如中国专利CN200910063368.1需要由氯乙酸和异辛醇在甲苯溶剂和催化剂浓硫酸中合成氯乙酸异辛酯，再经巯基化成盐后，然后在溶剂中用硫代硫酸钠和氯乙酸异辛酯反应生成硫代硫酸钠代乙酸异辛酯。这种操作过程比较繁琐，后续处理比较复杂，废水残渣对环境污染性大。此外，生产巯基化成盐过程需要大量的锌粉，锌粉价格昂贵，产生的锌泥环境污染严重。

另一条路线是以巯基乙酸与异辛醇为原料，在催化剂的作用下直接酯化生成巯基乙酸异辛酯。由于巯基乙酸生产工艺的原因，酯化过程所用的原料通常为浓度10%的巯基乙酸水溶液。中国专利CN9010816.2就是采用该途径合成巯基乙酸异辛酯，但转化率只有80%左右。在该生产路线中，首先要用异辛醇将巯基乙酸水溶液中的巯基乙酸萃取出来，而后巯基乙酸与异辛醇的混合物在催化剂的作用下酯化反应生成巯基乙酸异辛酯，后续进行分离获得高纯度的产品。现有生产工艺涉及多个反应分离的过程，存在操作繁琐、流程复杂、转化率较低的问题，尤其是萃取过程无法完全除去巯基乙酸水溶液中的水，废液对环境污染较大，为了解决这些问题，我们提出一种反应精馏制备巯基乙酸异辛酯的工艺及装置，反应精馏将反应与精馏耦合在一个设备中，极大地减少了设备使用数量，避免巯基乙酸废水的生成，并且反应精馏可以打破化学平衡，使反应朝正向移动，提高反应转化率。

发明内容

鉴于现有技术的不足，本发明所要解决的技术问题是提供一种反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的方法及其生产装置，不仅结构简单，而且便捷高效。

为了解决上述技术问题，本发明的技术方案是：一种反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的方法，塔釜反应器加入初始启动物料：将巯基乙酸水溶液和异辛醇进料入反应精馏塔，巯基乙酸水溶液和异辛醇随重力流进反应精馏塔的塔釜反应器并与固体催化剂接触，带水剂在反应精馏塔中下部入塔，塔釜反应器作为再沸器，带水剂与水的共沸物蒸发气相冷凝进入分相器，分层后有机相回流入反应精馏塔，水相在分相器底部采出；反应精馏塔的塔釜反应器物料进入减压蒸馏塔，进行异辛醇与产品巯基乙酸异辛酯的进一步分离；反应精馏塔与减压精馏塔均在减压条件下操作。

优选的，所述反应精馏塔为圆柱体结构，直径10-18cm，高度20-25cm，长径比为1:1；所述塔釜反应器顶部和底部分别设有填料段接口和物料出口，塔釜反应器的内腔设有用于高速旋转的搅拌桨，搅拌桨的长度为13-16cm，占塔釜反应器高度的2/3，可以完成在塔釜反应器内均匀搅拌。

优选的，所述固体催化剂为A46阳离子交换树脂，将A46阳离子交换树脂装填入内径为4mm、长度为4-5cm的催化剂布包中，用金属丝网将催化剂布包包裹在搅拌桨的齿叶上，金属丝网通过两端焊接呈包裹在齿叶外周部的环状结构，每片齿叶含有n个催化剂布包，其中n=2-5，齿叶为平直页，搅拌桨的转轴竖向设置并圆周均布有若干片齿叶。

优选的，反应精馏塔的工艺参数为：反应精馏塔的内部塔板数为30块，反应精馏塔的塔釜操作温度为120℃，反应精馏塔的塔顶操作温度为40℃，反应精馏塔的操作压力为300-500mbar，其中巯基乙酸水溶液的进料塔板为第1块塔板，异辛醇的进料塔板为第29块塔板，带水剂的进料塔板为第20块塔板，有机相回流入塔在第1块塔板。

优选的，减压精馏塔的工艺参数为：减压精馏塔的内部塔板数为30块，减压精馏塔的塔釜操作温度为120-150℃，减压精馏塔的操作压力为100-150mbar，物料由减压精馏塔的第15-20块塔板入塔。

优选的，包括反应精馏塔、减压精馏塔、塔釜反应器、第一冷凝器、第二冷凝器、再沸器、第一真空泵、分相器、第二真空泵、装填催化剂的搅拌桨、储液罐、泵A、泵B、泵C、泵D、巯基乙酸水溶液进料管线、异辛醇进料管线、减压精馏塔物料进料管、塔顶产物采出管、塔釜产物采出管。

优选的，所述巯基乙酸水溶液进料管线与反应精馏塔的顶部连通，所述异辛醇进料管线与反应精馏塔的底部连通，所述第一真空泵经第一管道与反应精馏塔的顶部连通，分相器入口经第二管道与反应精馏塔的顶部连通，所述第一冷凝器位于第二管道上，分相器一出口经设有泵A的有机相管与反应精馏塔的顶部连通，分相器另一出口与设有泵B的水相管连接。

优选的，所述塔釜反应器的顶部填料段接口与反应精馏塔的底部出口经管体连通，所述塔釜反应器的顶部气口与反应精馏塔的底部气口经气管连通，所述塔釜反应器的底部物料出口经泵C、减压精馏塔物料进料管与减压精馏塔的入口连通，所述第二真空泵经第三管道与减压精馏塔的顶部连通，储液罐入口经设有第二冷凝器的塔顶产物采出管与减压精馏塔的顶部连通，所述储液罐的底部出口经设有泵D的回流管与异辛醇进料管线连通。

优选的，所述减压精馏塔的底部设有塔釜产物采出管，所述塔釜产物采出管经设有再沸器的循环管体与减压精馏塔的底部入口连通。

优选的，所述塔釜反应器内部设有经电机驱动旋转的搅拌桨，所述搅拌桨包括竖向的转轴，所述转轴的周部至上往下均布有若干层搅拌叶，所述搅拌叶均包括圆周均布的若干根径向延伸的齿板，所述齿板的外周部包裹有环形的金属丝网，金属丝网与齿板之间形成用于夹紧催化剂布包的空间。

与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：本发明将巯基乙酸水溶液原料与异辛醇原料送入反应精馏塔进行反应生成巯基乙酸异辛酯，利用带水剂将原料和产物的水带出体系以提高反应转化率；同时进行巯基乙酸异辛酯产品减压精馏分离，巯基乙酸的转化率高，巯基乙酸异辛酯的纯度大，取得了较好的效果。

下面结合附图和具体实施方式对本发明做进一步详细的说明。

附图说明

图1为本发明实施例中生产装置的构造示意图。

图2为本发明实施例中搅拌桨的俯视图。

具体实施方式

为让本发明的上述特征和优点能更明显易懂，下文特举实施例，并配合附图，作详细说明如下。

如图1-2所示，一种反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的方法，塔釜反应器1加入初始启动物料：将巯基乙酸水溶液和异辛醇进料入反应精馏塔2，巯基乙酸水溶液和异辛醇随重力流进反应精馏塔的塔釜反应器并与固体催化剂接触，带水剂在反应精馏塔中下部入塔，塔釜反应器作为再沸器，带水剂与水的共沸物蒸发气相冷凝进入分相器3，分层后有机相回流入反应精馏塔，水相在分相器底部采出；反应精馏塔的塔釜反应器物料进入减压蒸馏塔4，进行异辛醇与产品巯基乙酸异辛酯的进一步分离；反应精馏塔与减压精馏塔均在减压条件下操作。

在本发明实施例中，所述反应精馏塔为圆柱体结构，直径10-18cm，高度20-25cm，长径比为1:1；所述塔釜反应器顶部和底部分别设有填料段接口和物料出口，塔釜反应器的内腔设有用于高速旋转的搅拌桨5，搅拌桨的长度为13-16cm，占塔釜反应器高度的2/3，可以完成在塔釜反应器内均匀搅拌。

在本发明实施例中，所述固体催化剂为A46阳离子交换树脂，将A46阳离子交换树脂装填入内径为4mm、长度为4-5cm的催化剂布包6中，用金属丝网7将催化剂布包包裹在搅拌桨的齿叶8上，金属丝网通过两端焊接呈包裹在齿叶外周部的环状结构，每片齿叶含有n个催化剂布包，其中n=2-5，齿叶为平直页，搅拌桨的转轴9竖向设置并圆周均布有若干片齿叶。

在本发明实施例中，反应精馏塔的工艺参数为：反应精馏塔的内部塔板数为30块，反应精馏塔的塔釜操作温度为120℃，反应精馏塔的塔顶操作温度为40℃，反应精馏塔的操作压力为300-500mbar，其中巯基乙酸水溶液的进料塔板为第1块塔板，异辛醇的进料塔板为第29块塔板，带水剂的进料塔板为第20块塔板，有机相回流入塔在第1块塔板。

在本发明实施例中，减压精馏塔的工艺参数为：减压精馏塔的内部塔板数为30块，减压精馏塔的塔釜操作温度为120-150℃，减压精馏塔的操作压力为100-150mbar，物料由减压精馏塔的第15-20块塔板入塔。

在本发明实施例中，包括反应精馏塔、减压精馏塔、塔釜反应器、第一冷凝器10、第二冷凝器11、再沸器12、第一真空泵13、分相器、第二真空泵14、装填催化剂的搅拌桨、储液罐15、泵A16、泵B17、泵C18、泵D19、巯基乙酸水溶液进料管线20、异辛醇进料管线21、减压精馏塔物料进料管22、塔顶产物采出管23、塔釜产物采出管24。

在本发明实施例中，所述巯基乙酸水溶液进料管线与反应精馏塔的顶部连通，所述异辛醇进料管线与反应精馏塔的底部连通，所述第一真空泵经第一管道25与反应精馏塔的顶部连通，分相器入口经第二管道26与反应精馏塔的顶部连通，所述第一冷凝器位于第二管道上，分相器一出口经设有泵A的有机相管27与反应精馏塔的顶部连通，分相器另一出口与设有泵B的水相管28连接。

在本发明实施例中，所述塔釜反应器的顶部填料段接口与反应精馏塔的底部出口经管体29连通，所述塔釜反应器的顶部气口与反应精馏塔的底部气口经气管30连通，气管用于蒸汽上升，所述塔釜反应器的底部物料出口经泵C、减压精馏塔物料进料管与减压精馏塔的入口连通，所述第二真空泵经第三管道31与减压精馏塔的顶部连通，储液罐入口经设有第二冷凝器的塔顶产物采出管与减压精馏塔的顶部连通，所述储液罐的底部出口经设有泵D的回流管32与异辛醇进料管线连通。

在本发明实施例中，所述减压精馏塔的底部设有塔釜产物采出管，所述塔釜产物采出管经设有再沸器的循环管体33与减压精馏塔的底部入口连通。

在本发明实施例中，所述塔釜反应器内部设有经电机34驱动旋转的搅拌桨，所述搅拌桨包括竖向的转轴，所述转轴的周部至上往下均布有若干层搅拌叶，所述搅拌叶均包括圆周均布的若干根径向延伸的齿板，所述齿板的外周部包裹有环形的金属丝网，金属丝网与齿板之间形成用于夹紧催化剂布包的空间；金属丝网的两端焊接，将催化剂布包包紧在齿板上。

具体实施过程：

实施例1：

按照上述步骤所述的进行，其中巯基乙酸水溶液原料组成为：巯基乙酸10wt%，水90wt%，工艺参数为：反应精馏塔塔釜操作温度为116℃，操作压力为303mbar，塔釜反应器内装填3层齿叶的催化剂，其中巯基乙酸水溶液进料板为第1块塔板，以150g/h流量进料；异辛醇进料塔板为第29块塔板，以50g/h流量进料；带水剂甲苯进料板为第20块塔板，少量补充进料；有机相回流入塔在第1块塔板，从分相器采出的油相进入反应精馏塔的流率为536g/h，在塔内循环使用。最终，塔釜反应器采出液组分质量分数为巯基乙酸异辛酯46.2%，异辛醇为40.1%，其余为巯基乙酸和水为13.7%，其中巯基乙酸转化率约为96%。减压精馏塔的工艺参数为：塔板数30，操作温度120~150℃，操作压力为100~150mbar，物料由第15块塔板入塔。操作后，塔顶得到异辛醇，塔釜得到产品巯基乙酸异辛酯纯度为≥99.5%。

实施例2：

本实施例中的装置结构与实施例1中相同，其不同在于采用不同的真空度操作，本实施例中巯基乙酸水溶液原料组成为：巯基乙酸10wt%，水90wt%，工艺参数为：反应精馏塔塔釜操作温度为120℃，操作压力为405mbar，塔釜反应器内装填3层齿叶的催化剂，其中巯基乙酸水溶液进料板为第1块塔板，以150g/h流量进料；异辛醇进料塔板为第29块塔板，以50g/h流量进料；带水剂甲苯进料板为第20块塔板，同样少量补充进料；有机相回流入塔在第1块塔板，从分相器采出的油相进入反应精馏塔的流率为536g/h，在塔内循环使用。最终，塔釜采出液组分质量分数为巯基乙酸异辛酯40.2%，异辛醇为38.9%，其余为巯基乙酸和水为20.4%，其中巯基乙酸转化率约为92%。减压精馏塔的工艺参数为：塔板数30，操作温度120~150℃，操作压力为100~150mbar，物料由第15块塔板入塔。操作后，塔顶得到异辛醇，塔釜得到产品巯基乙酸异辛酯纯度为≥99.5%。

实施例3：

本实施例中的装置结构与实施例1中相同，其不同在于异辛醇与巯基乙酸水溶液所用的进料配比不同，本实施例中巯基乙酸水溶液原料组成为：巯基乙酸10wt%，水90%，工艺参数为：反应精馏塔塔釜操作温度为120℃，操作压力为303mbar，塔釜反应器内装填3层齿叶的催化剂，其中巯基乙酸水溶液进料板为第1块塔板，以150g/h流量进料；异辛醇进料塔板为第29块塔板，以100g/h流量进料；带水剂甲苯进料板为第20块塔板，少量补充进料；有机相回流入塔在第1块塔板，从分相器采出的油相进入反应精馏塔的流率为536g/h，在塔内循环使用。最终，塔釜采出液组分质量分数为巯基乙酸异辛酯45.6%，异辛醇为40.1%，其余为巯基乙酸和水为7%，其中巯基乙酸转化率约为99%。减压精馏塔的工艺参数为：塔板数30，操作温度120~150℃，操作压力为100~150mbar，物料由第15块塔板入塔。操作后，塔顶得到异辛醇，塔釜得到产品巯基乙酸异辛酯纯度≥99.5%。

实施例4 ：

本实施例中的装置结构与实施例1中相同，其不同在于本实施例中未添加甲苯作为带水剂，在较低的真空度下操作，巯基乙酸水溶液原料组成为：巯基乙酸10wt%，水90wt%，工艺参数为：反应精馏塔塔釜操作温度为120℃，操作压力为150mbar，塔釜反应器内装填3层齿叶的催化剂，其中巯基乙酸水溶液进料板为第1块塔板，以200g/h流量进料；异辛醇进料塔板为第29块塔板，以50g/h流量进料；有机相回流入塔在第1块塔板，从分相器采出的油相进入反应精馏塔的流率为536g/h，在塔内循环使用。最终，塔釜采出液组分质量分数为巯基乙酸异辛酯26%，异辛醇为53%，其余为巯基乙酸和水为21%，其中巯基乙酸转化率约为70%。减压精馏塔的工艺参数为：塔板数30，操作温度120~150℃，操作压力为100~150mbar，物料由第15块塔板入塔。操作后，塔顶得到异辛醇，塔釜得到产品巯基乙酸异辛酯纯度≥99.5%。

本发明不局限于上述最佳实施方式，任何人在本发明的启示下都可以得出其他各种形式的反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的方法及其生产装置。凡依本发明申请专利范围所做的均等变化与修饰，皆应属本发明的涵盖范围。

Claims (10)

1.一种反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的方法，其特征在于：塔釜反应器加入初始启动物料：将巯基乙酸水溶液和异辛醇进料入反应精馏塔，巯基乙酸水溶液和异辛醇随重力流进反应精馏塔的塔釜反应器并与固体催化剂接触，带水剂在反应精馏塔中下部入塔，塔釜反应器作为再沸器，带水剂与水的共沸物蒸发气相冷凝进入分相器，分层后有机相回流入反应精馏塔，水相在分相器底部采出；反应精馏塔的塔釜反应器物料进入减压蒸馏塔，进行异辛醇与产品巯基乙酸异辛酯的进一步分离；反应精馏塔与减压精馏塔均在减压条件下操作。

2.根据权利要求1所述的反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的方法，其特征在于：所述反应精馏塔为圆柱体结构，直径10-18cm，高度20-25cm，长径比为1:1；所述塔釜反应器顶部和底部分别设有填料段接口和物料出口，塔釜反应器的内腔设有用于高速旋转的搅拌桨，搅拌桨的长度为13-16cm，占塔釜反应器高度的2/3，可以完成在塔釜反应器内均匀搅拌。

3.根据权利要求2所述的反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的方法，其特征在于：所述固体催化剂为A46阳离子交换树脂，将A46阳离子交换树脂装填入内径为4mm、长度为4-5cm的催化剂布包中，用金属丝网将催化剂布包包裹在搅拌桨的齿叶上，金属丝网通过两端焊接呈包裹在齿叶外周部的环状结构，每片齿叶含有n个催化剂布包，其中n=2-5，齿叶为平直页，搅拌桨的转轴竖向设置并圆周均布有若干片齿叶。

4.根据权利要求1所述的反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的方法，其特征在于：反应精馏塔的工艺参数为：反应精馏塔的内部塔板数为30块，反应精馏塔的塔釜操作温度为120℃，反应精馏塔的塔顶操作温度为40℃，反应精馏塔的操作压力为300-500mbar，其中巯基乙酸水溶液的进料塔板为第1块塔板，异辛醇的进料塔板为第29块塔板，带水剂的进料塔板为第20块塔板，有机相回流入塔在第1块塔板。

5.根据权利要求1所述的反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的方法，其特征在于：减压精馏塔的工艺参数为：减压精馏塔的内部塔板数为30块，减压精馏塔的塔釜操作温度为120-150℃，减压精馏塔的操作压力为100-150mbar，物料由减压精馏塔的第15-20块塔板入塔。

6.一种反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的生产装置，其特征在于：包括反应精馏塔、减压精馏塔、塔釜反应器、第一冷凝器、第二冷凝器、再沸器、第一真空泵、分相器、第二真空泵、装填催化剂的搅拌桨、储液罐、泵A、泵B、泵C、泵D、巯基乙酸水溶液进料管线、异辛醇进料管线、减压精馏塔物料进料管、塔顶产物采出管、塔釜产物采出管。

7.根据权利要求6所述的反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的生产装置，其特征在于：所述巯基乙酸水溶液进料管线与反应精馏塔的顶部连通，所述异辛醇进料管线与反应精馏塔的底部连通，所述第一真空泵经第一管道与反应精馏塔的顶部连通，分相器入口经第二管道与反应精馏塔的顶部连通，所述第一冷凝器位于第二管道上，分相器一出口经设有泵A的有机相管与反应精馏塔的顶部连通，分相器另一出口与设有泵B的水相管连接。

8.根据权利要求7所述的反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的生产装置，其特征在于：所述塔釜反应器的顶部填料段接口与反应精馏塔的底部出口经管体连通，所述塔釜反应器的顶部气口与反应精馏塔的底部气口经气管连通，所述塔釜反应器的底部物料出口经泵C、减压精馏塔物料进料管与减压精馏塔的入口连通，所述第二真空泵经第三管道与减压精馏塔的顶部连通，储液罐入口经设有第二冷凝器的塔顶产物采出管与减压精馏塔的顶部连通，所述储液罐的底部出口经设有泵D的回流管与异辛醇进料管线连通。

9.根据权利要求8所述的反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的生产装置，其特征在于：所述减压精馏塔的底部设有塔釜产物采出管，所述塔釜产物采出管经设有再沸器的循环管体与减压精馏塔的底部入口连通。

10.根据权利要求6所述的反应精馏生产巯基乙酸异辛酯的生产装置，其特征在于：所述塔釜反应器内部设有经电机驱动旋转的搅拌桨，所述搅拌桨包括竖向的转轴，所述转轴的周部至上往下均布有若干层搅拌叶，所述搅拌叶均包括圆周均布的若干根径向延伸的齿板，所述齿板的外周部包裹有环形的金属丝网，金属丝网与齿板之间形成用于夹紧催化剂布包的空间。