CN114160050A - 一种连续生产烷氧基丙烷装置系统及方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供了一种连续生产烷氧基丙烷的装置系统及方法，所述方法包括如下步骤：在填料反应萃取塔内部，原料液在固体酸催化剂的作用下进行缩合反应后，与萃取剂逆流接触得到萃取相；而后，萃取相在产品精制塔中经过共沸精馏后得到目标产物。本发明以改性固体酸为催化剂，配合萃取剂，通过逆流接触实现原位分离脱除副产物水，促进平衡右移，停留时间短，可以提高单程转化率；此外，精馏过程中由于萃取剂的存在，极大地简化产品分离流程，设备数量及能耗显著降低，且萃取剂廉价易得，可直接循环套用，无需后续处理，绿色环保，具有极大的市场竞争优势。

Description

一种连续生产烷氧基丙烷装置系统及方法
技术领域
本发明属于化学合成领域，尤其涉及一种连续生产烷氧基丙烷的装置系统及方法。
背景技术
烷氧基丙烷作为精细化工领域中的一种重要中间体，由于自身独特的化学结构，使其具有反应活性高、吸水性强等特点，常用作脱水剂、保护剂、缩合剂、杀虫剂等，在医药、农药、香料等精细化工领域扮演着重要的角色。
目前，烷氧基丙烷的制备方法主要包括间接法和直接法两种，其中以醇、酮为原料的直接法凭借原料廉价易得，工艺流程简单，更易于实现工业化生产的特点，得到了更多的青睐。醇酮缩合反应是一个可逆放热反应，平衡常数较小，常温下甲醇单程转化率(15％)较低，需通过低温或添加吸水剂的方式促进反应正向移动。
CN 109438196A公开了一种制备2,2-二甲氧基丙烷的方法，所述方法包括：甲醇与丙酮在多塔串联的塔式反应器内共沸进行缩合反应，控制所述塔式反应器的反应压力在700Pa～2.0KPa，塔釜反应温度在2℃～18℃，塔顶收集生成的共沸物，经分离得到2,2-二甲氧基丙烷。所述方法虽然可使转化率得到提高，但转化率受限于塔的个数，且此方法无法获得高纯度产品，采用3塔串联流程产品纯度仅能达到98％，且各塔要求真空度较高，机组等配套设施的投资较高。
除了反应平衡的限制外，烷氧基丙烷的精制过程也制约着当前的发展，如2，2－二甲氧基丙烷(DMOP)的精制。原料醇、酮与产物DMOP三者间互为共沸物，获得高纯度DMOP产品相对较难，且副产物H2O一定程度上会与DMOP发生逆反应，产品收率也受到限制。
专利US4775447公开了一种精制2,2-二甲氧基丙烷的方法。首先，利用共沸精馏脱除甲醇－丙酮，然后补加丙酮破除甲醇－2,2-二甲氧基丙烷共沸，塔釜得到产品2,2-二甲氧基丙烷。该方法除涉及两步共沸精馏外，还需要消耗大量的丙酮，能耗相对较大，且丙酮与2,2-二甲氧基丙烷共沸，会造成部分产品损失，产品收率不高，且最终产品纯度也仅为98％，无法获得更高纯度的产品。
CN 107382682A公开了一种2,2-二甲氧基丙烷的精制方法及装置，所述方法包括以下步骤：S1、将含2，2-二甲氧基丙烷、甲醇、丙酮和水的原料液经共沸塔初步分离，从塔顶采出的丙酮和甲醇的共沸物部分回流至共沸塔；S2、将共沸塔塔底采出的物料引入萃取精馏塔进行萃取精馏，萃取精馏塔塔顶采出的物料引入分层罐，萃取精馏塔塔底采出物料引入甲醇塔：S3、将来自甲醇塔塔底的水部分引入分层罐作为萃取剂循环使用，分层罐中的水相引入萃取精馏塔作为回流，油相引入产品塔；S4、从产品塔底部获得质量分数为99.5％以上的2,2-二甲氧基丙烷，产品塔顶部采出物料进入分层罐，甲醇塔顶部采出甲醇。虽然该方法得到的2,2-二甲氧基丙烷产品纯度(99％)较高，但反应为可逆反应，在萃取过程中以水作为萃取剂，会造成2,2-二甲氧基丙烷逆反应，生成甲醇与丙酮，降低2,2-二甲氧基丙烷的收率，而且该分离过程需要配备4个精馏塔，设备投资费用相对较大。
为了避免水的影响，CN 110304997A提出了一种新的分离方案。采用高吸水性树脂做脱水剂，然后经减压精馏侧线采出产品。该方案产品质量纯度虽较高(99％)，但总收率仅70％，且循环物料中含有较多产品，一定程度上抑制反应正向进行，单程转化率降低。此外，树脂需再生处理，增加系统的复杂性。
综上所述，目前，醇酮直接法合成烷氧基丙烷工艺过程主要难点体现在几下方面：一、反应平衡限制，单程转化率低，且反应温度过低，移热设备要求高，投资大；二、体系中副产水会抑制平衡正向移动，降低反应转化率，同时副产水与产品间互为共沸物，现有分离方案无法直接获得高纯产品；三、原料醇、酮与产品三者间互为共沸物，产品精制过程需采用多次共沸精馏或萃取精馏等方式，分离流程复杂，设备个数较多，投资较大。因此，如何通过现代化学技术从源头解决醇酮直接法合成烷氧基丙烷工艺中存在的上述难点是当前产业化发展中关注的一大焦点。
发明内容
本发明的目的在于提供一种连续生产烷氧基丙烷的装置系统及方法，本发明以醇和羰基化合物为原料，改性固体酸为催化剂，配合萃取剂，利用反应分离相耦合的方式，原位分离连续脱水，打破化学平衡，缩短停留时间，提高单程转化率；同时精馏单元中，由于萃取剂的存在，打破精馏过程中原料与产品间的共沸限制，简化分离流程，实现高纯度烷氧基丙烷的连续生产。
为达到此发明目的，本发明采用以下技术方案：
第一方面，本发明提供了一种连续生产烷氧基丙烷的装置系统，所述装置系统包括依次连接的进料单元、填料反应萃取塔以及产品精制塔；
所述进料单元包括萃取剂进料装置与原料进料装置；
所述萃取剂进料装置与填料反应萃取塔的萃取剂进口相连接；
所述原料进料装置与填料反应萃取塔的原料进口相连接；
所述填料反应萃取塔的物料出口与产品精制塔的物料进口相连接。
本发明所述萃取剂与原料的进料位置与萃取剂的选择有关，并不限定萃取剂进口在填料反应萃取塔的塔底，原料进口设置于填料反应萃取塔的塔顶。
采用本发明所述装置系统中的填料反应萃取塔，原料液在所述填料反应萃取塔中进行缩合反应的同时，通入萃取剂，萃取剂和原料液以及反应产物进行逆流接触，完成萃取，得到萃取相(所述过程即为反应分离相耦合的方式)。萃取相进入产品精制塔内进行精馏，经过精馏分离萃取相中的目标产物以及原料。
本发明通过逆流接触实现原位分离脱除副产物水，促进平衡右移，停留时间短，可以提高单程转化率。原位分离还可以清理填料反应萃取塔中填料的孔道，解决非均相催化反应后期传质效率下降的问题。
优选地，所述萃取剂进料装置包括依次连接的萃取剂储罐、萃取剂输送泵以及萃取剂换热器。
优选地，所述萃取剂换热器的出口与填料反应萃取塔塔底的萃取剂进口相连接。
优选地，所述原料进料装置包括醇储罐、羰基化合物储罐以及原料换热器。
优选地，所述醇储罐通过醇输送泵与原料换热器相连接。
优选地，所述羰基化合物储罐通过羰基化合物输送泵与原料换热器相连接。
所述羰基化合物储罐用来储存醛或者酮。
优选地，所述原料换热器的出口与填料反应萃取塔塔顶的原料进口相连接。
优选地，所述填料反应萃取塔的外壁设置有夹套。
优选地，所述填料反应萃取塔的高度为800-1200mm，例如可以是800mm、850mm、900mm、950mm、1000mm、1050mm、1100mm、1150mm或1200mm，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述填料反应萃取塔的内径为50-80mm，例如可以是50mm、55mm、60mm、65mm、70mm、75mm或80mm，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用。
本发明所述填料反应萃取塔的塔底设置有废水输出管道，用来排出缩合反应过程中产出的水。
优选地，所述产品精制塔的塔顶设置有塔顶冷凝器以及塔顶回流罐。
优选地，所述塔顶冷凝器的出口与塔顶回流罐的入口相连接。
优选地，所述塔顶回流罐的出口通过塔顶循环泵与产品精制塔顶部的回流液入口相连接。
优选地，所述产品精制塔的塔顶出口与塔顶冷凝器的入口相连接。
本发明所述产品精制塔的塔顶设置有塔顶冷凝器，物料经过塔顶循环泵一部分回流至产品精制塔顶部的回流液入口，一部分输送至填料萃取塔底部萃取剂进料口循环套用。
优选地，所述产品精制塔的底部设置有再沸器。
优选地，所述再沸器顶部出口与产品精制塔底部的回流液入口相连接。
优选地，所述产品精制塔的底部出口通过塔釜采出泵与再沸器入口相连接。
优选地，所述塔釜采出泵与再沸器之间设置有产品输出管道。
优选地，所述产品精制塔包括板式精馏塔或填料精馏塔。
优选地，所述产品精制塔的理论板数为30-55，例如可以是30、32、34、36、38、40、45或50，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用；优选为40-50。
第二方面，本发明提供了一种连续生产烷氧基丙烷方法，所述方法采用第一方面所述的连续生产烷氧基丙烷的装置系统进行，所述方法包括如下步骤：
(1)在填料反应萃取塔内部，原料液在固体酸催化剂的作用下进行缩合反应，得到反应产物和水；
(2)在填料反应萃取塔内部，萃取剂与步骤(1)所得反应产物逆流接触，萃取后得到萃取相；
(3)将步骤(2)所得萃取相在产品精制塔中进行共沸精馏，得到目标产物。
本发明所述缩合反应与萃取同时进行，通过逆流接触实现原位分离脱除副产物水，促进平衡右移，停留时间短，可以提高单程转化率。原位分离还可以清理填料反应萃取塔中填料的孔道，解决非均相催化反应后期传质效率下降的问题。
优选地，步骤(1)所述原料液包括醇和羰基化合物的混合物。
优选地，所述羰基化合物包括醛或酮。
本发明所述醇和羰基化合物的摩尔比为1:4-4:1，例如可以是1:1、1:2、2:1、1:4或4:1，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用，进一步优选为2:1。
示例性的，所述醇包括甲醇、乙醇、乙二醇、丙醇、异丙醇、丁醇或异丁醇中的任意一种或至少两种的组合，典型但非限制性的组合包括甲醇、乙醇和乙二醇的组合，乙二醇、丙醇和异丙醇的组合，乙醇、乙二醇、丙醇和异丙醇的组合，或乙二醇、丙醇、异丙醇、丁醇和异丁醇的组合。
示例性的，所述酮包括丙酮和/或丁酮。
示例性的，所述醛包括甲醛、乙醛、丙醛或异丁醛中的任意一种或至少两种的组合，典型但非限制性的组合包括甲醛和乙醛的组合，甲醛、乙醛和丙醛的组合，甲醛、乙醛、丙醛和异丁醛的组合，或乙醛和异丁醛的组合。
优选地，步骤(1)所述缩合反应的温度为0-50℃，例如可以是0℃、5℃、10℃、20℃、25℃、30℃、35℃、40℃、45℃或50℃，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用；优选为5-25℃。
优选地，步骤(1)所述原料液的温度与缩合反应的温度相同。
本发明所述原料液经过换热器换热后达到一定的温度，而后进入填料反应萃取塔内部进行缩合反应。
优选地，步骤(1)所述固体酸催化剂包括填料型金属掺杂改性固体酸催化剂。
优选地，所述填料型金属掺杂改性固体酸催化剂的载体包括阳极氧化铝。
优选地，所述填料型金属掺杂改性固体酸催化剂中的固体酸包括SO4 2-/ZrO2、SO4 2-/TiO2、SO4 2-/Fe2O3、SO4 2-/Al2O3中的任意一种或至少两种的组合，优选为SO4 2-/ZrO2。
优选地，所述填料型金属掺杂改性固体酸催化剂中金属掺杂元素包括稀土元素、铁或铝中的任意一种或至少两种的组合，优选为La。
示例性的，本发明所述固体酸催化剂包括SO4 2-/ZrO2-La2O3超强固体酸催化剂。
本发明所述固体酸催化剂为填料型金属掺杂改性固体酸催化剂，以阳极氧化铝为填料型载体，通过浸渍-焙烧法引入相应活性组分制成填料负载型固体酸催化剂，同时兼顾催化及填料功能。
本发明提供的固体酸催化剂设置于填料反应萃取塔内部，既用于缩合反应，也兼顾填料功能。
优选地，步骤(2)所述萃取剂的温度与步骤(1)所述缩合反应的温度相同。
本发明所述萃取剂经过换热器换热后达到一定的温度，而后进入填料反应萃取塔内部进行萃取。
本发明原料液、萃取剂以及缩合反应的温度过高，则会导致化学平衡受限，转化率降低，且脱水效果降低，温度过低(低于0℃)，虽然转化率略有提升，但需不断给体系移热，设备能耗要求高，且温度过低存在管道结冰的风险。
优选地，步骤(2)所述萃取剂与步骤(1)所述原料液的质量比为0.5:1-6:1，例如可以是0.5:1、1:1、2:1、3:1、4:1、5:1或6:1，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用；优选为1:1-4:1。
本发明提供的萃取剂与原料液的质量比为0.5:1-6:1，过低则会使得脱水效果变差，少量水会进入后续分离系统，降低产品的纯度；若质量比过高，虽然对脱水效果无影响，但后续精馏系统能耗相对较高。
优选地，步骤(2)所述萃取剂包括四氯化碳、氯仿、正戊烷、异戊烷、环戊烷、石油醚、正己烷、环己烷、异辛烷、庚烷、三甲基戊烷、壬烷或癸烷中的任意一种或至少两种的组合，典型但非限制性的组合包括四氯化碳和氯仿的组合，正戊烷、异戊烷和环戊烷的组合，正己烷、环己烷、异辛烷和庚烷的组合，或石油醚、正己烷、环己烷、异辛烷、庚烷、三甲基戊烷、壬烷和癸烷的组合；优选为正己烷。
当本发明所述萃取剂选择四氯化碳和/或氯仿时，萃取剂入口设置于填料反应萃取塔的塔顶。
本发明所述萃取剂在反应及精馏单元均具有重要作用，反应过程中可不断提取原料及反应物，连续自动脱水，打破平衡限制，促进向右移动，提高反应转化率，同时将反应温度由低温扩展至常温，操作普适性增强；精馏单元，由于萃取剂的存在，打破原有体系的共沸限制，简化产品与原料的分离流程，降低设备投资及能耗。
例如，在2,2二甲氧基丙烷体系中，原料甲醇，丙酮及产品2,2二甲氧基丙烷三者间两两互为共沸物，若得到纯度较高的产品需破除产品与原料间的共沸问题，通常会采用多次共沸精馏或者萃取精馏等手段得到产品，一般这个过程中所用精馏塔的个数3～4个，而发明所选的萃取剂可以打破产品与原料间的共沸限制，同时又不与产品共沸，容易与产品分离，一个塔即可实现分离过程，由4塔简化为1塔操作，流程得到简化，同时减小设备个数，降低投资成本(如正己烷，其与甲醇和丙酮分别互为共沸物，而不与2,2-二甲氧基丙烷共沸，采用一个精馏塔，塔顶脱正己烷与甲醇丙酮的共沸物，塔釜得到产品)。
优选地，步骤(3)所述共沸精馏过程中塔顶温度为26-76℃，例如可以是26℃、30℃、40℃、45℃、50℃、55℃、60℃、65℃、70℃、75℃或76℃，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用。
本发明所述精馏过程中塔顶温度与萃取剂的选择有关。
优选地，步骤(3)所述共沸精馏过程中塔釜温度为79-81℃，例如可以是79℃、79.5℃、80℃、80.5℃或81℃，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，步骤(3)所述共沸精馏过程中的回流比为1-10，例如可以是1、2、3、4、5、6、7、8、9或10，但不限于所列举的数值，数值范围内其他未列举的数值同样适用；优选为1-5。
作为本发明第二方面所述方法的优选技术方案，所述方法包括如下步骤：
(1)在填料反应萃取塔内部，原料液在固体酸催化剂的作用下，在0-50℃的温度下进行缩合反应，得到反应产物和水；所述原料液包括醇和羰基化合物的混合物；所述羰基化合物包括醛或酮；
(2)在填料反应萃取塔内部，萃取剂与步骤(1)所得反应产物逆流接触，萃取后得到萃取相；所述萃取剂与步骤(1)所述原料液的质量比为0.5:1-6:1；
(3)将步骤(2)所得萃取相在产品精制塔中进行共沸精馏，得到目标产物；所述共沸精馏过程中塔顶温度为25-76℃，塔釜温度为79-81℃，回流比为1-10。
本发明所述的数值范围不仅包括上述例举的点值，还包括没有例举出的上述数值范围之间的任意的点值，限于篇幅及出于简明的考虑，本发明不再穷尽列举所述范围包括的具体点值。
相对于现有技术，本发明具有以下有益效果：
(1)本发明采用的萃取剂在缩合反应和精馏过程中均体现出重要的作用，既可打破平衡限制，提高转化率及产品选择性，又可解决精馏中产品共沸问题，简化产品分离流程；
(2)本发明采用填料反应萃取塔实现反应与萃取过程的耦合，通过原料萃取剂间的连续逆流接触，以原位萃取方式将产物与副产水分离，简化脱水流程，避免脱水剂的利用，绿色环保，能耗极低；
(3)本发明提供的填料反应萃取塔与传统釜式反应器相比可减少搅拌桨等动设备的使用；与固定床反应器相比，又可降低反应过程中催化剂的流失问题；
(4)本发明所述缩合反应与精馏过程的操作条件简单温和，可避免传统烷氧基丙烷生产过程中超低温或高真空的操作条件，操作可行性更强，设备投资及能耗低；
(5)本发明提供的填料型金属掺杂改性固体酸催化剂，催化剂固体表面酸位中心强度及密度高，催化剂活性及稳定性较传统固体酸或液体酸强，选择性较高，且可重复套用；
(6)本发明在填料反应萃取塔中进行萃取时，可以及时清理催化剂孔道，解决非均相催化反应后期传质效率下降的问题，延长催化剂的套用周期；
(7)本发明提供的料型金属掺杂改性固体酸催化剂兼顾催化剂及填料两种功能，在催化反应的同时，增强传质效果，从而使反应萃取效率显著提升；
(8)本发明提供的连续生产烷氧基丙烷的方法中使用的原料液和萃取剂廉价易得，可直接循环套用，无需后续处理；且所述生产方法仅排放少量副产水，绿色环保，具有极大的市场竞争优势。
附图说明
图1是本发明实施例1提供的连续生产烷氧基丙烷的装置系统的示意图。
其中，1为萃取剂储罐，2为萃取剂输送泵，3为萃取剂换热器，4为醇储罐，5为醇输送泵，6为羰基化合物储罐，7为羰基化合物输送泵，8为原料换热器，9为填料反应萃取塔，10为产品精制塔，11为塔顶冷凝器，12为塔顶回流罐，13为塔顶循环泵，14为塔釜采出泵，15为再沸器。
具体实施方式
下面通过具体实施方式来进一步说明本发明的技术方案。本领域技术人员应该明了，所述实施例仅仅是帮助理解本发明，不应视为对本发明的具体限制。
实施例1
本实施例提供了一种如图1所示的连续生产烷氧基丙烷的装置系统，所述装置系统包括依次连接的进料单元、填料反应萃取塔9以及产品精制塔10；
所述进料单元包括萃取剂进料装置与原料进料装置；
所述萃取剂进料装置与填料反应萃取塔9塔底的萃取剂进口相连接；
所述原料进料装置与填料反应萃取塔9塔顶的原料进口相连接；
所述填料反应萃取塔9的物料出口与产品精制塔10的物料进口相连接。
所述萃取剂进料装置包括依次连接的萃取剂储罐1、萃取剂输送泵2以及萃取剂换热器3；所述萃取剂换热器3的出口与填料反应萃取塔9塔底的萃取剂进口相连接。
所述原料进料装置包括醇储罐4、羰基化合物储罐6以及原料换热器8；所述醇储罐4通过醇输送泵5与原料换热器8相连接；所述羰基化合物储罐6通过羰基化合物输送泵7与原料换热器8相连接；所述原料换热器8的出口与填料反应萃取塔9塔顶的原料进口相连接。
所述填料反应萃取塔9的塔底设置有废水输出管道；所述填料反应萃取塔9的外壁设置有夹套。
所述产品精制塔10的塔顶设置有塔顶冷凝器11以及塔顶回流罐12；所述塔顶冷凝器10的出口与塔顶回流罐11的入口相连接；所述塔顶回流罐12的出口通过塔顶循环泵13与产品精制塔10顶部的回流液入口相连接；所述产品精制塔10的塔顶出口与塔顶冷凝器11的入口相连接。
所述产品精制塔10的底部设置有再沸器15；所述再沸器15顶部出口与产品精制塔10底部的回流液入口相连接；所述产品精制塔10的底部出口通过塔釜采出泵14与再沸器15入口相连接；所述塔釜采出泵14与再沸器15之间设置有产品输出管道。
所述产品精制塔10为板式精馏塔；所述板式精馏塔的理论板数为40；所述填料反应萃取塔9的高度为1000mm；所述填料反应萃取塔9的内径为80mm。
实施例2
本实施例提供了一种连续生产烷氧基丙烷的装置系统，所述装置系统除将板式精馏塔的理论板数更换为55，其余均与实施例1相同。
实施例3
本实施例提供了一种连续生产烷氧基丙烷的装置系统，所述装置系统除将板式精馏塔更改为填料式精馏塔，且所述填料式精馏塔的理论板数更换为50，其余均与实施例1相同。
实施例4
本实施例提供了一种连续生产烷氧基丙烷的装置系统，所述装置系统除将料反应萃取塔9的萃取剂进口设置于塔顶，原料进口设置于塔底，其余均与实施例1相同。
对比例1
本对比例提供了一种连续生产烷氧基丙烷的装置系统，所述装置系统除将产品精制塔10更换为依次连接设置的醇-酮脱除塔、产品-副产物分离塔以及酮回收塔。
所述醇-酮脱除塔的理论板数为45；所述产品-副产物分离塔的理论板数为40；所述酮回收塔的理论板数为50。
应用例1
本应用例采用实施例1提供的连续生产烷氧基丙烷的装置系统进行连续生产烷氧基丙烷，所述连续生产烷氧基丙烷的方法包括如下步骤：
(1)在填料反应萃取塔内部，原料液在SO4 2-/ZrO2-La2O3超强固体酸催化剂的作用下，在25℃的温度下进行缩合反应，得到反应产物和水；所述原料液为甲醇和羰基化合物的混合物；所述羰基化合物为丙酮；所述甲醇和丙酮的摩尔比为2:1；所述原料液的总进料量为20mL/min；所述原料液经过原料换热器8换热至25℃后通入填料反应萃取塔内部；
(2)在填料反应萃取塔内部，正己烷与步骤(1)所得反应产物逆流接触，萃取后得到萃取相；所述正己烷与步骤(1)所述原料液的质量比为1.5:1；所述正己烷经过萃取剂换热器3换热至25℃后通入填料反应萃取塔内部；
(3)将步骤(2)所得萃取相在产品精制塔中进行共沸精馏，得到目标产物；所述共沸精馏过程中塔顶温度为53℃，塔釜温度为80℃，回流比为4.3。
本应用例所述目标产物为2,2-二甲氧基丙烷。
应用例2
本应用例采用实施例4提供的连续生产烷氧基丙烷的装置系统进行连续生产烷氧基丙烷，所述连续生产烷氧基丙烷的方法包括如下步骤：
(1)在填料反应萃取塔内部，原料液在SO4 2-/ZrO2-La2O3超强固体酸催化剂的作用下，在0℃的温度下进行缩合反应，得到反应产物和水；所述原料液为甲醇和羰基化合物的混合物；所述羰基化合物为丙酮；所述甲醇和丙酮的摩尔比为2:1；所述原料液的总进料量为20mL/min；所述原料液经过原料换热器8换热至0℃后通入填料反应萃取塔内部；
(2)在填料反应萃取塔内部，四氯化碳与步骤(1)所得反应产物逆流接触，萃取后得到萃取相；所述四氯化碳与步骤(1)所述原料液的质量比为0.5:1；所述四氯化碳经过萃取剂换热器3换热至0℃后通入填料反应萃取塔内部；
(3)将步骤(2)所得萃取相在产品精制塔中进行共沸精馏，得到目标产物；所述共沸精馏过程中塔顶温度为76.14℃，塔釜温度为79℃，回流比为10。
本应用例所述目标产物为2,2-二甲氧基丙烷。
应用例3
本应用例采用实施例1提供的连续生产烷氧基丙烷的装置系统进行连续生产烷氧基丙烷，所述连续生产烷氧基丙烷的方法包括如下步骤：
(1)在填料反应萃取塔内部，原料液在SO4 2-/ZrO2-La2O3超强固体酸催化剂的作用下，在50℃的温度下进行缩合反应，得到反应产物和水；所述原料液为甲醇和羰基化合物的混合物；所述羰基化合物为丙酮；所述甲醇和丙酮的摩尔比为2:1；所述原料液的总进料量为20mL/min；所述原料液经过原料换热器8换热至50℃后通入填料反应萃取塔内部；
(2)在填料反应萃取塔内部，三甲基戊烷与步骤(1)所得反应产物逆流接触，萃取后得到萃取相；所述三甲基戊烷与步骤(1)所述原料液的质量比为6:1；所述三甲基戊烷经过萃取剂换热器3换热至50℃后通入填料反应萃取塔内部；
(3)将步骤(2)所得萃取相在产品精制塔中进行共沸精馏，得到目标产物；所述共沸精馏过程中塔顶温度为63℃，塔釜温度为79℃，回流比为1。
本应用例所述目标产物为2,2-二甲氧基丙烷。
应用例4
本应用例采用实施例1提供的连续生产烷氧基丙烷的装置系统进行连续生产烷氧基丙烷，所述连续生产烷氧基丙烷的方法包括如下步骤：
(1)在填料反应萃取塔内部，原料液在SO4 2-/ZrO2-La2O3超强固体酸催化剂的作用下，在5℃的温度下进行缩合反应，得到反应产物和水；所述原料液为甲醇和羰基化合物的混合物；所述羰基化合物为丙酮；所述甲醇和丙酮的摩尔比为2:1；所述原料液的总进料量为20mL/min；所述原料液经过原料换热器8换热至5℃后通入填料反应萃取塔内部；
(2)在填料反应萃取塔内部，正己烷与步骤(1)所得反应产物逆流接触，萃取后得到萃取相；所述正己烷与步骤(1)所述原料液的质量比为2:1；所述正己烷经过萃取剂换热器3换热至5℃后通入填料反应萃取塔内部；
(3)将步骤(2)所得萃取相在产品精制塔中进行共沸精馏，得到目标产物；所述共沸精馏过程中塔顶温度为50℃，塔釜温度为80℃，回流比为2.2。
本应用例所述目标产物为2,2-二甲氧基丙烷。
应用例5
本应用例采用实施例1提供的连续生产烷氧基丙烷的装置系统进行连续生产烷氧基丙烷，所述连续生产烷氧基丙烷的方法除将步骤(2)所述萃取剂与原料液的质量比更改为8:1，将步骤(3)所述共沸精馏过程中塔顶温度更改为68℃，塔釜温度更改为79℃，其余均与应用例1相同。
本应用例所述目标产物为2,2-二甲氧基丙烷。
应用例6
本应用例采用实施例1提供的连续生产烷氧基丙烷的装置系统进行连续生产烷氧基丙烷，所述连续生产烷氧基丙烷的方法除将步骤(1)所述缩合反应的温度更改为60℃，其余均与应用例1相同。
本应用例所述目标产物为2,2-二甲氧基丙烷。
应用例7
本应用例采用实施例1提供的连续生产烷氧基丙烷的装置系统进行连续生产烷氧基丙烷，所述连续生产烷氧基丙烷的方法除将步骤(1)所述SO4 2-/ZrO2-La2O3超强固体酸催化剂更换为未改性的固体酸催化剂(磺酸树脂)，其余均与应用例1相同。
本应用例所述目标产物为2,2-二甲氧基丙烷。
应用例8
本应用例采用实施例2提供的连续生产烷氧基丙烷的装置系统进行连续生产烷氧基丙烷，所述连续生产烷氧基丙烷的方法与应用例1相同。
本应用例所述目标产物为2,2-二甲氧基丙烷。
应用例9
本应用例采用实施例3提供的连续生产烷氧基丙烷的装置系统进行连续生产烷氧基丙烷，所述连续生产烷氧基丙烷的方法与应用例1相同。
本应用例所述目标产物为2,2-二甲氧基丙烷。
对比应用例1
本对比应用例采用对比例1提供的连续生产烷氧基丙烷的装置系统进行连续生产烷氧基丙烷，所述连续生产烷氧基丙烷的方法包括如下步骤：
(1)在填料反应萃取塔内部，原料液在SO4 2-/ZrO2-La2O3超强固体酸催化剂的作用下，在25℃的温度下进行缩合反应，得到反应产物和水；所述原料液为甲醇和羰基化合物的混合物；所述羰基化合物为丙酮；所述甲醇和丙酮的摩尔比为2:1；所述原料液的总进料量为20mL/min；所述原料液经过原料换热器8换热至25℃后通入填料反应萃取塔内部；
(2)步骤(1)所得反应产物依次经过醇-酮脱除塔、产品-副产物分离塔以及酮回收塔；所述醇-酮脱除塔中以丙酮为共沸剂，丙酮的补加量与步骤(1)所述甲醇的质量比为3.5:1，回流比为7.3，塔顶温度为55℃，塔釜温度为82.5℃，操作压力为常压；所述产品-副产物分离塔中操作压力为常压，回流比为5，塔顶温度为80℃，塔釜温度为88℃；所述酮回收塔中操作压力为7.5bar，回流比为7.5，塔顶温度为122℃，塔釜温度为130℃。
本应用例所述目标产物为2,2-二甲氧基丙烷。
应用例1-9以及对比应用例1所述反应过程中甲醇的单程转化率、选择性，以及产品的纯度和总收率如表1所示。
表1
反应转化率/％ 选择性/％ 产品总收率/％ 产品纯度/％
应用例1 42.6 98.5 98.2 99.5
应用例2 41.8 98.2 97.8 99
应用例3 40.8 98 97.1 98.5
应用例4 46.8 99 98.4 99.2
应用例5 43.6 98.8 98.1 99.5
应用例6 40.8 98.1 98 99.3
应用例7 35 97.2 96.5 97
应用例8 42.6 98.5 99 99.9
应用例9 42.6 98.5 98.8 99.7
对比应用例1 32.2 97.8 96.7 97.3
由表1可知，本发明采用的一种高纯度烷氧基丙烷的连续生产方法，提高反应转化率及选择性同时，产品总收率及纯度也得到明显较高。
综上所述，本发明以改性固体酸为催化剂，配合萃取剂，通过逆流接触实现原位分离脱除副产物水，促进平衡右移，停留时间短，可以提高单程转化率；此外，精馏过程中由于萃取剂的存在，极大地简化产品分离流程，设备数量及能耗显著降低，且萃取剂廉价易得，可直接循环套用，无需后续处理，绿色环保，具有极大的市场竞争优势。
申请人声明，以上所述仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，所属技术领域的技术人员应该明了，任何属于本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到的变化或替换，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。

Claims (10)

1.一种连续生产烷氧基丙烷的装置系统，其特征在于，所述装置系统包括依次连接的进料单元、填料反应萃取塔以及产品精制塔；
所述进料单元包括萃取剂进料装置与原料进料装置；
所述萃取剂进料装置与填料反应萃取塔的萃取剂进口相连接；
所述原料进料装置与填料反应萃取塔的原料进口相连接；
所述填料反应萃取塔的物料出口与产品精制塔的物料进口相连接。
2.根据权利要求1所述连续生产烷氧基丙烷的装置系统，其特征在于，所述萃取剂进料装置包括依次连接的萃取剂储罐、萃取剂输送泵以及萃取剂换热器；
优选地，所述萃取剂换热器的出口与填料反应萃取塔塔底的萃取剂进口相连接；
优选地，所述原料进料装置包括醇储罐、羰基化合物储罐以及原料换热器；
优选地，所述醇储罐通过醇输送泵与原料换热器相连接；
优选地，所述羰基化合物储罐通过羰基化合物输送泵与原料换热器相连接；
优选地，所述原料换热器的出口与填料反应萃取塔塔顶的原料进口相连接；
优选地，所述填料反应萃取塔的塔底设置有废水输出管道；
优选地，所述填料反应萃取塔的外壁设置有夹套；
优选地，所述填料反应萃取塔的高度为800-1200mm；
优选地，所述填料反应萃取塔的内径为50-80mm。
3.根据权利要求1或2所述连续生产烷氧基丙烷的装置系统，其特征在于，所述产品精制塔的塔顶设置有塔顶冷凝器以及塔顶回流罐；
优选地，所述塔顶冷凝器的出口与塔顶回流罐的入口相连接；
优选地，所述塔顶回流罐的出口通过塔顶循环泵与产品精制塔顶部的回流液入口相连接；
优选地，所述产品精制塔的塔顶出口与塔顶冷凝器的入口相连接；
优选地，所述产品精制塔的底部设置有再沸器；
优选地，所述再沸器顶部出口与产品精制塔底部的回流液入口相连接；
优选地，所述产品精制塔的底部出口通过塔釜采出泵与再沸器入口相连接；
优选地，所述塔釜采出泵与再沸器之间设置有产品输出管道。
4.根据权利要求1-3任一项所述连续生产烷氧基丙烷的装置系统，其特征在于，所述产品精制塔包括板式精馏塔或填料精馏塔；
优选地，所述产品精制塔的理论板数为30-55，优选为40-50。
5.一种利用权利要求1-4任一项所述的连续生产烷氧基丙烷的装置系统连续生产烷氧基丙烷的方法，其特征在于，所述方法包括如下步骤：
(1)在填料反应萃取塔内部，原料液在固体酸催化剂的作用下进行缩合反应，得到反应产物和水；
(2)在填料反应萃取塔内部，萃取剂与步骤(1)所得反应产物逆流接触，萃取后得到萃取相；
(3)将步骤(2)所得萃取相在产品精制塔中进行共沸精馏，得到目标产物。
6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述原料液包括醇和羰基化合物的混合物；
优选地，所述羰基化合物包括醛或酮；
优选地，步骤(1)所述缩合反应的温度为0-50℃，优选为5-25℃；
优选地，步骤(1)所述原料液的温度与缩合反应的温度相同。
7.根据权利要求5或6所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述固体酸催化剂包括填料型金属掺杂改性固体酸催化剂；
优选地，所述填料型金属掺杂改性固体酸催化剂的载体包括阳极氧化铝；
优选地，所述填料型金属掺杂改性固体酸催化剂中的固体酸包括SO4 2-/ZrO2、SO4 2-/TiO2、SO4 2-/Fe2O3、SO4 2-/Al2O3中的任意一种或至少两种的组合，优选为SO4 2-/ZrO2；
优选地，所述填料型金属掺杂改性固体酸催化剂中金属掺杂元素包括稀土元素、铁或铝中的任意一种或至少两种的组合，优选为La。
8.根据权利要求5-7任一项所述的方法，其特征在于，步骤(2)所述萃取剂的温度与步骤(1)所述缩合反应的温度相同；
优选地，步骤(2)所述萃取剂与步骤(1)所述原料液的质量比为0.5:1-6:1，优选为1:1-4:1；
优选地，步骤(2)所述萃取剂包括四氯化碳、氯仿、正戊烷、异戊烷、环戊烷、石油醚、正己烷、环己烷、异辛烷、庚烷、三甲基戊烷、壬烷或癸烷中的任意一种或至少两种的组合，优选为正己烷。
9.根据权利要求5-8任一项所述的方法，其特征在于，步骤(3)所述共沸精馏过程中塔顶温度为25-76℃；
优选地，步骤(3)所述共沸精馏过程中塔釜温度为79-81℃；
优选地，步骤(3)所述共沸精馏过程中的回流比为1-10，优选为1-5。
10.根据权利要求5-9任一项所述的方法，其特征在于，所述方法包括如下步骤：
(1)在填料反应萃取塔内部，原料液在固体酸催化剂的作用下，在0-50℃的温度下进行缩合反应，得到反应产物和水；所述原料液包括醇和羰基化合物的混合物；所述羰基化合物包括醛或酮；
(2)在填料反应萃取塔内部，萃取剂与步骤(1)所得反应产物逆流接触，萃取后得到萃取相；所述萃取剂与步骤(1)所述原料液的质量比为0.5:1-6:1；
(3)将步骤(2)所得萃取相在产品精制塔中进行共沸精馏，得到目标产物；所述共沸精馏过程中塔顶温度为25-76℃，塔釜温度为79-81℃，回流比为1-10。
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Citations (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2837575A (en) * 1958-06-03 Preparation of ketals
DE2019428A1 (de) * 1970-04-22 1971-11-11 Bayer Ag Verfahren zur Herstellung von 1,2-Diacetoxy-propan
DE3301719A1 (de) * 1983-01-20 1984-07-26 Basf Ag, 6700 Ludwigshafen Verfahren zur herstellung von 2,2-dialkoxypropanen
US4501645A (en) * 1983-11-01 1985-02-26 Lloyd Berg Separation of methanol from acetone by extractive distillation
SU1227619A1 (ru) * 1982-10-26 1986-04-30 Предприятие П/Я Р-6913 Способ выделени 2,2-диметоксипропана
CN103772167A (zh) * 2014-01-08 2014-05-07 浙江胡涂硅有限公司 一种2，2-二甲氧基丙烷的制备方法
CN108238858A (zh) * 2017-12-27 2018-07-03 成都惠斯顿科技有限公司 萃取剂2-甲基-2-甲氧基丙烷的生产装置
CN109438196A (zh) * 2018-11-05 2019-03-08 山东新和成维生素有限公司 一种制备2,2-二甲氧基丙烷的方法
CN110304997A (zh) * 2018-03-20 2019-10-08 中国石油化工股份有限公司 一种2,2-二甲氧基丙烷的生产方法

Patent Citations (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2837575A (en) * 1958-06-03 Preparation of ketals
DE2019428A1 (de) * 1970-04-22 1971-11-11 Bayer Ag Verfahren zur Herstellung von 1,2-Diacetoxy-propan
SU1227619A1 (ru) * 1982-10-26 1986-04-30 Предприятие П/Я Р-6913 Способ выделени 2,2-диметоксипропана
DE3301719A1 (de) * 1983-01-20 1984-07-26 Basf Ag, 6700 Ludwigshafen Verfahren zur herstellung von 2,2-dialkoxypropanen
US4501645A (en) * 1983-11-01 1985-02-26 Lloyd Berg Separation of methanol from acetone by extractive distillation
CN103772167A (zh) * 2014-01-08 2014-05-07 浙江胡涂硅有限公司 一种2，2-二甲氧基丙烷的制备方法
CN108238858A (zh) * 2017-12-27 2018-07-03 成都惠斯顿科技有限公司 萃取剂2-甲基-2-甲氧基丙烷的生产装置
CN110304997A (zh) * 2018-03-20 2019-10-08 中国石油化工股份有限公司 一种2,2-二甲氧基丙烷的生产方法
CN109438196A (zh) * 2018-11-05 2019-03-08 山东新和成维生素有限公司 一种制备2,2-二甲氧基丙烷的方法

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