CN114409541A - 一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统，包括分离精制单元以及与分离精制单元相耦合的鼓泡反应器(R1)；用于制备丙酸酯类产品(L6)的气相反应原料(G1)与液相反应原料(L1)在鼓泡反应器(R1)中进行羰基化反应，生成的含有丙酸酯类的物料(L2)经分离精制单元进行分离、提纯以制得丙酸酯类产品(L6)。与现有技术相比，本发明通过鼓泡反应器，使得气液两相接触更加充分，促进气液两相反应速率，提高原料转化率；通过膜基固液分离器降低了返回反应器物料中失活催化剂的含量，且可以实现失活催化剂的富集和再生，也提高了催化剂的利用率。
Description
技术领域
本发明涉及乙烯羰基化制丙酸酯类技术领域，尤其是涉及一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统。
背景技术
丙酸甲酯(MP)为微溶于水，可混溶于乙醇、乙醚的无色透明液体，具有酯的一般性质。作为有机合成工业的重要原料，丙酸甲酯可通过酯交换法合成丙酸乙酯、丙酸苄酯等用于制酒和香精工业生产，同时它也是一种高品位的食品、化妆品的溶剂和防腐添加剂。
根据原料及生成产物途径的不同，将丙酸甲酯传统的制备工艺分为两种：合成丙酸过程联产丙酸酯工艺、直接催化酯化合成丙酸甲酯工艺。联产丙酸酯的工艺分为乙烯氢酯基化工艺和醇类羰基化工艺。由于乙烯作为广泛使用的化学原料，乙烯氢酯基化工艺受到了人们大量关注，其中一条路线用CO+CH3OH作羰基化试剂，该反应式为：
1987年，Hidai采用过渡金属钌-碘化物为催化剂进行实验，反应结果显示此反应中乙烯的转化率和丙酸甲酯的收率较高，。但是该催化体系反应条件仍然较为苛刻，反应效果还与溶剂有关。后来又发现了钯(II)/膦/酸催化体系具有极高的活性，使其具备可能的工业化价值。
但是目前，该工艺路线均是将一氧化碳、乙烯以及甲醇在高压反应釜中反应生成丙酸甲酯，例如中国专利CN103319337A公开的一种乙烯合成丙酸甲酯的方法，通过将反应原料密封在密闭的高压釜中，进行反应来制取丙酸甲酯。中国专利CN111253258A公开的乙烯均相氢酯基化合成丙酸甲酯的方法，在钛材高压反应釜中进行，将钯主催化剂、金属离子助催化剂、酸性助剂、配体有机磷化合物、甲醇、溶剂依次加入反应釜中，密封反应釜，然后使用乙烯和一氧化碳混合气置换反应釜中空气，充压至0.5MPa，缓慢放空，重复置换三次，完成置换后通入乙烯和一氧化碳混合气使反应系统压力达到0.5～1.5MPa，开启搅拌和加热，搅拌转速控制在250～400rpm，使反应液快速升温至反应温度70～110℃，补充乙烯和一氧化碳混合气至反应压力为1.5～4.5MPa，维持恒定，待温度和压力都达到设定值时反应开始，反应时间为90分钟时取样，通过气相色谱测定各组分的含量。本发明申请人发现，一氧化碳以及乙烯在溶液中的溶解度较低；同时，反应釜搅拌，使得气液两相不能充分接触，一定程度上影响反应速率。
中国专利CN104529765A公开了一种生产丙酸甲酯的反应装置和方法，该反应装置包括静态混合器、羰基化反应器、闪蒸器、脱轻塔、催化剂回收反应器和液液分离塔。对羰基化应器排出的含有焦油的产物进行闪蒸分离；采用脱轻塔对反应过程中生成的低分子量副产物进行分离；闪蒸器出来的部分重相(约2/3)循环进入羰基化反应器，部分(约1/3)送入催化剂回收反应器，催化剂回收反应器中加入去离子水，采用高温水萃取进入催化剂回收反应器的重相中的贵金属离子、甲醇、丙酸和丙酸甲酯，使重相中的部分低分子量有机物和贵金属离子溶解在水相中，然后在液液分离塔内实现焦油与水相的分离，最终把水相混合物送回羰基化反应器。本发明申请人发现，首先，该专利中的羰基化反应器仍然采用的是带搅拌功能的高压反应釜，仍然存在气液两相不能充分接触影响反应速率的问题；其次，该专利闪蒸器出来的重相中的大部分都直接循环进入羰基化反应器中，一部分失活催化剂(固体)将和塔釜重组分一同进入到反应釜，一定程度会上影响催化反应，而且很难充分回收失活催化剂，另外，失活催化剂进入到回收装置的过程中，会导致管路的堵塞；再者，虽然该专利采用高温水萃取的方法回收了催化剂，但是由于其会回收的是下层的水相混合物，并不能有效将其与失活的催化剂相区分，而且以水相的形式循环回羰基化反应器中，含有水，会对反应的进行产生影响。
发明内容
本发明的目的就是为了提供一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统。通过鼓泡反应器，气液两相接触更加充分，促进气液两相反应的进行；进一步通过膜基固液分离器降低了经膜基固液分离器分离后所得物料中失活催化剂的含量，且可以实现失活催化剂的富集和再生，也增强了催化剂的利用率。
本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：
一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统，包括分离精制单元，还包括与所述分离精制单元相耦合的鼓泡反应器；
用于制备丙酸酯类产品的气相反应原料与液相反应原料在所述鼓泡反应器中进行羰基化反应，生成的含有丙酸酯类的物料经所述分离精制单元进行分离、提纯以制得丙酸酯类产品。
优选地，所述含有丙酸酯类的物料经鼓泡反应器的侧线进入所述分离精制单元。
优选地，所述分离精制单元包括与所述鼓泡反应器的侧线相连接并采用侧线进料的闪蒸塔以及与所述闪蒸塔的塔顶相连接并采用侧线进料的精制塔；
含有丙酸酯类的物料经侧线进入闪蒸塔中进行气液分离，气液分离得到的轻组分物料通过所述闪蒸塔的塔顶经由侧线进入精制塔中进行精馏，精馏制得的轻组分物料经侧线返回至所述鼓泡反应器中，制得的丙酸酯类产品经所述精制塔的塔底出料。
优选地，所述分离精制单元还包括与所述闪蒸塔的塔底连接并采用侧线进料或顶部进料的膜基固液分离器；
含有丙酸酯类的物料经侧线进入闪蒸塔中进行气液分离，气液分离得到的重组分物料经所述闪蒸塔的塔底出料并进入所述膜基固液分离器中进行固液分离，固体失活催化剂被截留在所述膜基固液分离器中，而包含未失活催化剂的物料通过所述膜基固液分离器的底部经由侧线返回至所述鼓泡反应器中进行循环利用。
优选地，所述膜基固液分离器设有一个或多个。
优选地，当所述膜基固液分离器设有多个时，采用并联或串联的方式。
优选地，所述分离精制单元还包括催化剂再生装置，固体失活催化剂从所述膜基固液分离器中采出，然后进入所述催化剂再生装置进行活性再生，并将再生催化剂返回所述鼓泡反应器。
优选地，气相反应原料由所述鼓泡反应器底部进入，液相反应原料通过侧线由所述鼓泡反应器中部或上部进入，气相反应原料与液相反应原料在所述鼓泡反应器内逆向流动接触。
优选地，所述鼓泡反应器的底部设有用于气相反应原料进料的进气管，并且所述鼓泡反应器还设有气相循环管路，该气相循环管路一端与所述鼓泡反应器的顶部相连通，另一端与所述进气管相连通；
所述鼓泡反应器中未参与反应的气相反应原料通过所述气相循环管路返回至进气管，并经由所述进气管重新进入所述鼓泡反应器。
该系统应用于乙烯羰基化连续制备丙酸酯类。
优选地，气相反应原料为一氧化碳和乙烯的混合气体，液相反应原料为含有催化剂体系的低碳醇溶液。
优选地，气相反应原料中，一氧化碳和乙烯的体积比为1:10～10:1。
优选地，低碳醇为C1-C4一元饱和醇。
优选地，催化剂体系为均相催化剂体系，包括由Pd、膦助剂和酸助剂组成的催化剂，所述的膦助剂可以是三苯基膦在内的有机膦，所述的酸助剂选自硝酸、硫酸、磺酸或磷酸。
优选地，催化剂供给速率为0.05-0.5ml/min。
优选地，气相反应原料中CO的供给速率为0.9-1.5NL/min，液相反应原料中低碳醇的供给速率为2-6ml/min。
优选地，鼓泡反应器的反应温度为80～160℃，操作压力为0.5～10.0MPa。
优选地，闪蒸塔中的操作温度为50-120℃，操作压力为0.05～0.5MPa。
优选地，精制塔的塔顶压力为0.05～0.2MPa，塔釜温度为40～100℃，塔顶温度为40～90℃。
得到的丙酸甲酯选择性大于99.5％，时空产率大于1000g/g Pd·h。
与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：
(1)本发明采用鼓泡反应器，气体在液相中以鼓泡方式进行混合，在一定压力下，气液两相接触更加充分，有效提高了气液两相反应速率和反应物的转化率。
(2)本发明在闪蒸塔后面增加膜基固液分离器，该膜基固液分离器对失活催化剂起到富集作用，富集在膜基固液分离器中的失活催化剂可以进入再生装置进行再生。
(3)本发明在闪蒸塔后面增加膜基固液分离器，使得经过膜基固液分离器过滤后的液体(包含未失活催化剂的物料)中高活性催化剂的含量得到有效提升，所述过滤后的液体返回至循环反应系统继续参与反应，有效增强了催化剂的利用率，实现高活性催化剂与低活性催化剂的最大分离化，同时，还可以防止失活催化剂引起的鼓泡反应器阻塞。
附图说明
图1为本发明乙烯羰基化制丙酸甲酯的系统一种实施方式的示意图。
图2为本发明乙烯羰基化制丙酸甲酯的系统另一种实施方式的示意图。
图3为本发明乙烯羰基化制丙酸甲酯的系统又一种实施方式的示意图。
图4为本发明乙烯羰基化制丙酸甲酯的系统又一种实施方式的示意图。
图5为本发明乙烯羰基化制丙酸甲酯的系统又一种实施方式的示意图。
图6为对比例1乙烯羰基化制丙酸甲酯的系统的示意图。
图7为对比例2乙烯羰基化制丙酸甲酯的系统的示意图。
L1为液相反应原料，L2为含有丙酸酯类的物料，L3为气液分离得到的重组分物料，L4为精馏制得的轻组分物料，L5为包含未失活催化剂的物料，L6为丙酸酯类产品，G1为气相反应原料，G2为未参与反应的气相反应原料，G3为气液分离得到的轻组分物料，R1为鼓泡反应器，B1为闪蒸塔，B2为精制塔，B3为储罐，B4为膜基固液分离器。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施例对本发明进行详细说明。
在此需要说明的是，本发明中所提及的压力均是指绝对压力。
实施例1
一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统，如图1所示，包括鼓泡反应器R1和分离精制单元，用于制备丙酸酯类产品L6的气相反应原料G1与液相反应原料L1在鼓泡反应器R1中进行羰基化反应，生成的含有丙酸酯类的物料L2经分离精制单元进行分离、提纯以制得丙酸酯类产品L6。本实施例中优选含有丙酸酯类的物料L2经鼓泡反应器R1的侧线进入分离精制单元。本实施例中，进一步优选分离精制单元包括与所述鼓泡反应器R1的侧线相连接并采用侧线进料的闪蒸塔B1以及与所述闪蒸塔B1的塔顶相连接并采用侧线进料的精制塔B2。
更具体地：
鼓泡反应器R1的底部设有用于气相反应原料G1进料的进气管，并且鼓泡反应器R1还设有气相循环管路，该气相循环管路一端与鼓泡反应器R1的顶部相连通，另一端与进气管相连通。气相反应原料G1由鼓泡反应器R1底部的进气管进入，液相反应原料L1通过侧线由鼓泡反应器R1中部或上部进入(本实施例中选择上部)，气相反应原料G1与液相反应原料L1在鼓泡反应器R1内逆向流动接触，进行羰基化反应。生成的含有丙酸酯类的物料L2经侧线进入闪蒸塔B1中进行气液分离，气液分离得到的轻组分物料G3通过闪蒸塔B1的塔顶经由侧线进入精制塔B2中进行精馏，精馏制得的轻组分物料L4经侧线返回至鼓泡反应器R1中，制得的重组分物料L6经精制塔B2的塔底出料并收集在储罐B3中。气液分离得到的重组分物料L3经所述闪蒸塔B1的塔底出料并返回至鼓泡反应器R1中。在实际反应过程中，鼓泡反应器R1中未参与反应的气相反应原料G2通过气相循环管路返回至进气管，并经由进气管重新进入鼓泡反应器R1。
本实施例中，气相反应原料G1为一氧化碳和乙烯的混合气体，液相反应原料L1为含有催化剂体系的低碳醇溶液，催化剂体系为由醋酸钯、三苯基膦及磺酸组成的均相催化剂体系，其中钯：膦的摩尔比为1:2.5，低碳醇为甲醇。
乙烯羰基化连续制丙酸甲酯的工艺，采用上述系统，包括以下步骤：
S1：气相反应原料G1和液相反应原料L1分别进入鼓泡反应器R1，并进行反应，反应温度100℃，操作压力为10MPa。其中气相反应原料G1中一氧化碳和乙烯体积比为1:10，CO的供给速率为1.0NL/min。液相反应原料L1为含有催化剂体系的低碳醇溶液，该催化剂体系的供给速率为0.1ml/min，低碳醇的供给速率为4.0ml/min。
S2：经过反应后，未参与反应的气相反应原料G2与气相反应原料G1混合，循环进入鼓泡反应器R1，鼓泡反应器R1中含有丙酸酯类的物料从鼓泡反应器R1流出，进入闪蒸塔B1进行闪蒸(气液分离器)，操作压力为0.05MPa，操作温度为100℃。
S3：气液分离得到的轻组分物料G3进入精制塔B2进行精制，控制塔顶压力为0.2MPa，塔釜温度为100℃，塔顶温度为80℃，得到丙酸甲酯L6，精馏制得的轻组分物料L4循环进入鼓泡反应器R1。
S4：气液分离得到的重组分物料L3循环进入鼓泡反应器R1。
本实施例引入鼓泡反应器，气体在液相中以鼓泡方式进行混合，在一定压力下，气液两相接触更加充分，有效提高了气液两相反应速率和反应物的转化率。
实施例2
一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统，如图2所示，包括鼓泡反应器R1和分离精制单元，用于制备丙酸酯类产品L6的气相反应原料G1与液相反应原料L1在鼓泡反应器R1中进行羰基化反应，生成的含有丙酸酯类的物料L2经分离精制单元进行分离、提纯以制得丙酸酯类产品L6。本实施例中优选含有丙酸酯类的物料L2经鼓泡反应器R1的侧线进入分离精制单元。本实施例中，进一步优选分离精制单元包括与所述鼓泡反应器R1的侧线相连接并采用侧线进料的闪蒸塔B1、与所述闪蒸塔B1的塔顶相连接并采用侧线进料的精制塔B2以及与所述闪蒸塔B1的塔底连接并采用侧线进料或顶部进料的膜基固液分离器B4。
更具体地：
鼓泡反应器R1的底部设有用于气相反应原料G1进料的进气管，并且鼓泡反应器R1还设有气相循环管路，该气相循环管路一端与鼓泡反应器R1的顶部相连通，另一端与进气管相连通。气相反应原料G1由鼓泡反应器R1底部的进气管进入，液相反应原料L1通过侧线由鼓泡反应器R1中部或上部进入(本实施例中选择上部)，气相反应原料G1与液相反应原料L1在鼓泡反应器R1内逆向流动接触，进行羰基化反应。生成的含有丙酸酯类的物料L2经侧线进入闪蒸塔B1中进行气液分离，气液分离得到的轻组分物料G3通过闪蒸塔B1的塔顶经由侧线进入精制塔B2中进行精馏，精馏制得的轻组分物料L4经侧线返回至鼓泡反应器R1中，制得的重组分物料L6经精制塔B2的塔底出料并收集在储罐B3中。生成的含有丙酸酯类的物料L2经侧线进入闪蒸塔B1中进行气液分离，气液分离得到的重组分物料L3经闪蒸塔B1的塔底出料并进入膜基固液分离器B4中进行固液分离，固体失活催化剂被截留在膜基固液分离器B4中，而包含未失活催化剂的物料L5通过膜基固液分离器B4的底部经由侧线返回至鼓泡反应器R1中进行循环利用。在实际反应过程中，鼓泡反应器R1中未参与反应的气相反应原料G2通过气相循环管路返回至进气管，并经由进气管重新进入鼓泡反应器R1。
本实施例中，气相反应原料G1为一氧化碳和乙烯的混合气体，液相反应原料L1为含有催化剂体系的低碳醇溶液，催化剂体系为由醋酸钯、三苯基膦及磺酸组成的均相催化剂体系，其中钯：膦的摩尔比为1:3，低碳醇为甲醇。
乙烯羰基化连续制丙酸甲酯的工艺，采用上述系统，包括以下步骤：
S1：气相反应原料G1和液相反应原料L1分别进入鼓泡反应器R1，并进行反应，反应温度为80℃，操作压力为0.5MPa。其中气相反应原料G1中一氧化碳和乙烯体积比为1:3，CO的供给速率为1.1NL/min。液相反应原料L1为含有催化剂体系的低碳醇溶液，该催化剂体系的供给速率为0.5ml/min，低碳醇的供给速率为6.0ml/min。
S2：经过反应后，未参与反应的气相反应原料G2与气相反应原料G1混合，循环进入鼓泡反应器R1，鼓泡反应器R1中含有丙酸酯类的物料从鼓泡反应器R1流出，进入闪蒸罐B1进行闪蒸(气液分离器)，操作压力为0.1MPa，操作温度为120℃。
S3：气液分离得到的轻组分物料G3进入精制塔B2进行精制，控制塔顶压力为0.1MPa，塔釜温度为80℃，塔顶温度为60℃，得到丙酸甲酯L6，精馏制得的轻组分物料L4循环进入鼓泡反应器R1。
S4：气液分离得到的重组分物料L3进入膜基固液分离器B4，将包含未失活催化剂的物料L5与固体失活催化剂分离，包含未失活催化剂的物料L5循环进入鼓泡反应器R1。
S5：一段时间后，富集在膜基固液分离器B4的固体失活催化剂进入催化剂再生装置进行再生，重新进入鼓泡反应器R1。
本实施例在闪蒸塔后面增加一个膜基固液分离器，一方面，该膜基固液分离器对失活催化剂起到富集作用，富集在膜基固液分离器中的失活催化剂可以进入再生装置进行再生。另一方面，使得经过膜基固液分离器过滤后的液体(包含未失活催化剂的物料)中高活性催化剂的含量得到有效提升，所述过滤后的液体返回至循环反应系统继续参与反应，有效提高了催化剂的利用率，实现高活性催化剂与低活性催化剂的最大分离化，同时，还可以防止失活催化剂引起的鼓泡反应器阻塞。
实施例3
本实施例与实施例2基本相同，不同之处在于，1)本实施例中，含有丙酸酯类的物料L2经鼓泡反应器R1的底端进入分离精制单元，如图3所示；2)本实施例中，乙烯羰基化连续制丙酸甲酯的工艺，采用上述系统，包括以下步骤：
S1：气相反应原料G1和液相反应原料L1分别进入鼓泡反应器R1，并进行反应，反应温度为160℃，操作压力为2.0MPa。其中气相反应原料G1中一氧化碳和乙烯体积比为10:1，CO的供给速率为1.5NL/min。液相反应原料L1为包含催化剂体系的低碳醇溶液，催化剂体系采用由醋酸钯、三苯基膦及磷酸组成的均相催化剂体系，其中钯：膦的摩尔比为1:3，该催化剂体系的供给速率为0.05ml/min，低碳醇为甲醇，低碳醇的供给速率为2.0ml/min。
S2：经过反应后，未参与反应的气相反应原料G2与气相反应原料G1混合，循环进入鼓泡反应器R1，鼓泡反应器R1中含有丙酸酯类的物料从鼓泡反应器R1流出，进入闪蒸塔B1进行闪蒸(气液分离器)，操作压力为0.5MPa，操作温度为50℃。
S3：气液分离得到的轻组分物料G3进入精制塔B2进行精制，控制塔顶压力为0.05MPa，塔釜温度为43℃，塔顶温度为40℃，得到丙酸甲酯L6，精馏制得的轻组分物料L4循环进入鼓泡反应器R1。
S4：气液分离得到的重组分物料L3进入膜基固液分离器B4，将包含未失活催化剂的物料L5与固体失活催化剂分离，包含未失活催化剂的物料L5循环进入鼓泡反应器R1。
S5：一段时间后，富集在膜基固液分离器B4的固体失活催化剂进入催化剂再生装置进行再生，重新进入鼓泡反应器R1。
实施例4
本实施例与实施例2基本相同，不同之处在于，本实施例中，膜基固液分离器B4采用两个并联的形式。如图4所示。一个膜基固液分离器B4中的失活催化剂满载，则启动另一个膜基固液分离器，同时把满载的膜基固液分离器B4中的失活催化剂取出再生，如此循环，保证反应的连续进行。
实施例5
本实施例与实施例2基本相同，不同之处在于，本实施例中，膜基固液分离器B4采用两个串联的形式。如图5所示。优选沿流体流动方向，两个膜基固液分离器B4中膜孔逐渐缩小，提升了对固体失活催化剂的分离效果，减少固体失活催化剂对反应器中反应的影响。
实际中可以根据情况采用更多个膜基固液分离器B4串联的方式，但是一般来说，出于分离效率和成本的考量，采用两级串联即可分离出99％以上的固体失活催化剂。
对比例1
本对比例与实施例2基本相同，不同之处在于，本对比例中，采用搅拌式反应器代替鼓泡反应器R1。搅拌式反应器的反应条件参见实施例2，并增加100rpm的搅拌。如图6所示。
对比例2
本对比例与实施例1基本相同，不同之处在于，本实施例中，采用搅拌式反应器代替鼓泡反应器R1。搅拌式反应器的反应条件参见实施例1，并增加100rpm的搅拌。如图7所示。
实施例1～5和对比例1～2的系统，对丙酸甲酯选择性和时空产率进行检测。结果见表1。
表1
由表1可知，本发明系统及工艺，丙酸甲酯的选择性大于99.0％，时空产率大于1000g/g Pd·h，而对比例中，没有使用鼓泡反应器和/或膜基固液分离器，达不到以上效果，表明本发明所述系统和工艺能够有效提高反应速率和催化剂的利用率，进而提高丙酸甲酯的选择性和时空产率。
上述对实施例的描述是为便于该技术领域的普通技术人员能理解和使用发明。熟悉本领域技术的人员显然可以容易地对这些实施例做出各种修改，并把在此说明的一般原理应用到其他实施例中而不必经过创造性的劳动。因此，本发明不限于上述实施例，本领域技术人员根据本发明的揭示，不脱离本发明范畴所做出的改进和修改都应该在本发明的保护范围之内。
Claims (10)
1.一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统，包括分离精制单元，其特征在于，还包括与所述分离精制单元相耦合的鼓泡反应器(R1)；
用于制备丙酸酯类产品(L6)的气相反应原料(G1)与液相反应原料(L1)在所述鼓泡反应器(R1)中进行羰基化反应，生成的含有丙酸酯类的物料(L2)经所述分离精制单元进行分离、提纯以制得丙酸酯类产品(L6)。
2.根据权利要求1所述的一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统，其特征在于，所述含有丙酸酯类的物料(L2)经鼓泡反应器(R1)的侧线进入所述分离精制单元。
3.根据权利要求2所述的一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统，其特征在于，所述分离精制单元包括与所述鼓泡反应器(R1)的侧线相连接并采用侧线进料的闪蒸塔(B1)以及与所述闪蒸塔(B1)的塔顶相连接并采用侧线进料的精制塔(B2)；
含有丙酸酯类的物料(L2)经侧线进入闪蒸塔(B1)中进行气液分离，气液分离得到的轻组分物料(G3)通过所述闪蒸塔(B1)的塔顶经由侧线进入精制塔(B2)中进行精馏，精馏制得的轻组分物料(L4)经侧线返回至所述鼓泡反应器(R1)中，制得的丙酸酯类产品(L6)经所述精制塔(B2)的塔底出料。
4.根据权利要求3所述的一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统，其特征在于，所述分离精制单元还包括与所述闪蒸塔(B1)的塔底连接并采用侧线进料或顶部进料的膜基固液分离器(B4)；
含有丙酸酯类的物料(L2)经侧线进入闪蒸塔(B1)中进行气液分离，气液分离得到的重组分物料(L3)经所述闪蒸塔(B1)的塔底出料并进入所述膜基固液分离器(B4)中进行固液分离，固体失活催化剂被截留在所述膜基固液分离器(B4)中，而包含未失活催化剂的物料(L5)通过所述膜基固液分离器(B4)的底部经由侧线返回至所述鼓泡反应器(R1)中进行循环利用。
5.根据权利要求4所述的一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统，其特征在于，所述膜基固液分离器(B4)设有一个或多个。
6.根据权利要求4所述的一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统，其特征在于，所述分离精制单元还包括催化剂再生装置，固体失活催化剂从所述膜基固液分离器(B4)中采出，然后进入所述催化剂再生装置进行活性再生，并将再生催化剂返回所述鼓泡反应器(R1)。
7.根据权利要求1所述的一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统，其特征在于，气相反应原料(G1)由所述鼓泡反应器(R1)底部进入，液相反应原料(L1)通过侧线由所述鼓泡反应器(R1)中部或上部进入，气相反应原料(G1)与液相反应原料(L1)在所述鼓泡反应器(R1)内逆向流动接触。
8.根据权利要求1所述的一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统，其特征在于，所述鼓泡反应器(R1)的底部设有用于气相反应原料(G1)进料的进气管，并且所述鼓泡反应器(R1)还设有气相循环管路，该气相循环管路一端与所述鼓泡反应器(R1)的顶部相连通，另一端与所述进气管相连通；
所述鼓泡反应器(R1)中未参与反应的气相反应原料(G2)通过所述气相循环管路返回至所述进气管，并经由所述进气管重新进入所述鼓泡反应器(R1)。
9.根据权利要求1所述的一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统，其特征在于，气相反应原料(G1)为一氧化碳和乙烯的混合气体，液相反应原料(L1)为含有催化剂体系的低碳醇溶液。
10.根据权利要求1所述的一种乙烯羰基化制丙酸酯类的系统，其特征在于，气相反应原料(G1)中，一氧化碳和乙烯的体积比为1:10～10:1。
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