CN116583337A - 用于蒸馏乙酸生产单元中含有乙酸和丙酸的料流的方法和装置 - Google Patents

用于蒸馏乙酸生产单元中含有乙酸和丙酸的料流的方法和装置 Download PDF

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CN116583337A CN202180081901.6A CN202180081901A CN116583337A CN 116583337 A CN116583337 A CN 116583337A CN 202180081901 A CN202180081901 A CN 202180081901A CN 116583337 A CN116583337 A CN 116583337A
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Abstract

本公开总体上涉及用于蒸馏乙酸产物的方法和系统。在一方面，本公开提供一种用于在蒸馏塔中分离包含乙酸和丙酸的进料流的方法。所述方法包括将进料流通过进料入口引入到所述塔中；从设置于进料入口水平上方一定水平处的第一抽取出口取出包含乙酸和丙酸的第一产物流；和从设置于进料入口水平与第一抽取出口水平之间一定水平处的第二抽取出口取出包含乙酸和丙酸的第二产物流。所述第一产物流与第二产物流的体积比在1:9‑19:1的范围内；和存在于第二产物流中的丙酸量比存在于第一产物流中的丙酸量大至少50ppmw。

Description

用于蒸馏乙酸生产单元中含有乙酸和丙酸的料流的方法和 装置
技术领域
本公开总体上涉及可用于乙酸生产中的用于蒸馏含有乙酸和丙酸的料流的方法和装置。
背景技术
商业上，多年来已通过在存在VIII族羰基化催化剂的情况下用一氧化碳使甲醇羰基化来制造乙酸。一般地，一氧化碳与甲醇在存在铑或铱均相或非均相羰基化催化剂、甲基碘和水的情况下于一个或多个反应区中接触。反应区的流出物一般地引导至闪蒸区，其中相当一部分挥发性组分从VIII族金属羰基化催化剂上蒸发掉，这些物质可再循环至反应区。将蒸发的馏分从闪蒸区中取出以提供粗产物流，所述粗产物流不仅包括期望的乙酸产物，而且包括甲基碘、乙酸甲酯和水。乙酸酐经常作为副产物提供。值得注意的是，丙酸经常为副反应产物，其存在的量主要由反应器区中的条件决定。尽挥发性比乙酸低，但丙酸的挥发性足以包括在粗产物流中。
蒸馏一般地用于从粗产物流中提供纯化的乙酸料流。例如，某些常规方法使用三塔配置，包括轻馏分塔、干燥塔和重馏分塔。轻馏分塔用于去除“轻”组分，包括水、甲基碘和乙酸甲酯塔顶馏出物，“湿”酸料流在基部处取出并引导至干燥塔，其中在塔顶去除更多的水以在基部处提供“干燥”酸料流。在备选配置中，操作轻馏分塔以至也通过与甲基碘和乙酸甲酯一起在塔顶去除显著更多的水来干燥酸料流；在这种配置中，可省略干燥塔。重馏分塔将干燥塔(或轻馏分塔，如果省略干燥塔)基部的流出物分离成具有相对低量丙酸的乙酸产物流(一般地取自接近重馏分塔顶部的侧取)和重馏分塔基部处的混合丙酸/乙酸料流。
但是，蒸馏以提供具有低量丙酸的乙酸产物流为一个能量密集型过程。仍然期望提供提高能量效率同时仍然提供满足客户丙酸规格的乙酸的分离方法。
发明内容
本公开的范围在任何程度上均不受概述中陈述的影响。
在一方面，本公开提供一种用于在蒸馏塔中分离包含乙酸和丙酸的进料流的方法，蒸馏塔包含
与热源热连通的底部区段；
位于底部区段上方一定水平处的进料入口；
位于进料入口上方一定水平处的第一抽取出口；
位于进料入口和第一抽取出口之间一定水平处的第二抽取出口；
位于第一抽取出口上方一定水平处的蒸气出口；和
位于底部区段内一定水平处的底部出口；
方法包括
从蒸馏塔底部区段处的热源提供热量；
将进料流通过进料入口引入到蒸馏塔中；
从第一抽取出口取出包含乙酸和丙酸的第一产物流；和
从第二抽取出口取出包含乙酸和丙酸的第二产物流；
其中
第一产物流与第二产物流的体积比在1:9-19:1的范围内；和
存在于第二产物流中的丙酸量比存在于第一产物流中的丙酸量大至少50ppmw。
本公开的另一方面提供一种用于分离包含乙酸和丙酸的进料流的蒸馏系统，蒸馏系统包含
热源；和
包含以下的蒸馏塔
与热源热连通的底部区段；
位于底部区段上方一定水平处的进料入口，进料入口与包含乙酸和丙酸的进料流的来源流体连通；
位于进料入口上方一定水平处的第一抽取出口；
位于进料入口和第一抽取出口之间一定水平处的第二抽取出口；
位于第一抽取出口上方一定水平处的蒸气出口；和
位于底部区段内一定水平处的底部出口。
鉴于以下描述，本公开的其他方面为本领域技术人员显而易见的。
附图说明
图1为本公开蒸馏系统的示意图。
具体实施方式
本发明人注意到，重馏分塔的操作人员可尝试通过调节重馏分塔的操作来控制乙酸产物流中丙酸的量。通过增加塔回流比，可降低乙酸产物流中丙酸的浓度。然而，这也将增加塔的能量消耗。
本发明人还注意到，客户关于丙酸含量的要求可能会变化。一些客户对其方法要求严格低的丙酸浓度。然而，其他的，比如在用于制备纯化的对苯二甲酸或乙酸乙烯酯单体的方法中使用乙酸，对丙酸存在的敏感性要低得多。
确保满足所有客户丙酸要求的一种简单方式为以最严格的客户丙酸规格来操作重馏分塔。然而，这涉及到以满足这种规格所需的回流比操作重馏分塔所需的能量形式的可变成本惩罚。
还可向不同客户提供具有不同丙酸浓度的不同乙酸产物流。这可减少操作方法所需的能量总量，即由于在较低纯度产物的蒸馏中使用的能量减少所致。为实现这一点，设备可在竞争的基础上运行，在特定时间段产生不同丙酸规格的乙酸。但这需要非常仔细的规划，引入另外的复杂性，并需要另外的储存来隔离不同纯度的产物。
本发明人在本文中提供一种用于操作重馏分塔，以便同时提供具有不同丙酸浓度的两种不同乙酸产物流、同时在显著节能下操作的方法。关于图1描述这种方法的一个实施方案。蒸馏塔120用于分离包括乙酸和丙酸的进料流110。蒸馏塔120包括与热源150热连通的底部区段122，热源150可为例如再沸器。蒸馏塔120进一步包括位于底部区段122上方一定水平处的进料入口132；位于进料入口132上方一定水平处的第一抽取出口136(在此呈第一侧取出口的形式)；位于进料入口132和第一抽取出口136之间一定水平处的第二抽取出口134(在此呈第二侧取出口的形式)；位于第一抽取出口136上方一定水平处的蒸气出口138；以及位于底部区段122内一定水平处的底部出口140。该方法包括从蒸馏塔120的底部区段122处的热源150提供热量；以及通过进料入口132将进料流110引导到蒸馏塔120中。包含乙酸(例如以至少99％纯度)和丙酸的第一产物流146从第一抽取出口136中取出，并且包含乙酸(例如以至少99％纯度)和丙酸的第二产物流144从第二抽取出口134中取出。第一产物流与第二产物流的体积比在1:9-19:1的范围内。值得注意的是，存在于第二产物流中的丙酸的量比存在于第一产物流中的丙酸的量大按重量计至少50ppm(ppmw)。以这种方式，方法提供具有不同丙酸浓度的两种不同产物流。基于本文的公开，本领域的普通技术人员可调整工艺条件，比如回流比、抽取出口的相对定位和产物流的比例，以提供期望的丙酸浓度的产物流。
基于本文的公开，本领域的普通技术人员可以各种体积比提供第一产物流和第二产物流。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，第一产物流与第二产物流的体积比在1:2-5:1的范围内。在某些这种实施方案中，第一产物流与第二产物流的体积比在1.5:1-4:1的范围内、或在1:1-3:1的范围内。在这种实施方案中，取出相对较多的较高纯度第一产物流。在如本文另外描述的某些实施方案中，第一产物流与第二产物流的体积比在2:1-1:5的范围内。在某些这种实施方案中，第一产物流与第二产物流的体积比在1:4-1:1.5的范围内、或在1:3-1:1的范围内；在这种实施方案中，取出相对较多的较低纯度的第二产物流。
类似地，基于本文的公开，本领域的普通技术人员可提供具有各种丙酸浓度的不同的第一和第二产物流。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，第一产物流包括不超过500ppmw丙酸(例如不超过350ppmw、或不超过250ppmw、或不超过150ppmw)。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，第一产物流具有50-350ppmw或75-250ppmw范围内的丙酸。在如本文另外描述的其他实施方案中，第一产物流具有50-500ppmw范围内的丙酸、或50-250ppmw的丙酸、或50-150ppmw的丙酸、或75-500ppmw的丙酸、或75-350ppmw的丙酸、或75-150ppmw的丙酸、或100-500ppmw的丙酸、或100-350ppmw的丙酸、或100-250ppmw的丙酸。
在如本文另外描述的某些实施方案中，第二产物流(即同时还具有比第一产物流多至少50ppmw的丙酸)具有至少200ppmw丙酸(例如至少300ppmw、或至少400ppmw、或至少500ppmw)。在如本文另外描述的某些实施方案中，第二产物流具有200-1200ppmw范围内的丙酸、或200-1000ppmw的丙酸、或200-800ppmw的丙酸、或200-600ppmw的丙酸、或300-1200ppmw的丙酸、或300-1000ppmw的丙酸、或300-800ppmw的丙酸、或400-1200ppmw的丙酸、或400-1000ppmw的丙酸、或400-800ppmw的丙酸、或400-600ppmw的丙酸、或500-1200ppmw的丙酸、或500-1000ppmw的丙酸、或500-800ppmw的丙酸。
如本领域的普通技术人员应意识到的，产物流在其他方面基本上为乙酸。例如，在某些实施方案中，产物流包括至少99vol％的乙酸。当然，第一和第二产物流中的一个或多个可包括少量杂质，比如水、醛和甲酸。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，产物流中的一个或多个独立地包括至多为2,500ppmw的水(例如500-1,500ppmw的水)。
本领域的普通技术人员可基于本文的公开用于提供不同丙酸浓度的产物流的参数之一为分离第一抽取出口和第二抽取出口的理论级的数量。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，第一抽取出口和第二抽取出口分离至少1个理论级。在如本文另外描述的某些实施方案中，第一抽取出口和第二抽取出口分离至少2个、或至少3个、或至少4个理论级。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，第一抽取出口和第二抽取出口分离1-10个理论级，例如2-10、或3-10、或1-7、或2-7、或3-7、或1-5、或2-5、或3-5个理论级。本领域的技术人员应当意识到，短语“理论级”将在蒸馏术语内广泛理解，并且可指平衡级、理想级、理论塔盘或理论塔板。在塔盘式塔的情况下，理论级的数量与根据塔板或塔盘效率的实际物理塔盘数相关。
在如本文另外描述的某些实施方案中，进料入口和第一抽取出口分离至少5个理论级。在如本文另外描述的某些实施方案中，进料入口和第一抽取出口分离至少6、或至少10、或至少12个理论级。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，进料入口和第一抽取出口分离10-20个理论级，例如10-18、或10-16、或12-20、或12-18、或12-16个理论级。
在如本文另外描述的某些合乎期望的实施方案中，第一抽取出口和第二抽取出口分离2-10(例如2-7或2-5)个理论级，并且进料入口和第一抽取出口分离10-18(例如12-18或12-16)个理论级。
例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，第一抽取出口和第二抽取出口分离1-4(例如1-3)个理论级，第一产物流包含至多400ppmw(例如至多300ppmw或至多200ppmw)丙酸，并且第二产物流包含250-1,000ppmw(例如350-1,000ppmw或450-1,000ppmw)丙酸。在如本文另外描述的某些实施方案中，第一抽取出口和第二抽取出口分离3-7(例如4-7)个理论级，第一产物流包含至多400ppmw(例如至多300ppmw或至多200ppmw)丙酸，并且第二产物流包含350-1,200ppmw(例如450-1,200ppmw或550-1,200ppmw)丙酸。
基于本文的公开，本领域的普通技术人员可选择第一和第二抽取出口的位置以提供较低的能耗同时提供具有满足下游客户要求的丙酸浓度的乙酸产物。此外，使用第二抽取出口(例如而不是用一部分进料简单地绕过塔)还存在其他优点。从进料入口上方一定水平处的第二抽取出口取出产物可助于降低产物中腐蚀金属的浓度，因为任何与进料一起的进入均可能保持溶解于液相中，并且不应与气相一起向上迁移。如下所述，可将碱金属与至重馏分塔的进料混合以防止产物的碘化物污染。使所有产物经受蒸馏过程并在进料点上方一定水平处收集可类似地限制产物受到碱金属的任何污染。
类似地，本领域的普通技术人员可基于本文的公开，例如基于整个塔的组成分布和进料流的组成，选择进料入口在蒸馏塔中的位置，以提供期望的能量效率与期望的产物纯度的组合。
例如使用过程模拟软件的建模可用于确定进料入口、第一抽取出口和第二抽取出口的适当位置。商业可获得的软件比如ASPEN PLUS可适于由本领域的人员或普通技术人员使用。
为提供操作灵活性，用于本文所述方法和系统的蒸馏塔在某些实施方案中可包括位于塔上不同垂直位置处的多个进料入口。本领域的普通技术人员可选择用于如本文所述方法以提供期望的产物纯度的期望的进料入口之一。
类似地，用于本文所述方法和系统的蒸馏塔在某些实施方案中可包括三个或更多个抽取出口，每个处于塔上的不同垂直位置。本领域的普通技术人员可在如本文所述方法中选择期望的抽取出口中的一个用作第一抽取出口并且抽取出口中的另一个用作第二抽取出口以提供期望的产物纯度。
进料流一般地为其中如以下更详细描述的例如由甲醇的羰基化产生乙酸的乙酸生产单元的料流。例如，在某些实施方案中，进料流包括乙酸生产单元的轻馏分回收区的流出物的至少一部分。在图1的实施方案中，进料流110为轻馏分回收区170的流出物。
进料流可在各种入口压力下提供，例如根据其来源。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，进料流的入口压力在1-10bara，例如2-8bara或2-6bara的范围内。
蒸馏塔可在各种压力下操作。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，蒸馏塔的顶部压力在0.5-2.5bara，例如0.75-2.25bara或1-2bara的范围内。
进料流可包括各种量的丙酸。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，丙酸以250-1,200ppmw范围内的量存在于进料流中。在某些这种实施方案中，丙酸以300-1,200ppmw或350-1,200ppmw范围内的量存在于进料流中。本领域的普通技术人员应当理解，进料流中丙酸的量将取决于多种因素，包括其中制备乙酸的反应区中的条件和进入反应区的进料的纯度。
类似地，进料流可包括各种量的金属。在某些实施方案中，进料流可以至多5ppmw，例如至多2.5ppmw或至多1ppmw的合并量包括一种或多种金属。在某些其他实施方案中，进料流可以1-100ppmw，例如1-75ppmw、或1-50ppmw、或1-25ppmw、或5-100ppmw，或5-75ppmw、或5-50ppmw、或5-25ppmw的合并量包括一种或多种碱金属(例如钠和/或钾，以离子形式)。本发明人注意到，碱金属的存在可助于防止产物流的碘化物污染。然而，本文所述的蒸馏方法可将金属与产物流分离。因此，在如本文另外描述的某些实施方案中，第一产物流和第二产物流各自单独地包含小于1ppmw，例如小于0.5ppmw或小于0.25ppmw合并量的金属。
来自这种蒸馏过程的产物流在进入储罐之前常规地传统上进行冷却(使用合适的热交换器)。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，产物流中的一个或多个在进入储罐之前冷却至低于50℃(例如低于40℃)。然而，在如本文另外描述的其他实施方案中，可将产物流中的一个或多个热供应给下游用户。当下游过程与本文所述的乙酸生产过程局部集成时，这是尤其有利的。由于减少在进一步处理之前对酸的预热需求所致，这可减少下游设施的能耗。因此，本领域的普通技术人员可避免在将产物流中的一个或多个提供给用户之前对其进行充分地冷却。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，产物流中的一个或多个在90-160℃(例如100-150℃)的温度下供应给下游用户。
在如本文另外描述的某些实施方案中，塔顶料流通过蒸气出口从蒸馏塔中取出并转移至热交换器。在热交换器中，塔顶料流通过产生蒸汽(例如低压蒸汽)来冷却，蒸气可有利地用于各种过程操作。例如，冷凝的塔顶料流的一部分可作为回流料流返回至蒸馏塔。例如，在图1的实施方案中，塔顶料流148转移至热交换器160，其中它通过与冷凝物(或锅炉给水)流164的热交换而冷却以提供低压蒸汽162。在其他实施方案中，塔顶料流可使用冷却水来冷凝。同样如图1的实施方案所示，将冷凝的塔顶料流分开以提供馏出物流114和回流料流112，其再循环至蒸馏塔120上的回流入口130。
在如本文另外描述的某些实施方案中，包含丙酸的底部料流通过底部出口从蒸馏塔中取出。在图1的实施方案中，底部料流142通过底部出口140取出。在如本文另外描述的某些实施方案中，底部料流基本上包含(例如至少90wt.％、或至少95wt.％、或至少97.5wt.％、或至少99wt.％)的丙酸和乙酸。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，底部料流包含5-50wt.％乙酸和50-95wt.％丙酸。在如本文另外描述的某些实施方案中，底部料流包含至多为10wt.％(例如至多为5wt.％或至多为2.5wt.％)合并量的乙酸酐、丁酸及金属盐和乙酸盐(例如碱金属盐和乙酸盐)中的一种或多种。在如本文另外描述的某些实施方案中，将底部料流从蒸馏塔中取出并转移至储罐(例如在冷却底部料流之后)。在某些这种实施方案中，将取出的底部料流纯化(例如通过蒸馏)并然后转移至储罐。
本公开的另一方面为一种用于分离包括乙酸和丙酸的进料流的蒸馏系统。蒸馏系统包括热源；和蒸馏塔。蒸馏塔包括与热源热连通的底部区段；位于底部区段上方一定水平处的进料入口，进料入口与包含乙酸和丙酸的进料流的来源流体连通；位于进料入口上方一定水平处的第一抽取出口(例如作为侧取出口)；位于进料入口和第一抽取出口之间一定水平处的第二抽取出口(例如作为侧取出口)；位于第一抽取出口上方一定水平处的蒸气出口；和位于底部区段内一定水平处的底部出口。这种蒸馏系统的一个实施方案关于图1在以上进行描述。本公开的蒸馏系统可如本文中关于蒸馏方法另外描述的那样布置。
例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，系统的第一抽取出口和第二抽取出口分离至少1个理论级。在如本文另外描述的某些实施方案中，系统的第一抽取出口和第二抽取出口分离至少2个、或至少3个、或至少4个理论级。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，系统的第一抽取出口和第二抽取出口分离1-10个理论级，例如2-10个、或3-10个、或1-7个、或2-7个、或3-7个、或1-5个、或2-5个、或3-5个理论级。
在如本文另外描述的某些实施方案中，系统的进料入口和第一抽取出口分离至少5个理论级。在如本文另外描述的某些实施方案中，系统的进料入口和第一抽取出口分离至少6个、或至少10个、或至少12个理论级。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，系统的进料入口和第一抽取出口分离10-20个理论级，例如10-18个、或10-16个、或12-20个、或12-18个、或12-16个理论级。
在如本文另外描述的某些合乎期望的实施方案中，系统的第一抽取出口和第二抽取出口分离2-10(例如2-7或2-5)个理论级，并且系统的进料入口和第一抽取出口分离10-18(例如12-18或12-16)个理论级。
在本发明中提供位于第一抽取出口上方一定水平处的蒸气出口。蒸气出口通常位于塔的顶部。第一抽取出口位于蒸气出口下方一定水平处，并且为优选地位于距塔顶部至少2个理论级，比如距塔顶部2-8个理论级的侧取出口。位置也可相对于塔中存在的理论级总数来定义。因此，第一抽取出口可位于距塔顶部2-8个理论级之间和/或2至一定数量理论级之间，该理论级代表塔中理论级总数的25％(距塔顶部)。(例如，如果总共存在25个理论级，则25％将代表距塔顶部至多为5个理论级。)
第二抽取出口位于进料入口和第一抽取出口之间一定水平处，即其处于第一抽取出口下方和进料入口的上方。其一般地位于距塔顶部至少3个理论级，比如距塔顶部4-12个理论级。位置也可相对于理论级总数来定义。因此，第二抽取出口可位于距塔顶部4-12个理论级之间和/或代表塔中理论级总数的20％的理论级数量和代表塔中理论级总数的40％的理论级数量之间(在每种情况下距塔顶部)。(例如，如果总共存在25个理论级，则20％-40％将对应于距塔顶部5-10个理论级。)
进料入口优选地位于距塔顶部至少7个理论级，比如距塔顶部7-15个理论级。就相对于理论级总数的位置而言，进料入口通常位于塔的中心部分。优选地位于代表塔中理论级总数的25％的理论级数量和代表塔中理论级总数的75％的理论级数量之间(在每种情况下距塔顶部)。(当然，这些值受制于权利要求中关于相对于第一和第二抽取出口的位置的其他要求。)
在本发明中提供位于底部区段内一定水平处的底部出口。底部出口通常位于底部区段(并且也是塔的底部区段)的底部处。
本文所述的乙酸生产单元为至少产生乙酸的单元，并且包括共同产生乙酸和乙酸酐的单元。本领域的普通技术人员应当意识到，各种乙酸生产单元可配置为实施本文所述的分离方法。一般地，乙酸生产单元包括反应区(例如包括反应器)和配置为回收乙酸的轻馏分回收区(例如包括轻馏分塔)。可存在其他反应区和回收区。例如，一般地在反应区和轻馏分回收区之间采用闪蒸区。来自乙酸生产单元任何部分的废气流可如本文所述进行洗涤。用于制造乙酸(例如通过在存在VIII族金属催化剂的情况下用一氧化碳使甲醇和/或其反应性衍生物羰基化)的生产设备及其操作为本领域普通技术人员熟悉的。
在本文所述乙酸生产方法中，可将甲醇和/或其反应性衍生物作为液体反应物引入到反应区中(即以在反应区中形成液体反应组合物)。例如，在如本文另外描述的方法的某些合乎期望的实施方案中，甲醇作为反应物引入到反应区中。在如本文另外描述的其他方法中，将一种或多种反应性衍生物作为反应物引入到反应区中，或将甲醇与一种或多种甲醇反应性衍生物一起的组合作为反应物引入到反应区中。如本文使用的甲醇的“反应性衍生物”为乙酸甲酯、二甲醚和甲基碘。在如本文另外描述的某些实施方案中，甲醇和/或乙酸甲酯用作液体反应物。在如本文另外描述的一个实施方案中，甲醇用作反应物；在如本文另外描述的另一个实施方案中，乙酸甲酯用作反应物；并且在如本文另外描述的仍然另一个实施方案中，甲醇和乙酸甲酯的混合物用作反应物。
本文所述的方法可采用各种羰基化催化剂，例如VIII族贵金属羰基化催化剂。催化剂可包括负载于惰性载体例如碳载体上的VIII族种类。在如本文另外描述的某些合乎期望的实施方案中，羰基化催化剂包含铑、铱或其混合物。在本发明的一个特定实施方案中，羰基化催化剂为铱。在如本文另外描述的另一个特定实施方案中，羰基化催化剂为铑催化剂。催化剂助剂可任选地存在，例如选自碱金属碘化物(例如碘化锂)、碱土金属碘化物、铝族金属碘化物，有机碘化物盐、钌、锇、铼及其混合物。在催化剂为铑催化剂的情况下，任选的羰基化催化剂助剂可合乎期望地选自碱金属碘化物(例如碘化锂)、碱土金属碘化物、铝族金属碘化物和/或有机碘化物盐及其混合物。在催化剂为铱催化剂的情况下，任选的羰基化催化剂助剂可合乎期望地选自钌、锇、铼及其混合物。
在羰基化催化剂为铱催化剂的情况下，铱催化剂可包括基本上可溶于液体反应组合物中的任何含有铱的化合物。铱催化剂可以基本上溶解于液体反应组合物中或可转化为可溶性形式的任何合适形式加入到液体反应组合物中。铱催化剂合乎期望地作为可溶于一种或多种液体反应组合物组分(例如水和/或乙酸)中的无氯化合物(例如乙酸盐)使用，并因此可作为其中的溶液加入到反应中。可加入到液体反应组合物中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)4I2]-H+、[Ir(CO)2Br2]-H+、
[Ir(CO)2I2]-H+、[Ir(CH3)I3(CO)2]-H+、Ir4(CO)12、IrCl3.4H2O、IrBr3.4H2O、Ir3(CO)12、铱金属、Ir2O3、IrO2、Ir(acac)(CO)2、Ir(acac)3、乙酸铱、[Ir3O(OAc)6(H2O)3][OAc]和六氯铱酸[H2IrCl6]、合乎期望地铱的无氯复合物，比如乙酸盐、草酸盐和乙酰乙酸盐。
当存在时，铱催化剂在反应区中液体反应组合物中的浓度可例如独立地在100-6000ppmw铱的范围内。
当羰基化催化剂为铱催化剂时，羰基化催化剂助剂合乎期望地为钌。助剂可包括任何基本上可溶于液体反应组合物中的含钌化合物。钌助剂可以基本上溶解于液体反应组合物中或可转化为可溶性形式的任何合适形式加入到液体反应组合物中。钌助剂化合物合乎期望地作为可溶于一种或多种液体反应组合物组分(例如水和/或乙酸)中的无氯化合物(例如乙酸盐)使用，并因此可作为其中的溶液加入到反应中。
可使用的合适的含钌化合物的实例包括氯化钌(III)、氯化钌(III)三水合物、氯化钌(IV)、溴化钌(III)、碘化钌(III)、钌金属、钌氧化物、甲酸钌(III)、[Ru(CO)3I3]-H+、四(乙酰)氯钌(II、III)、乙酸钌(III)、丙酸钌(III)、丁酸钌(III)、五羰基合钌、十二羰基三钌和混合卤代羰基钌(例如二氯代三羰基钌(II)二聚体、二溴代三羰基钌(II)二聚体)和其他有机钌络合物(比如四氯双(4-甲基异丙基苯基)二钌(II)、四氯双(苯)二钌(II)、二氯(环辛-1,5-二烯)钌(II)聚合物和三(乙酰基丙酮酸)钌(III))。合乎期望地，含钌化合物不含提供或原位产生可抑制反应的离子碘化物的杂质，比如碱或碱土金属或其他金属盐。
钌助剂可以至多为在液体反应组合物、液体馏分和/或再循环至羰基化反应区的任何液体工艺料流中的溶解度极限的任何有效量存在。例如，钌助剂适当地以每种钌助剂:铱在[0.1-100]:1，优选地[大于0.5]:1，更优选地[大于1]:1，并且优选地[至多为20]:1，更优选地[至多为15]:1，并且仍然更优选地[至多为10]:1范围内的摩尔比存在于液体反应组合物中。反应区中液体反应组合物中的钌助剂浓度一般地小于6000ppmw。合适的助剂浓度范围为例如400-5000ppmw，比如2000-4000ppmw。
例如，在EP-A-0 161 874、US 6,211,405和EP-A-0728727中描述了合适的铑羰基化催化剂，其每一个特此通过引用以其全部结合至本文中。在羰基化催化剂为铑催化剂的情况下，液体反应组合物中的铑催化剂浓度优选地在50-5000ppmw，优选地100-1500ppmw铑的范围内。在使用铑作为催化剂的情况下，优选地使用碱金属碘化物，比如碘化锂作为助剂，如例如在以上引用的参考文献中所述。
因此，在某些实施方案中，由包括甲醇和/或其反应性衍生物的液体反应组合物中的可溶性VIII族金属羰基化催化剂(例如包含铑和/或铱)催化甲醇和/或其反应性衍生物通过一氧化碳的均相羰基化。在某些实施方案中，液体反应组合物包括水及甲基碘和乙酸甲酯中的一种或多种。在某些这种实施方案中，液体反应组合物进一步包含丙酸副产物。
如上所述，水可存在于液体反应组合物中。本领域的普通技术人员将意识到，通过甲醇/或其反应性衍生物与乙酸产物之间的酯化反应在液体反应组合物中原位形成水。在某些实施方案中，也可将水引入到反应区(例如与液体反应组合物的其他组分一起或分别地)。在某些合乎期望的实施方案中，水以0.1wt.％-15wt.％范围内(例如1wt.％-15wt.％范围内或1wt.％-8wt.％范围内)的量存在于液体反应组合物中。
乙酸甲酯可通过甲醇和/或其反应性衍生物与乙酸产物或溶剂的反应在液体反应组合物中原位形成。在如本文另外描述的某些实施方案中，反应区中液体反应组合物中的乙酸甲酯浓度在2-50wt％，例如3-35wt％的范围内。
如上所述，丙酸副产物也可存在于液体反应组合物中。在某些实施方案中，丙酸以200ppmw-2,500ppmw范围内，例如在400ppmw-2,000ppmw范围内，或在600ppmw-1,400ppmw范围内的量存在于液体反应组合物中。
在某些合乎期望的实施方案中，甲基碘以1wt.％-20wt.％范围内的量存在于液体反应组合物中。例如，在某些这种实施方案中，甲基碘以2wt.％-16wt.％范围内的量存在于液体反应组合物中。
在如本文另外描述的某些实施方案中，液体反应组合物包含溶剂。例如，在某些这种实施方案中，液体反应组合物包含乙酸溶剂(例如从乙酸生产单元的分离区再循环的)。
如上所述，通过用一氧化碳使甲醇和/或其反应性衍生物羰基化可在反应区中产生乙酸。在如本文另外描述的某些实施方案中，提供给反应区的一氧化碳为基本上纯的。在其他实施方案中，提供给反应区的一氧化碳含有一种或多种杂质比如二氧化碳、甲烷、氮气、氢气或惰性气体。在如本文另外描述的某些实施方案中，一氧化碳的分压(例如在反应区的反应器中)在1bar-70bar的范围内，例如在1bar-35bar的范围内。
在如本文另外描述的某些实施方案中，反应区中的羰基化反应在10barg-100barg范围内的总压力下(例如在反应区的反应器中)进行。
可将反应区的流出物引导至闪蒸分离区(例如通过闪蒸阀)，其中将它分离成蒸气流和含有羰基化催化剂的液体流。可将液体流引入(即作为再循环)到反应区。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，将反应区的流出物引导至闪蒸分离区以形成蒸气馏分和液体馏分，并且将至少一部分液体馏分再循环至反应区。
闪蒸分离区为本领域已知的。在某些实施方案中闪蒸分离区可包括绝热闪蒸容器。或者或另外地，闪蒸分离区可例如通过加热器加热。闪蒸分离区一般地可在0-10barg、优选地0-3barg范围内的压力下操作。
如本文所述的羰基化方法可作为分批方法或作为连续方法进行。在某些合乎期望的实施方案中，羰基化方法作为连续方法进行。
在某些实施方案中，将闪蒸分离区的至少一部分蒸气馏分引导至乙酸生产单元的轻馏分回收区。在某些实施方案中，乙酸生产单元的轻馏分回收区配置为从乙酸中至少分离比乙酸更易挥发的组分。例如，在某些实施方案中，通过在存在VIII族金属催化剂系统的情况下用一氧化碳使甲醇和/或其反应性衍生物羰基化在反应区中产生乙酸，并且乙酸生产单元的轻馏分回收区配置为分离乙酸，并且进一步分离甲基碘和乙酸甲酯，这些物质可再循环至反应区。
在如本文另外描述的某些实施方案中，轻馏分回收区包含蒸馏塔，该蒸馏塔将包含乙酸和丙酸的粗品乙酸产物与包括甲基碘和乙酸甲酯的轻馏分分离。在某些这种实施方案中，轻馏分回收区进一步包含干燥塔。例如，在如本文另外描述的某些实施方案中，轻馏分回收区包含轻馏分和干燥塔的组合，其中从粗品乙酸产物中去除水以形成包含乙酸和丙酸的干燥乙酸产物。如本文使用的包含乙酸(例如和任选地丙酸)的“干燥(dry)”或“干燥的(dried)”料流包含至多1,500ppmw的量的水。
可用于轻馏分回收区的合适的塔及其配置通常为本领域已知的。一般地，在轻馏分回收区中形成至少包含乙酸和丙酸的第一馏分以及包含乙酸甲酯、水、乙酸、一氧化碳和甲基碘的塔顶蒸气馏分。在某些实施方案中，分离的水可再循环至反应区或从乙酸生产单元中去除。
在如本文另外描述的某些实施方案中，轻馏分回收区进一步包含一个或多个冷凝器和/或冷却器以冷凝塔顶蒸气馏分并形成液体馏分。本领域的普通技术人员将意识到，可采用本领域已知的任何合适的方法将塔顶蒸气馏分冷凝为液相。例如，在某些实施方案中，使用至少一个热交换器(例如供有水作为冷却介质)将馏分冷凝。未冷凝的塔顶馏分的组分(例如一氧化碳、二氧化碳、惰性气体、反应副产物气体)作为废气流从轻馏分回收区去除。在某些实施方案中，通过在存在VIII族金属催化剂系统的情况下用一氧化碳使甲醇和/或其反应性衍生物羰基化在反应区中生产乙酸，并且从轻馏分回收区取出的废气流进一步包含甲基碘(例如作为夹带和/或蒸发的甲基碘存在)、乙酸甲酯和水。
在某些实施方案中，在轻馏分回收区中形成的液体馏分包括乙酸甲酯、水和乙酸。在某些实施方案中，通过在存在VIII族金属催化剂系统的情况下用一氧化碳使甲醇和/或其反应性衍生物羰基化在反应区中产生乙酸，并且液体馏分进一步包含甲基碘。在某些实施方案中，液体馏分进一步包含夹带或溶解的气态组分(例如一氧化碳、二氧化碳、惰性气体)。
在如本文另外描述的某些实施方案中，轻馏分回收区包含倾析器，其中液体馏分分离成两层：包含乙酸甲酯的下(例如有机)层和包含水的上(例如水性)层。在某些实施方案中，通过在存在VIII族金属催化剂系统的情况下用一氧化碳使甲醇和/或其反应性衍生物羰基化在反应区中生产乙酸，并且下层进一步包含甲基碘。在某些实施方案中，将来自倾析器上层的至少一部分(例如全部)作为回流料流返回至轻馏分回收区的蒸馏塔。在某些实施方案中，将来自倾析器上层的至少一部分(例如全部)再循环至反应区。在某些实施方案中，从倾析器取出废气并转移至废气洗涤单元(例如在处置之前)。
一般地，其为来自轻馏分回收区段的包含乙酸和丙酸的料流(例如在轻馏分回收区段中形成的第一馏分)，用作如本文所述蒸馏方法的进料流。也就是说，本文所述的蒸馏方法可作为所谓的“重馏分”工艺操作以提供纯化的乙酸产物。
通过以下非限制性实施例研究进一步描述本公开的某些方面。
使用ASPEN软件对一组蒸馏过程进行建模。下表提供一系列七个实例。在所有实例中，蒸馏塔具有25个理论级，将进料流进料至第9级上方的进料入口，并且第一抽取料流从第2级上的第一抽取出口取出(两者均为从塔的顶部测量)。在实例2和3中，第二抽取料流从第4级上的第二抽取出口取出，而在实例4和5中，第二抽取料流从第7级上的第二抽取出口取出。在所有实例中，进料丙酸浓度为按重量计500ppm(ppmw)，进料入口压力为4bara，和塔顶压力为1.5bara。在所有实例中，“产物1”为作为更纯的产物流具有150ppmw乙酸的乙酸产物。尽管该值将满足大多数客户的要求，但本领域的人员或普通技术人员应当意识到，更清洁的产物流可提供有更高或更低浓度的丙酸。
实例1表示乙酸生产单元中重馏分塔的常规操作模式。在此，所有产物作为丙酸浓度为150ppmw的相对纯的产物流从第一侧取出口提供。这以13.733MW的再沸器负荷形式产生显著的能量成本。
实例2表示根据本公开重馏分蒸馏方法的一个实施例，其中第二侧取出口位于第一侧取出口下方但处于进料入口位置的上方。在该实例中，75％的产物作为产物1以150ppmw的丙酸浓度通过第一侧取取出，而25％的产物作为产物2以300ppmw丙酸浓度通过第二侧取出口取出。值得注意的是，与实例1相比较，塔再沸器的总能量需求减少13.5％。
实例3基本上为实例2的延伸。在此，50％的产物作为产物1通过第一侧取取出，和50％作为产物2通过第二侧取出口以310ppmw的丙酸浓度取出。在此，总能耗减少27％。
当有客户可接受丙酸浓度甚至更高的产物时，第二侧取可相对更靠近进料入口定位。这由实例4和5表示，产生丙酸浓度更接近于500ppmw的第二产物。与实例2和3相比较，节省另外的能量。
如果客户能够接受丙酸浓度等于进入塔的进料流中丙酸浓度的产物，一种备选方法为简单地分离进入塔的一部分进料，并该材料的部分完全绕过重馏分塔。这由实例6和7表示，分别与实例4和5进行比较。令人意外地，建模表明，用一部分进料绕过塔导致比将整个料流进料至塔并靠近进料点取出第二产物更大的净能耗。在不旨在受到理论束缚的情况下，发明人注意到紧邻上游的塔(根据配置，干燥塔或轻馏分塔)一般地在比用于提供乙酸产物的重馏分塔更大的压力下操作。离开该上游塔的料流一般地处于或靠近饱和温度，并且因此在进入下游重馏分塔时会闪蒸。随后产生的蒸气在塔内产生实现期望的分离所需的一些蒸气负荷，并因此减少对塔再沸器的需求。在不旨在受到理论束缚的情况下，据信这解释了令人意外的结果，即将整个料流进料至塔(实例4和5)导致比绕过一部分塔进料(实例6和7)更低的能耗。
已经通过解释和说明提供上述详述和附图，并且不旨在限制所附权利要求的范围。在本文说明的目前优选的实施方案中的许多变化为本领域普通技术人员显而易见的，并且保持在所附权利要求及其等同物的范围内。
应当理解，所附权利要求中列举的元素和特征可以不同方式组合以产生同样落入本公开范围内的新权利要求。因此，鉴于以下所附的从属权利要求仅从属于单个独立或从属权利要求，应当理解，或者可使得这些从属权利要求以备选方式从属于任何前述权利要求(无论是独立还是从属)，并且这种新组合应当理解为形成本说明书的一部分。

Claims (22)

1.一种用于在蒸馏塔中分离包含乙酸和丙酸的进料流的方法，所述蒸馏塔包含
与热源热连通的底部区段；
位于所述底部区段上方一定水平处的进料入口；
位于所述进料入口上方一定水平处的第一抽取出口；
位于所述进料入口和第一抽取出口之间一定水平处的第二抽取出口；
位于第一抽取出口上方一定水平处的蒸气出口；和
位于所述底部区段内一定水平处的底部出口；
所述方法包括
从所述蒸馏塔底部区段处的热源提供热量；
将所述进料流通过进料入口引入到所述蒸馏塔中；
从第一抽取出口取出包含乙酸和丙酸的第一产物流；和
从第二抽取出口取出包含乙酸和丙酸的第二产物流；
其中
第一产物流与第二产物流的体积比在1:9-19:1的范围内；和
存在于第二产物流中的丙酸量比存在于第一产物流中的丙酸量大至少50ppmw。
2.权利要求1的方法，其中所述第一产物流与第二产物流的体积比在1:2-5:1的范围内，例如在1.5:1-4:1的范围内或在1:1-3:1的范围内。
3.权利要求1的方法，其中所述第一产物流与第二产物流的体积比在2:1-1:5的范围内，例如在1:4-1:1.5的范围内或在1:3-1:1的范围内。
4.权利要求1-3中任何一项的方法，其中第一产物流包含不超过500ppmw(例如50-500ppmw或50-350ppmw)的丙酸。
5.权利要求1-4中任何一项的方法，其中第二产物流包含至少200ppmw(例如300-1200ppmw或400-1000ppmw)的丙酸。
6.权利要求1-5中任何一项的方法，其中第一抽取出口和第二抽取出口分离至少1(例如1-10)个理论级。
7.权利要求1-5中任何一项的方法，其中第一抽取出口和第二抽取出口分离1-4(例如1-3)个理论级。
8.权利要求6的方法，其中
第一产物流包含至多400ppmw(例如至多300ppmw)的丙酸；和
第二产物流包含250-1000ppmw(例如350-1000ppmw)的丙酸。
9.权利要求1-5中任何一项的方法，其中第一抽取出口和第二抽取出口分离3-7(例如4-7)个理论级。
10.权利要求9的方法，其中
第一产物流包含至多400ppmw(例如至多300ppmw)的丙酸；和
第二产物流包含250-1200ppmw(例如450-1200ppmw)的丙酸。
11.权利要求1-10中任何一项的方法，其中所述进料入口和第一抽取出口分离至少5(例如5-20或10-20)个理论级。
12.权利要求1-11中任何一项的方法，其中丙酸以250-1200ppmw(例如300-1200ppmw或350-1200ppmw)范围内的量存在于所述进料流中。
13.权利要求1-12中任何一项的方法，其中所述进料流包括乙酸生产单元的轻馏分回收区的流出物的至少一部分。
14.权利要求1-11中任何一项的方法，其中所述进料流包括以1-100ppmw(例如5-75ppmw或5-50ppmw)的合并量存在于所述进料流中的一种或多种碱金属。
15.权利要求14的方法，其中第一产物流和第二产物流各自单独地包含小于1ppmw合并量的金属。
16.权利要求1-15中任何一项的方法，其进一步包括
将通过所述蒸气出口从蒸馏塔中取出的塔顶料流转移至热交换器，和
在所述热交换器中，通过产生蒸汽来冷却所述塔顶料流。
17.权利要求1-16中任何一项的方法，其中所述进料流的入口压力为1-10bara(例如2-8bara或2-6bara)。
18.权利要求1-17中任何一项的方法，其中所述蒸馏塔的顶部压力为0.5-2.5bara(例如0.75-2.25bara或1-2bara)。
19.权利要求1-18中任何一项的方法，其中所述热源包含再沸器。
20.一种用于分离包含乙酸和丙酸的进料流的蒸馏系统，所述蒸馏系统包含
热源；和
包含以下的蒸馏塔
与所述热源热连通的底部区段；
位于所述底部区段上方一定水平处的进料入口，所述进料入口与所述包含乙酸和丙酸的进料流的来源流体连通；
位于所述进料入口上方一定水平处的第一抽取出口；
位于所述进料入口和第一抽取出口之间一定水平处的第二抽取出口；
位于第一抽取出口上方一定水平处的蒸气出口；和
位于所述底部区段内一定水平处的底部出口。
21.权利要求20的蒸馏系统，所述蒸馏塔包括多个进料入口。
22.权利要求20的蒸馏系统，所述蒸馏塔包括至少三个抽取出口。
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GB9503382D0 (en) 1995-02-21 1995-04-12 Bp Chem Int Ltd Process
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CA2950361A1 (en) * 2014-06-20 2015-12-23 Bp Chemicals Limited Process for purifying methyl acetate mixtures
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