CN117120408B - 用于生产乙酸的方法和系统 - Google Patents

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Abstract

用于生产乙酸，包括冰乙酸的方法和系统。可以将包括乙酸甲酯、水和第一量的一氧化碳的反应器流体的第一流从反应器运送到反应器冷却器以形成冷却的反应器流体。该冷却的反应器流体可以具有低于该反应器流体中乙酸甲酯浓度的乙酸甲酯浓度。

Description

用于生产乙酸的方法和系统
在先相关申请
本申请要求于2021年4月2日提交的美国临时专利申请第63/170,283号的优先权权益，其以全文引用的方式并入本文。
技术领域
本发明总体上涉及用于生产乙酸的方法和系统。
背景技术
生产乙酸(HOAc)的已知方法包括使一氧化碳(CO)和甲醇(MeOH)和/或乙酸甲酯(MeAc)在未搅拌的液体填充的反应器中连续反应。通常，甲醇与乙酸反应产生乙酸甲酯，乙酸甲酯进一步与CO反应形成乙酸。而反应本身可以表示为：
CH3OH+CO→CH3COOH
基础化学是复杂的并且涉及多种相互关联的反应、副产物和平衡。因此，为了切实可行，制造过程必须平衡这些反应、相关联的副产物和产物的纯化。反应是放热的，并且除热是工艺设计的一部分。已知工艺的实例描述于美国专利第6,552,221号；第8,637,699号；和第10,067,113号，其以引用的方式并入本文。
存在许多可以用于生产冰乙酸的工艺中的已知添加剂。例如，美国专利第9,790,159号公开了选自五价烷基氧化膦的添加剂，其在试验单元中在小于2重量％的反应器水浓度下展示了反应器稳定性。先前已知的添加剂，诸如三苯基氧化膦，通常限于在反应器中在>6重量％的水下操作。
甲醇羰基化反应的大部分热目前通过闪蒸去除。反应器流体在低压下循环至闪蒸罐，在闪蒸罐中蒸发提供至轻馏分塔的进料，并且将冷却的液体泵送回反应器。对于每0.454kg(1磅)的冰乙酸(GAA)产物，该闪蒸蒸气携带约0.726kg(1.6磅)的酸。也就是说，对于每0.454kg(1磅)的GAA产物，约0.272kg(0.6磅)的酸通过后端蒸馏组列处理并且再循环至反应器。该再循环还包括与酸一起闪蒸的其他组分如甲基碘、水和乙酸甲酯。
减少至反应器的酸再循环可以允许反应物的进料速率增加，由此可能将反应器生产率提高10至100％或更多。然而，这会产生反应器的两个操作问题。第一个问题是增加反应速率增加了去除附加反应热的需要。第二个问题是反应器中的MeAc浓度优选维持在5％或更低。反应器中增加的MeAc浓度可以导致倾析器中较低的重相密度，这可以导致倾析器中相分离的损失、工厂关闭和/或生产中断。在没有其他工艺变化的情况下，增加的反应物进料速率可以导致增加的MeAc浓度。虽然增加反应器温度、增加催化剂浓度和/或降低进料速率可以用于降低乙酸甲酯浓度，但各自通常与能量成本、材料成本和/或产量降低相关联。
仍然需要解决由热盈余和/或高MeAc浓度引起的一个或多个问题的方法和系统。
发明内容
本文提供了可以包括用反应器冷却器控制反应器冷却和反应器MeAc浓度的方法。还提供了系统，其实施例包括提供反应器冷却和控制反应器MeAc浓度的反应器冷却器。本文所描述的方法和系统可以允许目标稳态反应器MeAc浓度维持在较高进料速率、较低催化剂和/或甲基碘(MeI)浓度或其组合，从而潜在地允许通过系统的反应区段的较高吞吐量。在一些实施例中，本文所描述的方法和系统允许通过将本文所描述的反应器冷却器并入已知系统和方法中来实现乙酸产量的增加。
在一个方面，提供了用于生产乙酸，包括冰乙酸，的方法。在一些实施例中，该方法包括在反应器中，在羰基化催化剂存在下使第一量的一氧化碳与反应器流体在足以形成乙酸和包括乙酸甲酯的中间反应产物的羰基化条件下接触，该反应器流体包括碘化物、按反应器流体的总重量计小于或等于6重量％的水和一种或多种添加剂、一种或多种添加剂的原位生成的衍生物或其组合，添加剂与碘化物的摩尔比为0.5:1至5:1，该反应器流体具有乙酸甲酯的第一浓度，其中该一种或多种添加剂包括三正辛基氧化膦(TOPO)、三正己基氧化膦(THPO)、二己基单辛基氧化膦(dihexylmonooctylphosphine oxide)和二辛基单己基氧化膦(dioctylmonohexylphosphine oxide)的化合物混合物；将该反应器流体的第一流从该反应器引导至反应器冷却器，该第一流具有乙酸甲酯的第一浓度；将在反应器冷却器中接收的反应器流体的部分冷却足以形成具有小于乙酸甲酯的第一浓度的乙酸甲酯的第二浓度的冷却的反应器流体的停留时间；将该冷却的反应器流体的第二流从该反应器冷却器引导至该反应器；使包括第二量的一氧化碳的第三流与该第一流接触；维持该反应器中的乙酸蒸发速率；以及回收乙酸。在一些实施例中，反应器流体包括甲醇。在一些实施例中，反应器流体包括碘化氢。在一些实施例中，按反应器流体的总重量计，该反应器流体包括至多1重量％、2重量％、3重量％、4重量％、5重量％、6重量％、7重量％、8重量％、9重量％或10重量％的碘化氢。在一些实施例中，添加剂与碘化物的摩尔比在0.5:1至5:1的范围内。在一些实施例中，添加剂与碘化物的摩尔比在0.5:1至3:1的范围内。在一些实施例中，添加剂与碘化氢的摩尔比在0.5:1至1.5:1的范围内。在一些实施例中，添加剂与碘化氢的摩尔比在1:1至5:1的范围内。在一些实施例中，添加剂与碘化氢的摩尔比在1:1至2.5:1的范围内。在一些实施例中，添加剂与碘化氢的摩尔比在1.5:1至4:1的范围内。在一些实施例中，反应器中的乙酸蒸发速率维持基本恒定。
在另一方面，提供了用于生产乙酸，包括冰乙酸的系统。在一些实施例中，该系统包括反应器，该反应器包括第一出口和第一入口，流体分别通过该第一出口和第一入口运送到反应器冷却器和从反应器冷却器返回，该反应器冷却器包括对应的第二入口和第二出口。本文所描述的系统的反应器冷却器可以被配置成在比反应器低的温度下操作，但反应器冷却器的温度可以高到足以允许羰基化反应发生。该系统还可以包括至少一个闪蒸罐、轻馏分塔、倾析器、干燥塔、重馏分塔、废物助剂汽提塔或其组合。
附加的方面将部分地在随后的描述中阐述，并且部分地将从描述中显而易见，或者可以通过以下所描述的方面的实践学习。下面所描述的优点将通过所附权利要求中特别指出的元素和组合来实现和获得。应理解，上述一般描述和以下详细描述都仅是示例性和说明性的，并不具有限制性。
附图说明
图1阐述了被认为是在铑催化剂存在下甲醇羰基化中涉及的一些相互关联的反应和平衡。
图2描绘了可以用于执行本文所描述的方法的实施例的系统的实施例。
图3是呈现来自连续甲醇羰基化单元的数据的图。
图4呈现了来自根据本文所描述的实施例的连续甲醇羰基化单元的模拟数据。
具体实施方式
图1阐述了被认为是在铑催化剂存在下甲醇羰基化中涉及的一些相互关联的反应和平衡。特定领域的普通技术人员将理解，涉及另外的反应和平衡，并且再现的反应仅仅是多种相互关联的反应、副产物和平衡的复杂性的说明。
提供了制作乙酸，包括冰乙酸的方法。在一些实施例中，该方法包括提供反应器、反应器冷却器和安置在反应器中的反应器流体。
该反应器可以包括第一出口和第一入口，流体分别通过第一出口和第一入口运送到反应器冷却器和从反应器冷却器返回。反应器冷却器又可以包括对应的第二入口和第二出口。反应器冷却器的“对应的”第二入口从反应器的第一出口接收第一流，并且反应器的第一入口从反应器冷却器的“对应的”第二出口接收第二流。
反应器流体通常可以包括可以分别在用于生产乙酸的方法中使用或生产的一种或多种反应物和/或一种或多种产物中的任一种。在一些实施例中，反应器流体包括乙酸甲酯、水和第一量的一氧化碳。反应器流体的一种或多种组分可以独立地通过一个或多个进料连续或间歇地供应至反应器。例如，甲醇和/或乙酸甲酯可以经由液体进料添加到反应器中，而一氧化碳可以经由分布器环引入到反应器中。附加地或替代地，乙酸甲酯可以原位形成。反应器流体还可以包括甲醇，其在添加到反应器中时可以快速反应。反应器流体还可以包括催化剂。如本文所描述的，催化剂可以作为可溶性催化剂体系的一部分存在。反应器流体还可以包括一种或多种添加剂。该一种或多种添加剂可以包括本文所描述的那些，其能够减少可能存在于反应器流体中的水量，而不会不利地影响反应器流体的一种或多种特性、本文所描述的方法或其组合。
可以向反应器施加压力。压力通常可以用不会不期望地影响本文所描述的方法的任何气体施加。在一些实施例中，本文所描述的方法包括用第一量的一氧化碳施加压力。
在一些实施例中，反应器中的压力为约2.413MPa(350psig)至约3.102MPa(450psig)。在一些实施例中，反应器中的压力为约2.413MPa(350psig)至约2.792MPa(405psig)。在一些实施例中，反应器中的压力为约2.654MPa(385psig)至约3.102MPa(450psig)。在一些实施例中，反应器中的压力为约2.586MPa(375psig)至约2.930MPa(425psig)。在一些实施例中，反应器中的压力为约2.654MPa(385psig)至约2.792MPa(405psig)。在一些实施例中，反应器中的压力为约2.689MPa(390psig)至约2.758MPa(400psig)。在一些实施例中，反应器中的压力为约2.723MPa(395psig)至约2.758MPa(400psig)。
在一些实施例中，该方法包括将包括反应器流体的第一流运送到反应器冷却器以形成冷却的反应器流体。第一流的运送可以通过本领域已知的任何技术来实现。第一流可以通过将反应器的第一出口与反应器冷却器的第二入口连接的管道区段运送。第一流可以具有在反应器冷却器中有效形成冷却的反应器流体的停留时间。
在一些实施例中，本文所描述的方法包括使包括反应器流体、冷却的反应器流体或其组合的第一流与包括第二量的一氧化碳的第三流接触。第一流、冷却的反应器流体或其组合与包括第二量的一氧化碳的第三流的接触可以通过任何已知技术实现。包括一氧化碳的第三流可以是从提供至反应器的一氧化碳流重新定向的流，或者第三料流可以是包括一氧化碳的单独流。
在一些实施例中，第一流、冷却的反应器流体或其组合与第三流的接触包括将包括第二量的一氧化碳的第三流通过分布器或超音速喷射器注入反应器冷却器中。在一些实施例中，第一流、冷却的反应器流体或其组合与第三流的接触包括在连接反应器的第一出口和反应器冷却器的第二入口的设备中生成一氧化碳气泡。例如，当反应器的第一出口和反应器冷却器的第二入口通过管道区段连接时，管道区段可以包括当第一流穿过管道区段时在管道区段中生成一氧化碳气泡的设备。一氧化碳气泡可以用作储存器以补充由于羰基化反应而从反应器流体中耗尽的一氧化碳。
当液体在反应器冷却器中时，继续反应的可能性可能导致一氧化碳的耗尽，这可以导致经由沉淀的催化剂损失。不希望受任何特定理论束缚，据信包括一氧化碳的第三流可以消除或至少降低催化剂沉淀的风险。通过使第一流、冷却的反应器流体或其组合与包括一氧化碳的第三流接触，反应器冷却器可以用作次级反应器，其可以降低初级反应器的负荷。
在一些实施例中，本文所描述的方法包括将包括冷却的反应器流体的第二流运送到反应器。包括冷却的反应器流体的第二流的运送可以通过任何已知的技术实现。在一些实施例中，反应器的第一入口和反应器冷却器的第二出口通过管道区段连接，并且将第二流运送到反应器包括将第二流输送通过管道区段。
乙酸甲酯浓度
通常，在本文所描述的方法中，反应器流体具有乙酸甲酯的第一浓度，冷却的反应器流体具有乙酸甲酯的第二浓度，并且第二浓度小于第一浓度。因此，在离开反应器的第一出口时或之后和在进入反应器冷却器的第二入口之前，第一流具有乙酸甲酯的第一浓度，并且在离开反应器冷却器的第二出口时或之后和在进入反应器的第一入口之前，冷却的反应器流体具有乙酸甲酯的第二浓度。结果，第一浓度和第二浓度可以分别通过在前述位置分析第一流和第二流来确定。替代地，第一浓度和第二浓度可以分别通过分析反应器中的反应器流体或反应器冷却器中的冷却的反应器流体来确定。
在一些实施例中，乙酸甲酯的第二浓度比乙酸甲酯的第一浓度低约10％至约40％。换句话说，如果乙酸甲酯的第一浓度为反应器流体的10重量％，则乙酸甲酯的第二浓度将为反应器流体的约6重量％(即，比第一浓度低约40％)至约9重量％(即，比第一浓度低约10％)。在一些实施例中，乙酸甲酯的第二浓度比乙酸甲酯的第一浓度低约20％至约40％。在一些实施例中，乙酸甲酯的第二浓度比乙酸甲酯的第一浓度低约20％至约30％。
在一些实施例中，按反应器流体的重量计，乙酸甲酯的第一浓度为约2.7重量％至约3.3重量％，并且按冷却的反应器流体的重量计，乙酸甲酯的第二浓度为约2重量％至约2.4重量％。如本文所用，短语“按反应器流体的重量计”和“按冷却的反应器流体的重量计”指示重量百分比是按所测试样品的整个重量计的。用于测量第一浓度的样品可以从反应器中的反应器流体或第一流中抽取，并且用于测量第二浓度的样品可以从反应器冷却器中的冷却的反应器流体或第二流中抽取。
在一些实施例中，按反应器流体的重量计，乙酸甲酯的第一浓度为约2.8重量％至约3.2重量％，并且按冷却的反应器流体的重量计，乙酸甲酯的第二浓度为约2重量％至约2.4重量％。在一些实施例中，按反应器流体的重量计，乙酸甲酯的第一浓度为约2.9重量％至约3.1重量％，并且按冷却的反应器流体的重量计，乙酸甲酯的第二浓度为约2重量％至约2.4重量％。在一些实施例中，按反应器流体的重量计，乙酸甲酯的第一浓度为约2.8重量％至约3.2重量％，并且按冷却的反应器流体的重量计，乙酸甲酯的第二浓度为约2.1重量％至约2.3重量％。
反应器和反应器冷却器的温度
不希望受任何特定理论束缚，据信如本文所描述的所需的MeAc浓度降低可以至少部分地通过反应器的内容物和反应器冷却器的内容物之间的温差(例如，(i)第一流在离开反应器第一出口时或之后和第一流在进入反应器冷却器第二入口之前的温差，以及(ii)第二流在离开反应器冷却器的第二出口时或之后和第二流进入反应器的第一入口之前的温差)来实现。通常，反应器冷却器的内容物(例如，第二流)的温度低于反应器的内容物(例如，第一流)的温度。如果温度差不够大，则所产生的不充分除热可能导致反应器过热。如果温差过大，则反应器冷却器中相对较慢的反应速率可能不足以降低反应器中的MeAc浓度。
在一些实施例中，包括冷却的反应器流体的第二流的温度比包括反应器流体的第一流的温度低约1.6℃(3℉)至约13.9℃(25℉)。在一些实施例中，包括冷却的反应器流体的第二流的温度比包括反应器流体的第一流的温度低约2.7℃(5℉)至约13.9℃(25℉)。在一些实施例中，包括冷却的反应器流体的第二流的温度比包括反应器流体的第一流的温度低约2.7℃(5℉)至约11.1℃(20℉)。在一些实施例中，包括冷却的反应器流体的第二流的温度比包括反应器流体的第一流的温度低约5.5℃(10℉)至约11.1℃(20℉)。在一些实施例中，包括冷却的反应器流体的第二流的温度比包括反应器流体的第一流的温度低约8.3℃(15℉)至约11.1℃(20℉)。在一些实施例中，包括冷却的反应器流体的第二流的温度比包括反应器流体的第一流的温度低约11.1℃(20℉)。
在一些实施例中，包括冷却的反应器流体的第二流的温度为约176℃(350℉)至约182.2℃(360℉)，并且包括反应器流体的第一流的温度为约187℃(370℉)至约193.3℃(380℉)。在一些实施例中，包括冷却的反应器流体的第二流的温度为约177.8℃(352℉)至约181.1℃(358℉)，并且包括反应器流体的第一流的温度为约189℃(372℉)至约192.2℃(378℉)。在一些实施例中，包括冷却的反应器流体的第二流的温度为约178℃(354℉)至约180℃(356℉)，并且包括反应器流体的第一流的温度为约190℃(374℉)至约191.1℃(376℉)。在一些实施例中，包括冷却的反应器流体的第二流的温度为约179.4℃(355℉)，并且包括反应器流体的第一流的温度为约187℃(370℉)至约190.6℃(375℉)。
通常，包括反应器流体的第一流在反应器中的停留时间大于其在反应器冷却器中的停留时间。停留时间可以根据多种因素中的任一种来调节，包括但不限于反应器流体中乙酸甲酯的所期望的浓度、作为第三流提供的附加一氧化碳的量、反应器冷却器中羰基化反应的速率、反应器的内容物和反应器冷却器的内容物之间的温差或其组合。
在一些实施例中，包括反应器流体的第一流在反应器冷却器中的停留时间比反应器流体在反应器中的停留时间少约50％至约99％。在一些实施例中，包括反应器流体的第一流在反应器冷却器中的停留时间比反应器流体在反应器中的停留时间少约60％至约99％。在一些实施例中，包括反应器流体的第一流在反应器冷却器中的停留时间比反应器流体在反应器中的停留时间少约70％至约99％。在一些实施例中，包括反应器流体的第一流在反应器冷却器中的停留时间比反应器流体在反应器中的停留时间少约80％至约99％。在一些实施例中，包括反应器流体的第一流在反应器冷却器中的停留时间比反应器流体在反应器中的停留时间少约80％至约95％。在一些实施例中，包括反应器流体的第一流在反应器冷却器中的停留时间比反应器流体在反应器中的停留时间少约90％至约95％。
在一些实施例中，包括反应器流体的第一流在反应器冷却器中的停留时间为约1分钟至约3分钟，并且反应器流体在反应器中的停留时间为约15分钟至约19分钟。
在一些实施例中，本文所描述的方法还包括将来自反应器冷却器的废热的一部分作为蒸汽回收。来自反应器冷却器的废热可以作为蒸汽回收，该蒸汽可以用于纯化组列重沸器或其他工艺加热器中。在一些实施例中，该步骤可以满足约50％至约80％的工艺加热要求，从而消除或减少对独立蒸汽生成的依赖。
反应器冷却器通常可以具有本领域已知的冷却器的一个或多个特征。在一些实施例中，反应器冷却器包括壳管式热交换器。在一些实施例中，冷却流体(诸如水)穿过反应器冷却器的外壳或管，并且第一流/冷却的反应器流体分别穿过管或外壳。
反应器流体还可以包括可溶性催化剂体系。可溶性催化剂体系可以包括催化剂和甲基碘。催化剂通常可以包括任何羰基化催化剂。在一些实施例中，催化剂是铑催化剂。在一些实施例中，催化剂是铱催化剂。
在一些实施例中，甲基碘充当催化剂促进剂。按反应器流体的总重量计，甲基碘的浓度可以为从约0.6重量％至约36重量％。替代地或附加地，可以通过添加碘化氢在反应器中生成甲基碘。
合适的铑催化剂描述于例如美国专利第5,817,869号，其以引用的方式并入本文。合适的铑催化剂包括铑金属和铑化合物。优选地，铑化合物选自由以下组成的组：铑盐、氧化铑、乙酸铑、有机铑化合物、铑的配位化合物等及其混合物。更优选地，铑化合物选自由以下组成的组：Rh2(CO)4I2、Rh2(CO)4Br2、Rh2(CO)4Cl2、Rh(CH3CO2)2、Rh(CH3CO2)3、[H]Rh(CO)2I2等及其混合物。最优选地，铑化合物选自由以下组成的组：[H]Rh(CO)2I2、Rh(CH3CO2)2等及其混合物。
合适的铱催化剂描述于例如美国专利第5,932,764号，其以引用的方式并入本文。合适的铱催化剂包括铱金属和铱化合物。合适的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、Ir2O3、IrO2、Ir(acac)(CO)2、Ir(acac)3、Ir(OAc)3、[Ir3O(OAc)6(H2O)3][OAc]和H2[IrCl6]。优选地，铱化合物选自由以下组成的组：乙酸盐、草酸盐、乙酰乙酸盐等及其混合物。更优选地，铱化合物是乙酸盐。
铱催化剂优选与助催化剂一起使用。优选的助催化剂包括选自由以下组成的组的金属和金属化合物：锇、铼、钌、镉、汞、锌、镓、铟和钨、它们的化合物等，及其混合物。更优选的助催化剂选自由以下组成的组：钌化合物和锇化合物。最优选的助催化剂是钌化合物。优选地，助催化剂是乙酸盐。
在一些实施例中，反应器流体还包括氧化膦，诸如五价烷基氧化膦。适合的氧化膦的实例描述于美国专利第9,790,159号中，其以引用的方式并入本文。
在一些实施例中，氧化膦由式R3PO表示，其中R为烷基或芳基，O为氧，P为磷。在一些实施例中，氧化膦包括至少四种氧化膦的化合物混合物，其中每种氧化膦具有式OPX3，其中O为氧，P为磷，并且X独立地选自C4至C18烷基、C4至C18芳基、C4至C18环烷基、C4至C18环芳基及其组合。每种氧化膦具有至少15个或至少18个总碳原子。
单独或在化合物混合物中使用的合适的氧化膦的实例包括但不限于三正己基氧化膦(THPO)、三正辛基氧化膦(TOPO)、三(2,4,4-三甲基戊基)-氧化膦、三环己基氧化膦、三正十二烷基氧化膦、三正十八烷基氧化膦、三(2-乙基己基)氧化膦、二正辛基乙基氧化膦、二正己基异丁基氧化膦、辛基二异丁基氧化膦、三苄基氧化膦、二正己基苄基氧化膦、二正辛基苄基氧化膦、9-辛基-9-磷杂双环[3.3.1]壬烷-9-氧化物、二己基单辛基氧化膦、二辛基单己基氧化膦、二己基单癸基氧化膦、二癸基单己基氧化膦、二辛基单癸基氧化膦、二癸基单辛基氧化膦和二己基单丁基氧化膦等。
按化合物混合物的总重量计，氧化膦的化合物混合物可以包括从1重量％至60重量％，或从35重量％至50重量％的每种氧化膦。在一些实施例中，该化合物混合物包括TOPO、THPO、二己基单辛基氧化膦和二辛基单己基氧化膦。例如，化合物混合物可以包括例如从40重量％至44重量％的二辛基单己基氧化膦、从28重量％至32重量％的二己基单辛基氧化膦、从8重量％至16重量％的THPO和从12重量％至16重量％的TOPO。
在图2中描绘了在其中可以执行本文所描述的方法的系统的一个实施例。图2的系统100包括反应器110，该反应器包括第一出口111和第一入口112，流体分别通过该第一出口和第一入口运送到反应器冷却器120和从该反应器冷却器返回，该反应器冷却器包括对应的第二入口121和第二出口122。该系统还包括闪蒸罐130、轻馏分塔140、倾析器150、干燥塔160、重馏分塔170和废物助剂汽提塔180。该系统还包括各种冷却器和再冷却器(151、161、162、171、172、173、174)。
本文所描述的方法的实施例可以在图2所描绘的系统中执行。在一些实施例中，包括MeOH和可选地共进料的MeAc的进料114经由入口113直接进入反应器110中而没有特殊分配，并且包括CO的进料115通过分布器环116进入反应器110的底部附近。
在一些实施例中，还将一种或多种其他流进料到反应器110。这些流可以包括以下再循环流中的至少一种：(1)来自闪蒸罐130的催化剂再循环流132、(2)来自轻馏分塔倾析器150的重相液体流152、(3)来自轻馏分塔倾析器150的轻相液体流153，和(4)来自干燥塔160塔顶的稀酸流164。流152、流153和流164中的一种或多种可以在进入反应器110之前与甲醇进料114组合。
在一些实施例中，安置在反应器110中的是可溶性催化剂体系，其可以包括铑(催化剂)和甲基碘-碘化氢(促进剂MeI-HI)。可溶性催化剂体系可以使反应以合理的速率发生。在一些实施例中，甲醇在反应器110中几乎立即转化为MeAc。
可以包括五价烷基氧化膦的添加剂也可以安置在反应器110中，并且添加剂可以提供增加的催化剂稳定性以防止在闪蒸罐中沉淀和/或允许增加的催化剂活性，同时降低反应器中所需的水。
在一些实施例中，反应器110中的总反应器压力由CO补充控制并且维持在如本文所描述的压力下。
在一些实施例中，通过将反应器流体131在低压下绝热闪蒸至闪蒸罐130而去除反应器110中产生的HOAc。来自闪蒸罐130的冷却的液体132(在一些实施例中，其为约262℉，并且包括均相催化剂体系)可以返回到反应器110，同时可以将蒸发的产物塔顶流133送到轻馏分塔140。来自轻馏分塔140的底部沉积物流141可以返回到反应器110。在一些实施例中，此闪蒸冷却的液体闪蒸罐再循环流包括(如果不是)主要冷却源以去除由MeOH的催化羰基化产生的热。通过使反应器流体再循环通过反应物冷却器120来提供附加的冷却。
在一些实施例中，来自闪蒸罐130的蒸发的塔顶流133含有乙酸、MeI、H2O、MeAc和痕量的CO和HI。可以将该蒸气流133进料到轻馏分塔(LEC)140的下部。在该塔140中，可以将浓缩的乙酸流作为侧馏分143回收，该侧馏分还含有水、甲基碘、乙酸甲酯和痕量的碘化氢。可以将该流143进料到干燥塔(DC)160。在一些实施例中，不控制LEC底部沉积物流141并且将其排回到闪蒸罐130。塔顶轻流142可以通过冷却器151冷却并且进料到倾析器150，在一些实施例中，该倾析器实现主要含有重相152和含水轻相153的MeI的分相。在一些实施例中，使用水平控制的重相再循环来维持反应器MeI浓度。倾析器轻相154的一部分可以向LEC140提供回流，而轻相153的剩余部分再循环到至反应器110。
在一些实施例中，DC160从LEC160乙酸侧馏分143中去除H2O。可以将DC底部沉积物163(其可以包括干乙酸)进料到重馏分塔(HEC)170。HEC170可以从乙酸中去除ppm量的丙酸。而且，高沸点杂质可以通过塔170的底部去除。HEC底部沉淀物175可以在废酸汽提塔(WAS)180中分离，其中碘化物、丙酸和其他杂质在底部沉淀物吹扫181中去除，并且乙酸可以在塔顶冷却器171和回流冷却器172中从顶部流176回收，并且流177再循环回到HEC 170。产物乙酸179可以由通过冷却器173的HEC 170顶部附近的侧馏分178产生。
在一些实施例中，图2系统100中所描述的方法稳定操作所需的水量小于5％，至少部分归因于包括五价烷基氧化膦的添加剂。这可以允许减少来自纯化组列的乙酸再循环132。乙酸再循环减少又可以允许容量增加。在对图2的系统的现有纯化区段(140、150、160、170、180)进行很少或不进行修改的情况下，容量增加可以大于5％，并且高达30％至50％。
为了消除或减少与热盈余和/或高MeAc相关联的一个或多个问题，将反应器110的内容物循环至反应器冷却器120，在一些实施例中，去除或减少由乙酸再循环减少和产量增加的累积效应生成的热。在一些实施例中，图2的系统100的反应器冷却器120比已知方法中使用的现有工艺冷却器大约2至约10倍。
在一些实施例中，在反应器温度下将反应器流体的流117从反应器110取出并且进料到反应器冷却器120，其中在较低温度下将流118返回到反应器110之前去除反应器流体的一部分热。反应器流体中CO饱和。在一些实施例中，反应器冷却器120在比反应器110本身低的温度下操作，但反应器冷却器120的温度高到足以允许羰基化反应继续，尽管以降低的速率进行。不希望受任何特定理论束缚，这可以具有降低从进料117到反应器冷却器122的出口的MeAc浓度的有益效果，这进而可以降低反应器110中的MeAc浓度，并且允许反应器110和倾析器150的稳定操作。因此，在一些实施例中，反应器冷却器120可以被配置成在允许其用作热交换器反应器的温度窗口下操作。
由于在反应器冷却器120中增加的停留时间，CO反应物的持续消耗可以导致不期望的低CO浓度，这又可以使催化剂诸如Rh催化剂不稳定，从而增加催化剂从溶液中沉淀出来的可能性。因此，在一些实施例中，本文的方法包括在流117离开反应器110之后但在蒸汽117进入反应器冷却器120之前使反应器流体的流117与CO进料190接触。CO进料190可以包括与流117接触的CO气泡。替代地，流117可以在反应器冷却器120内部与CO接触。
在一些实施例中，反应器冷却器120是壳管式热交换器。在一些实施例中，将反应器流体的流117进料到反应器冷却器120并且使用冷却剂如水或其他合适的除热液体从流117中去除热。
实例
通过以下实例进一步说明本发明，该实例不以任何方式解释为对其范围施加限制。相反，应清楚地理解，可以采取各种其他方面、实施例、修改和其等同物，在阅读了本文的描述之后，在不脱离本发明的精神或所附权利要求的范围的情况下，本领域的普通技术人员可以想到这些方面、实施例、修改和其等同物。因此，考虑到本文所公开的发明的说明书和实践，本发明的其他方面对于本领域技术人员将是显而易见的。
对比实例1–增加的MeAc浓度的影响
对比实例1在类似于图2所示的GAA反应器系统中进行，但没有反应器冷却器120和伴随部件：出口111、入口112、流117、118或CO进料190。此实例展示了增加的MeAc浓度可以如何导致倾析器150中重相的密度降低。
表1的数据得自装备有(i)能够连续定量乙酸甲酯浓度的反应器拉曼(Raman)分析仪和(ii)能够连续定量密度的倾析器重相在线密度计的连续甲醇羰基化工艺。
表1
时间(小时) 重相密度，g/mL 反应器MeAc，重量％
0 1.756 3.03
1 1.746 3.12
2.4 1.741 3.41
3.6 1.736 3.79
6.5 1.721 3.93
7.7 1.729 3.73
11 1.752 2.85
当到反应器的重相再循环流速无意地降低时，超过3重量％的目标稳态反应器乙酸甲酯浓度，这导致反应速率的降低和乙酸甲酯的累积。
该表示出了伴随反应器乙酸甲酯浓度增加的重相密度的不期望的降低。
该实例展示了增加反应器乙酸甲酯浓度对倾析器重相密度的不期望的影响。虽然增加反应器温度、增加催化剂浓度和/或降低进料速率可以降低乙酸甲酯浓度，但这些调节中的每一者伴随一种或多种不期望的结果，包括但不限于能量成本、材料成本和/或产量降低。
实例1–双用途反应器冷却器的效果
图2的GAA反应器系统用于本实例。反应器和反应器冷却器操作参数汇总于表2中。
通过调节反应器冷却器温度来控制反应器冷却器中的连续反应程度(MeAc和CO消耗&GAA形成)。表2的数据指示在表2所指示的温度下，反应器冷却器中的空时产率(STY)大约为反应器STY的一半。
基于反应器冷却器入口组成(基本上为反应器组成)、STY和停留时间，分析反应器冷却器出口组成，如表3所描绘的。应注意，由于MeAc在反应物冷却器中仅部分消耗，所以碘化物平衡不受影响并且MeI/HI比率保持相对恒定。
表2
变量 反应器 Rx冷却器
温度，℃ 190.6 179.4
近似STY 10 5
停留时间，分钟 17 1.35
液体体积，升 56,781.2 5,212.5
表3
组分 Rx冷却器入口，重量％ Rx冷却器出口，重量％
H2O 6 5.8
MeAc 3 2.2
MeI 14 14
HI 5 5
R3PO 7 7
Rh 700PPM 700PPM
乙酸 65 65
在该实例中，每次反应器周转，反应器冷却器周转12次。将该周转率与反应器和反应器冷却器的相对体积一起考虑，计算当冷却器操作时(在表2所示的条件下)稳态反应器MeAc浓度的预期变化并且示于表4。数据表明，在稳态行为下，在反应器冷却器不操作的情况下反应器MeAc浓度为3.0重量％，而在反应器冷却器在线的情况下，反应器MeAc浓度将降低至2.45重量％。
表4
在反应器冷却器中存在与正在进行的羰基化反应相关联的一些放热性，这抵消了所期望的冷却效果，但这是相当适度的，并且反应物冷却器的冷却能力补偿了该效果。
通过使用再循环冷却器显著增加冷却能力，减少了闪蒸和酸再循环的量，因此卸载了后端纯化。后端纯化的流量减少允许用基本相同的设备实现更高的生产率。
实例2
如上所描述的，降低进料速率可以降低乙酸甲酯浓度。通过推论，增加进料速率将增加乙酸甲酯浓度。图3呈现了在操作中没有反应器冷却器的连续甲醇羰基化单元的3.5天周期内收集的启动数据，例如使用对比实例1的系统。如图所示，在甲醇进料斜坡结束时获得约3重量％的目标稳态MeAc浓度。在这种情况下，增加Rh催化剂浓度以保持MeAc浓度等于或低于3重量％。
图4表示模拟条件，其中维持类似的稳态乙酸甲酯浓度，但现在处于有利的较高进料速率，并且通过推论，处于较高生产速率。该条件可以通过Rh催化剂浓度的增加、反应器温度的增加、甲基碘促进剂浓度的增加或通过在如表2至4中的数据所示的操作条件下使反应器冷却器在线来达到。
甲醇羰基化领域的技术人员将认识到Rh催化剂是格外昂贵的，并且增加Rh浓度以允许较高进料速率所涉及的额外费用不仅与初始附加成本相关联，而且与较高的进行中的使用成本相关联，这是由于在与较高进料和生产速率相关联的较高流速度下来自夹带的增加的损失。增加反应器温度具有与腐蚀速率的对应增加相关联的主要限制，并且因此，不是通常可以采用的变量。增加反应器中的挥发性甲基碘促进剂浓度将导致在闪蒸塔顶中增加的甲基碘浓度以及因此更低的乙酸浓度，这将不利地抵消通过进料速率增加获得的增加的生产中的一些。此外，由于其挥发性和高蒸气压，较高的反应器甲基碘浓度将导致CO分压的不利降低。
相反，反应器冷却器选项允许较高的甲醇进料速率，同时维持与较低甲醇进料速率相关联的稳态乙酸甲酯浓度，即，使用图2的GAA反应器系统。这有助于确保维持从倾析器至反应器的重相再循环流速，并且避免伴随重相再循环流速降低的反应速率降低。反应器冷却器的益处可以在没有任何前述限制或约束的情况下实现。
以上公开的特定实施例仅仅是说明性的，因为本公开可以以对于受益于本文教导的本领域技术人员显而易见的不同但等效的方式来进行修改和实践。此外，除了在下面的权利要求中描述的之外，不打算限制本文所示的构造或设计的细节。因此，很明显，以上公开的特定说明性实施例可以被改变或修改，并且此类变化被认为在本公开的范围和精神内。由组合、集成和/或省略实施例的特征产生的替代实施例也在本公开的范围内。虽然组合物和方法以“具有”、“包括(comprising)”、“含有”或“包括(including)”各种组分或步骤的广义术语描述，但组合物和方法也可以“基本上由各种组分和步骤组成”或“由各种组分和步骤组成”。术语“可选地”关于权利要求的任何元素的使用意指该元素是存在的，或替代地，该元素是不存在的，两种替代品都在权利要求的范围内。在权利要求中，装置加功能条款旨在覆盖本文所描述的执行所述功能的结构，并且不仅覆盖结构等同物，而且覆盖等同结构。申请人的明确意图是不实施35U.S.C.§112的第6段来对本文的任何权利要求进行任何限制，除非权利要求明确地使用词语“用于……的装置”连同相关联的功能。
以上公开的数字和范围可以在一定量上变化。每当公开具有下限和上限的数值范围时，具体公开落入该范围内的任何数字和任何包括的范围。特别地，本文公开的每个数值范围(形式为“从约a至约b”，或等同地，“从大约a至b(a to b)”，或等同地，“从大约a至b(a-b)”)应被理解为阐述了涵盖在更宽数值范围内的每个数字和范围。而且，权利要求中的术语具有其简单、普通的含义，除非专利权人另外明确地且毫不含糊地定义。此外，如权利要求中所使用的不定冠词“一(a)”或“一个(an)”在本文中被定义为意指其所引入的元素中的一个或多于一个。如果本说明书中的词语或术语与一个或多个专利或其他文献的使用存在任何冲突，则应采用与本说明书一致的定义。
因此，保护范围不受上述描述的限制，而仅受所附权利要求的限制，此类范围包括权利要求的主题的等同物。

Claims (20)

1.一种用于生产乙酸的方法，所述方法包括：
在反应器中，在羰基化催化剂存在下使第一量的一氧化碳与反应器流体在足以形成乙酸和包括乙酸甲酯的中间反应产物的羰基化条件下接触，所述反应器流体包括碘化物、按所述反应器流体的总重量计小于或等于6重量％的水，和一种或多种添加剂或其组合，添加剂与碘化物的摩尔比为0.5:1至5:1，所述反应器流体具有乙酸甲酯的第一浓度，其中所述一种或多种添加剂包括三正辛基氧化膦(TOPO)、三正己基氧化膦(THPO)、二己基单辛基氧化膦和二辛基单己基氧化膦的化合物混合物；
将包括所述反应器流体的一部分的第一流从所述反应器引导至反应器冷却器，所述第一流具有乙酸甲酯的第一浓度；
将在所述反应器冷却器中接收的所述反应器流体的所述部分冷却足以形成具有小于乙酸甲酯的所述第一浓度的乙酸甲酯的第二浓度的冷却的反应器流体的停留时间；
将包括所述冷却的反应器流体的第二流从所述反应器冷却器引导至所述反应器；
使包括第二量的一氧化碳的第三流与在所述反应器冷却器中接收的所述第一流和所述反应器流体中的至少一种接触；
维持所述反应器中的乙酸蒸发速率；以及
回收乙酸。
2.根据权利要求1所述的方法，其中乙酸甲酯的所述第二浓度比乙酸甲酯的所述第一浓度低10％至40％。
3.根据权利要求1所述的方法，其中乙酸甲酯的所述第二浓度比乙酸甲酯的所述第一浓度低20％至40％。
4.根据权利要求1所述的方法，其中乙酸甲酯的所述第二浓度比乙酸甲酯的所述第一浓度低20％至30％。
5.根据权利要求1所述的方法，其中按所述反应器流体的重量计，乙酸甲酯的所述第一浓度为2.7重量％至3.3重量％，并且按所述冷却的反应器流体的重量计，乙酸甲酯的所述第二浓度为2重量％至2.4重量％。
6.根据权利要求1所述的方法，其中按所述反应器流体的重量计，乙酸甲酯的所述第一浓度为2.9重量％至3.1重量％，并且按所述冷却的反应器流体的重量计，乙酸甲酯的所述第二浓度为2重量％至2.4重量％。
7.根据权利要求1所述的方法，其中包括所述冷却的反应器流体的所述第二流的温度比包括所述反应器流体的所述第一流的温度低1.6℃至13.9℃。
8.根据权利要求1所述的方法，其中包括所述冷却的反应器流体的所述第二流的温度比包括所述反应器流体的所述第一流的温度低2.7℃至11.1℃。
9.根据权利要求1所述的方法，其中包括所述冷却的反应器流体的所述第二流的温度为176℃至182.2℃，并且包括所述反应器流体的所述第一流的温度为187℃至193.3℃。
10.根据权利要求1所述的方法，其中包括所述冷却的反应器流体的所述第二流的温度为179.4℃，并且包括所述反应器流体的所述第一流的温度为187℃至190.6℃。
11.根据权利要求1所述的方法，其中包括所述反应器流体的所述第一流在所述反应器冷却器中的所述停留时间比所述反应器流体在所述反应器中的停留时间少70％至99％。
12.根据权利要求1所述的方法，其中包括所述反应器流体的所述第一流在所述反应器冷却器中的所述停留时间比所述反应器流体在所述反应器中的停留时间少80％至95％。
13.根据权利要求1所述的方法，其中所述第一流与所述第三流的接触包括将所述第二量的一氧化碳通过分布器或超音速喷射器注入所述反应器冷却器中。
14.根据权利要求1所述的方法，其中所述第一流与所述第三流的接触包括在流体连接所述反应器和所述反应器冷却器的设备中生成所述第二量的一氧化碳的气泡。
15.根据权利要求1所述的方法，还包括将来自所述反应器冷却器的废热的一部分作为蒸汽回收。
16.根据权利要求1所述的方法，其中所述反应器冷却器包括壳管式热交换器。
17.根据权利要求1所述的方法，其中所述反应器流体还包括可溶性催化剂体系，其中所述可溶性催化剂体系包括羰基化催化剂和甲基碘。
18.根据权利要求1所述的方法，其中所述反应器流体还包括五价烷基氧化膦。
19.根据权利要求1所述的方法，还包括用所述第一量的一氧化碳在所述反应器中施加2.413MPa至3.102MPa的压力。
20.根据权利要求1所述的方法，还包括用所述第一量的一氧化碳在所述反应器中施加2.654MPa至2.792MPa的压力。
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Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO1995024265A1 (en) * 1994-03-11 1995-09-14 Hoechst Celanese Corporation Control system for an acetic acid manufacturing process
CN102015088A (zh) * 2008-04-29 2011-04-13 国际人造丝公司 用富含乙酸的闪蒸物流将甲醇羰基化的方法与装置
CN103097332A (zh) * 2010-07-21 2013-05-08 伊奎斯塔化学有限公司 控制乙酸生产工艺的倾析器相分离

Family Cites Families (11)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP3308392B2 (ja) 1994-06-02 2002-07-29 ダイセル化学工業株式会社 カルボニル化反応方法
US5817869A (en) 1995-10-03 1998-10-06 Quantum Chemical Corporation Use of pentavalent Group VA oxides in acetic acid processing
GB9625335D0 (en) * 1996-12-05 1997-01-22 Bp Chem Int Ltd Process
US6552221B1 (en) 1998-12-18 2003-04-22 Millenium Petrochemicals, Inc. Process control for acetic acid manufacture
US8168822B2 (en) 2009-07-07 2012-05-01 Celanese International Corporation Acetic acid production by way of carbonylation with enhanced reaction and flashing
US8530696B2 (en) * 2010-09-24 2013-09-10 Celanese International Corporation Pump around reactor for production of acetic acid
US8394988B2 (en) 2010-09-28 2013-03-12 Celanese International Corporation Production of acetic acid with high conversion rate
US8637699B2 (en) 2011-04-15 2014-01-28 Lyondell Chemical Technology, L.P. Process for the manufacture of acetic acid
US9663437B2 (en) 2011-09-13 2017-05-30 Celanese International Corporation Production of acetic acid with high conversion rate
KR102048611B1 (ko) * 2014-02-28 2019-11-25 라이온델바젤 아세틸, 엘엘씨 초산 제조 공정
US9475746B2 (en) * 2014-09-22 2016-10-25 Lyondellbasell Acetyls, Llc Catalyst stability and corrosion prevention in acetic acid production process

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO1995024265A1 (en) * 1994-03-11 1995-09-14 Hoechst Celanese Corporation Control system for an acetic acid manufacturing process
CN102015088A (zh) * 2008-04-29 2011-04-13 国际人造丝公司 用富含乙酸的闪蒸物流将甲醇羰基化的方法与装置
CN103097332A (zh) * 2010-07-21 2013-05-08 伊奎斯塔化学有限公司 控制乙酸生产工艺的倾析器相分离

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