CN1172895C - 生产乙酸的方法 - Google Patents

生产乙酸的方法 Download PDF

Info

Publication number
CN1172895C
CN1172895C CNB991196953A CN99119695A CN1172895C CN 1172895 C CN1172895 C CN 1172895C CN B991196953 A CNB991196953 A CN B991196953A CN 99119695 A CN99119695 A CN 99119695A CN 1172895 C CN1172895 C CN 1172895C
Authority
CN
China
Prior art keywords
concentration
decantor
acetate
reaction composition
described method
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Expired - Fee Related
Application number
CNB991196953A
Other languages
English (en)
Other versions
CN1249299A (zh
Inventor
Mj
M·J·穆斯克特
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
BP Chemicals Ltd
Original Assignee
BP Chemicals Ltd
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Family has litigation
First worldwide family litigation filed litigation Critical https://patents.darts-ip.com/?family=10836282&utm_source=google_patent&utm_medium=platform_link&utm_campaign=public_patent_search&patent=CN1172895(C) "Global patent litigation dataset” by Darts-ip is licensed under a Creative Commons Attribution 4.0 International License.
Application filed by BP Chemicals Ltd filed Critical BP Chemicals Ltd
Publication of CN1249299A publication Critical patent/CN1249299A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN1172895C publication Critical patent/CN1172895C/zh
Anticipated expiration legal-status Critical
Expired - Fee Related legal-status Critical Current

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C07C51/43—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation
    • C07C51/44—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation by distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/10—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by reaction with carbon monoxide
    • C07C51/12—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by reaction with carbon monoxide on an oxygen-containing group in organic compounds, e.g. alcohols

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)

Abstract

在第VIII族贵金属羰基化催化剂、浓度至少为2wt%的甲基碘化物辅催化剂、任意地至少一种促进剂、至少一定浓度的水、浓度至少为8%w/w的乙酸甲酯和乙酸产物存在下，通过羰基化甲醇和/或其反应性衍生物生产乙酸，在该方法中，通过保持在进入滗析器的冷凝塔顶蒸汽馏分中的乙酸浓度在或低于8wt%，实现在轻馏分塔的滗析器中上层(水溶液层)和下层(有机层)的分离。

Description

生产乙酸的方法
本发明涉及一种生产乙酸的方法，该方法是在第VIII族贵金属催化剂和烃基卤化物辅催化剂存在下，通过羰基化甲醇和/或其反应性衍生物生产乙酸的。
用第VIII族贵金属作催化剂、烃基卤化物作辅催化剂，通过羰基化醇和/或其反应性衍生物生产乙酸的方法在现有技术中是已知的。这项技术的代表用铑作第VIII族贵金属催化剂被提及，例如，在US-A-3,772,380；GB-A-1468940；GB-A-1538783和EP-A-0087070中。这项技术的代表用铱作第VIII族贵金属催化剂被提及，例如，在GB-A-1234121；US-A-3772380；DE-A-1767150；EP-A-0616997；EP-A-0618184；EP-A-0618183；和EP-A-0657386中。
在第VIII族贵金属存在下，通过羰基化甲醇和/或其反应性衍生物连续液相生产乙酸的方法中，乙酸产物从液体反应组合物中回收并干燥；反应组合物的剩余组份被循环至反应器以保持他们在那里的浓度。
Howard等人在Catalyss Today，18(1993)，325-354中描述了在铑和铱催化下羰基化甲醇生成乙酸。据其中介绍连续铑催化、均匀羰基化甲醇的过程由三个基本段组成：反应，纯化和废气处理。反应段由一个搅拌罐反应器和一个闪蒸器组成，搅拌罐反应器在升高的温度和压力下操作。从反应器中抽出液体反应组合物并通过一个快速卸料阀门进入闪蒸罐，在此液体反应组合物中大部分较轻的组份(甲基碘化物，乙酸甲酯和水)同产物乙酸一起被蒸发。然后蒸汽馏分被送入纯化段，同时液体馏分(乙酸中含有铑催化剂)循环至反应器(如Howard等人图2中所示)。据其中介绍纯化段包括第一蒸馏塔(轻馏分塔(light ends column))，第二蒸馏塔(干燥塔)和第三蒸馏塔(重馏分塔(heavyends column)(如Howard等人图3中所示)。在轻馏分塔中，甲基碘化物和乙酸甲酯同一些水和乙酸一起被从塔顶除去，冷凝蒸汽并允许其在滗析器中分离为两相，两相均被返回反应器。湿乙酸通常作为侧线物流从轻馏分塔中除去并送入干燥塔，在此将水从塔顶除去并将主要的干乙酸物流从蒸馏区底部除去。从Howard等人图3中可以看出来自干燥塔的塔顶水物流被循环至反应段，从重馏分塔底部除去重液体副产物，同时作为侧线物流获得产物乙酸。
在实际中，滗析器的上层(水溶液层)，全部或部分，被回流返回轻馏分塔以及滗析器的下层(有机层)被循环至反应器。出于操作原因，非常期望在滗析器中保持两个分离相。滗析器的稳定性对连续羰基化过程的成功操作至关重要。如果滗析器成为单相，引起的组合物变化趋于增加反应器中水的含量，这导致对铱催化的羰基化的反应活性具有很大的影响。
EP-A-0768295描述了在羰基化液体反应组合物中水的浓度下降或在液体反应组合物中乙酸甲酯的浓度增加的环境下，保持反应器中两个分离相的方法。这样EP-A-0768295公开了一种在含第VIII族金属催化剂、甲基碘化物和水存在下，通过从甲醇、乙酸甲酯和二甲醚中选择至少一种与一氧化碳连续反应生产乙酸的方法，包括：(a)一个从羰基化步骤抽出粗反应物液体并引入闪蒸段，以及将闪蒸段没有蒸发的含有催化剂组份的催化剂循环液循环至羰基化反应器的步骤，(b)一个将闪蒸段蒸发的蒸汽馏分以蒸汽或液体的形式送入第一蒸馏塔的步骤，(c)一个从第一蒸馏塔顶部抽出含有水，乙酸甲酯，甲基碘化物和乙酸的低沸点循环物流的步骤，和(d)一个从第一蒸馏塔底部或接近第一蒸馏塔底部的侧线抽出粗乙酸的步骤，其特征在于通过向第一蒸馏塔加水，降低第一蒸馏塔塔顶部分的冷却温度，或降低加入到第一蒸馏塔顶部滗析器中的液体中乙酸甲酯的浓度，保持第一蒸馏塔顶部滗析器中液体的分离状态。
EP-A-0768295介绍了当滗析器中的液体没有形成两相和未分离的液体被循环至反应器时，副产物羰基化合物，如乙醛、巴豆醛和2-乙基巴豆醛，和有机碘化合物如己烷基碘化物在产物乙酸中增大到不能接受的程度。
欧洲专利公开号EP-0573189-A1描述了一种在铑羰基化催化剂存在下，通过羰基化甲醇生产乙酸的方法，据其中介绍在液体反应组合物中乙酸甲酯的浓度至少为2％(重量)，优选在2％至15％(重量)范围内，更优选在3％至10％(重量)范围内。而实施例4和5显示的形成轻馏分循环的混合塔顶物流计算具有0.96％和1.33％(重量)乙酸时，反应器中乙酸甲酯的浓度仅为3.1％和7.3％(重量)。
我们已经发现在羰基化反应器的液体反应组合物中，高浓度的乙酸甲酯，通常为8％w/w或更大，尤其在低水平的水和甲基碘化物的情况下，这种情况往往与使用铱作为羰基化催化剂有关，增加了在滗析器中实现两相分离的困难，这导致可能引起EP-A-0768295提到的那类产品质量问题，和工厂能力问题，在很大程度上是由于对控制阀和泵进行水量限制的结果。
我们已发现解决在连续操作的滗析器中保持两个液相问题的方法是控制从轻馏分塔加入到滗析器中的塔顶馏分中的乙酸浓度。EP-A-0768295没有提到塔顶馏分中乙酸的浓度及其对维持两相的影响。在脱机试验中我们已经发现典型的滗析器进料将形成一个含有大约14％w/w或更多乙酸的单相。然而，在连续操作的滗析器中，为了维持稳定操作必须达到甚至更低的乙酸水平(8wt％或更低)，这是由于增加了有机相中水的含量，该有机相由于直接循环回到反应器消耗了轻馏分塔塔顶物流中的水，这引起水浓度下降并使相分离变得更加困难。于是反馈机理占优势以及滗析器成为单相。
相应地本发明提供了一种通过羰基化甲醇和/或其反应性衍生物生产乙酸的连续方法，该方法包括以下步骤：
(I)将甲醇和/或其反应性衍生物加到羰基化反应器中，在那里甲醇和/或其反应性衍生物在液体反应组合物中与一氧化碳进行反应，该液体反应组合物含有第VIII族贵金属羰基化催化剂，浓度至少为2％w/w的甲基碘化物辅催化剂，任意地至少一种促进剂(promoter)，至少一定浓度的水，浓度至少为8％w/w的乙酸甲酯和乙酸产物；
(II)从羰基化反应器中抽出液体反应组合物并将抽出的液体反应组合物引入至少一个闪蒸分离段，加热或不加热，产生包含水，乙酸产物，乙酸甲酯和甲基碘化物的蒸汽馏分，以及包含第VIII族贵金属羰基化催化剂和任意地至少一种促进剂的液体馏分；
(III)将步骤(II)的液体馏分循环至羰基化反应器；
(IV)将步骤(II)的蒸汽馏分引入轻馏分蒸馏塔；
(V)从轻馏分蒸馏塔中除去包含乙酸产物的反应馏分；
(VI)从轻馏分蒸馏塔顶部除去含有乙酸甲酯，甲基碘化物，水和乙酸的蒸汽馏分；
(VII)冷凝(VI)的塔顶蒸汽馏分；
(VIII)将(VII)的冷凝塔顶蒸汽馏分引入滗析器，在此该馏分分离为上层(水溶液层)和下层(有机层)；
(IX)将(VIII)中分离的上层(水溶液层)全部或部分地作为回流液循环至轻馏分蒸馏塔并将(VIII)中分离的下层(有机层)全部或部分地循环至反应器，其特征在于通过将引入到滗析器中的冷凝塔顶蒸汽馏分中乙酸的浓度保持在或低于8 wt％，使步骤(VIII)滗析器中的上层(水溶液层)和下层(有机层)实现分离；
引入滗析器中的冷凝蒸汽馏分中的乙酸浓度优选保持在低于8wt％，优选低于6wt％，更优选低于5wt％。保持冷凝蒸汽馏分中乙酸的浓度处于前面提到的范围内在很大程度上是通过合适操作轻馏分蒸馏塔来实现的。这样，选择该塔的回流比和/或理论级数以使得冷凝蒸汽馏分中的乙酸浓度为8wt％或更低。典型地，轻馏分塔包括相对小的级数(总的在10左右)。已经发现在进料上方使用大约10个理论级操作的商业装置中，实际上必须将水相全部回流至塔内以保持两个液相。优选的是，轻馏分塔在进料上方含有的理论级优选大于10，更优选15，或更大。增加理论级数允许使用更低的回流比，这有益于有效除去水份并因此降低纯化费用。另一个保持滗析器中乙酸浓度处于前面提到的范围内的改进是重定位任何含有大量乙酸的循环馏分进入轻馏分塔的位置，否则该物流先前可能已流入冷凝器并因此直接进入滗析器，适宜在靠近步骤(II)蒸汽馏分进料点的位置，这样可以使循环物流中的乙酸通过进料上方的级从这一物流中分离出来。这样的循环物流可以是，例如，从反应的废气处理段返回的蒸汽物流。
至于滗析器本身，对于甲醇羰基化工厂传统的设计包括进料斗设备，其采用的形式为一个短的垂直圆柱体段依放在一个水平圆柱体段上，这对于具有重相低体积流量或者重相密度非常高并期望将重相物质存量最小化的系统是标准的设计特点。已经发现在本发明方法中相当高的乙酸甲酯浓度条件下可以省去通常在滗析器建造中出现的进料斗。由于从滗析器除去进料斗简化了滗析器容器的建造，具有节约经费开支的优点。这也避免了由于高体积流量在进料斗引起湍流造成分离更困难的可能性。
此外优选的是，滗析器还包括塔板添料分离器，有商品供应(例如从Natco，Tulsa，Oklahoma)，用于提高相分离率。塔板添料分离器一般包括大量倾斜的波纹状板子，其在滗析器中引发凝并和减少所需停留的时间。安装塔板添料分离器具有容易使用较小滗析器的优点。反过来这又导致另一个优点，即如果滗析器成为单相，可以将上文提到的反应器中水含量增加产生的不利影响降至最小。
在本发明方法步骤(I)中，甲醇和/或其衍生物被送入羰基化反应器，适宜的甲醇衍生物包括乙酸甲酯和二甲基醚。
甲醇和/或其衍生物在羰基化反应器中与一氧化碳在液体反应组合物中反应，一氧化碳可以基本是纯的或可以包含惰性杂质如二氧化碳，甲烷，氮气，稀有气体，水，和C1-C4链烷烃。一氧化碳原料中以及反应器中水汽转换反应原位产生的氢优选保持低水平，因为它的存在可能引起氢化产物的形成。因此，一氧化碳反应物中的氢含量优选少于1mol％，更优选少于0.5mol％和更进一步优选少于0.3mol％和/或羰基化反应器中氢的分压力优选低于1巴分压，更优选低于0.5巴和更进一步优选低于0.3巴。反应器中一氧化碳的分压力适宜在大于0-40巴范围内，典型地为4-30巴。
反应器中的液体反应组合物由第VIII族贵金属羰基化催化剂，甲基碘化物辅催化剂，任意地至少一种促进剂，至少一定浓度的水，浓度至少为8％w/w的乙酸甲酯和乙酸产物组成。
在第VIII族贵金属中铑和铱是优选的。贵金属催化剂可以包括任可溶于液体反应组合物的含金属的化合物。金属催化剂可以以任何适直的形式加到液体反应组合物中，只要它在液体反应组合物中是可溶的或可以转化为可溶的。前面提到的与铱-和铑催化羰基化有关的专利公开中描述了合适的化合物。通常可以使用这些金属的羰基配合物，卤化盐和乙酸盐。铑的含量可以从50至5000ppm，优选从100至1500ppm。铱的含量可以在100至6000ppm范围内，优选400至3000ppm。
这里将甲基碘化物作为辅催化剂使用。甲基碘化物在液体反应组合物中适宜的含量可以在2-20％，优选4-16％(重量)范围内。
当存在于液体反应组合物中时，促进剂的选择，在一定程度上取决于第VIII族贵金属催化剂的性质。当使用铱作羰基化催化剂时，适宜的促进剂可从下组中选择，该组包括：钌，锇，镉，铼，汞，镓，铟，钨，和其混合物，优选为钌和锇。促进剂与铱的适宜摩尔比在[0.5-15]∶1范围内。当使用铑作为羰基化催化剂时，合适的促进剂可从包括碱和碱土金属的碘盐的组中选择，如碘化锂，四价铵碘化物，和四价磷碘化物。可选择的适宜的促进剂的含量可以达到其溶解极限。
不考虑作为羰基化催化剂的第VIII族贵金属，羰基化反应器中的液体反应组合物含有至少一定浓度的水。然而，水的含量根据作为催化剂的第VIII族贵金属会有所变化。一般地，对于铑，水的含量在0.1-30％范围内，优选1-15％(重量)。对于铱，水的含量为0.1-10％，优选1-6.5％(重量)。
乙酸甲酯，无论是否加到羰基化反应器中，其在液体反应组合物中的存在是不可避免的，这是由于甲醇和/或其反应性衍生物与作为羰基化产物和/或作为羰基化溶剂的乙酸反应的结果。在本发明涉及的范围内乙酸甲酯在液体反应组合物中的含量为8wt％或更大，通常为8-50wt％，优选8-35wt％。一般地，这些乙酸甲酯的浓度范围与第VIII族贵金属催化剂铱有关，用铑作催化剂时，乙酸甲酯的浓度一般为，但不是必须，至多5wt％，通常低于约3wt％。
液体反应组合物的剩余物包括乙酸。
合适的羰基化反应温度在100-300℃范围内，优选在150-220℃范围内。羰基化反应器中的总压力适宜在10-200巴范围内，优选为15-100巴，更优选为15-50巴。
在本发明方法步骤(II)中，从羰基化反应器中抽出液体反应组合物并引入至少一个闪蒸分离段，增加或不增加热量，以产生包括水，乙酸产物，乙酸甲酯和甲基碘化物的蒸汽馏分，和包括第VIII族贵金属羰基化催化剂和任意至少一种促进剂的液体馏分。如果使用单级闪蒸，压力可以在0-3巴范围内，温度适宜在100-150℃范围内。使用两级闪蒸，第一闪蒸区中的压力可以在1-10巴范围内和第二闪蒸区中的压力适宜在0-5巴的范围内。
在本方法步骤(III)中，将从步骤(II)闪蒸分离区回收的液体馏分循环至羰基化反应器。
在本方法步骤(IV)中，将从步骤(II)闪蒸分离段回收的蒸汽馏分引入轻馏分蒸馏塔。轻馏分蒸馏塔适宜有至多40个理论级。该塔可在任何适宜压力下操作，如约1.2巴的塔顶压力和约1.5巴的塔底压力。轻馏分蒸馏塔的操作温度取决于许多因素，包括进料组分，塔顶和塔底物流以及操作压力。典型的塔底温度在125-140℃范围内和典型的塔顶温度在105-115℃范围内。
在本方法步骤(V)中，从轻馏分蒸馏塔中除去包括乙酸产物的物流。该反应物流可以在任何适宜位点除去，如进料点的上方或下方，或以液体或蒸汽的形式从塔底除去。然后将从轻馏分蒸馏塔中除去的含乙酸产物的过程物流干燥，例如，在干燥蒸馏塔中，分离出的水循环至羰基化反应器或从过程中除去。然后适宜地将干燥乙酸送入重馏分蒸馏塔，在此将丙酸副产物从干乙酸中分离出来。
在本方法步骤(VI)中，将含乙酸甲酯，甲基碘化物，水和乙酸的蒸汽馏分从轻馏分蒸馏塔顶部除去。
在本方法步骤(VII)中，冷凝来自(VI)的塔顶蒸汽馏分。
在本方法步骤(VIII)中，将由(VII)得到的冷凝塔顶馏分送入滗析器，在此该馏分被分离为上层(水溶液层)和下层(有机层)。
最后，在本方法步骤(IX)中将(VIII)中分离得到的上层(水溶液层)作为回流液全部或部分地循环至轻馏分蒸馏塔中，以及将(VIII)中分离得到的下层(有机层)全部或部分，优选全部，循环至反应器。上层(水溶液层)作为回流液适宜部分地循环至轻馏分蒸馏塔，其速率适宜为从轻馏分蒸馏塔顶部除去蒸汽馏分速率的约0.1至约0.7倍。
本发明将参照下面的实施例和附图作进一步的说明，其中，图1是连续羰基化过程中滗析器顶部轻馏分上层(水溶液层)中组份的浓度图，图2是相应的羰基化速率图。
实施例
将甲醇连续加入到羰基化反应器中，其中保持的液体反应组合物包括铱羰基化催化剂，5wt％水，7wt％甲基碘化物，15wt％乙酸甲酯以及，包括组合物的剩余组分，乙酸。将一氧化碳也加入到反应器中。羰基化速率约为17.5mol/l/hr。
从羰基化反应器中抽出液体反应组合物并引入闪蒸分离区，在此产生包括水，乙酸产物，乙酸甲酯和甲基碘化物的蒸汽馏分以及包含铱羰基化催化剂的液体馏分。
将从闪蒸分离区抽出的液体馏分循环至羰基化反应器。
从闪蒸分离区得到的蒸汽馏分被引入混合的轻馏分/干燥塔。从混合塔顶部除去包括乙酸甲酯，甲基碘化物，水和乙酸的蒸汽馏分。冷凝该蒸汽馏分并送入滗析器。混合塔是在使得送入滗析器中冷凝的塔顶蒸汽馏分中乙酸浓度为8wt％或更低的方式下操作。
滗析器中冷凝的塔顶蒸汽馏分分离为上层(水溶液层)和下层(有机层)。从滗析器中将上层(水溶液层)分离出来并作为回流液循环至混合塔。下层(有机层)从滗析器除去并循环至反应器。
包括乙酸产物的反应物流也被从混合轻馏分/干燥塔中除去。
按前面提及的方法保持操作约18个小时。在这段时间内实现滗析器的稳定运行，如图1所示，该图为滗析器中上层(水溶液层)组合物对过程时间的坐标图。在这段期间内羰基化速率保持合理稳定，如图2所示，平均值约为17.5mol/l/h，图2为羰基化速率对过程时间的坐标图。
对比试验
约18小时后，改变轻馏分/干燥塔的操作，使得送入滗析器中的冷凝塔顶蒸汽馏分中乙酸的浓度大于8％w/w。这很快引起了滗析器中单相操作的变化，同时对滗析器中液体的组份浓度造成了影响，如图1所示。可以看出当乙酸浓度相应增加时水的浓度迅速下降，甲基碘化物和乙酸甲酯的浓度也是如此。
在羰基化反应器的液体反应组合物中，由于滗析器和塔中操作条件的变化，水的浓度增加到约11wt％和甲基碘化物的浓度降低到约3wt％。这些变化伴随着羰基化速度明显下降至平均值约8mol/l/h，以保持乙酸甲酯的浓度为15wt％，如图2所示。
这不是本发明的实施例，在此仅用于比较的目的。

Claims (12)

1、一种通过羰基化甲醇和/或其反应性衍生物生产乙酸的连续方法，该方法包括以下步骤：
(I)将甲醇和/或其反应性衍生物加入到羰基化反应器中，在该反应器中甲醇和/或其反应性衍生物在液体反应组合物中与一氧化碳反应，该液体反应组合物包括第VIII族贵金属羰基化催化剂，浓度至少为2％w/w的甲基碘化物辅催化剂，任选至少一种促进剂，水，浓度至少为8％w/w的乙酸甲酯和乙酸产物；
(II)从羰基化反应器中抽出液体反应组合物并将这些抽出的液体反应组合物引入至少一个闪蒸分离段，加入或不加入热量，产生包括水，乙酸产物，乙酸甲酯和甲基碘化物的蒸汽馏分，和包括第VIII族贵金属羰基化催化剂和任选至少一种促进剂的液体馏分；
(III)将步骤(II)的液体馏分循环至羰基化反应器；
(IV)将步骤(II)的蒸汽馏分引入轻馏分蒸馏塔；
(V)从轻馏分蒸馏塔中除去包括乙酸产物的反应物流；
(VI)从轻馏分蒸馏塔顶部除去包括乙酸甲酯，甲基碘化物，水和乙酸的蒸汽馏分；
(VII)冷凝(VI)中的塔顶蒸汽馏分；
(VIII)将(VII)中冷凝的塔顶蒸汽馏分送入滗析器，其中该馏分被分离为上层的水溶液层和下层的有机层；
(IX)将(VIII)中分离的上层的水溶液层全部或部分地作为回流液循环至轻馏分蒸馏塔以及将(VIII)中分离的下层的有机层全部或部分循环至反应器，其特征在于通过保持送入滗析器的冷凝的塔顶蒸汽馏分中的乙酸浓度在或低于8重量％，从而实现步骤(VIII)的滗析器中上层的水溶液层和下层的有机层的分离。
2、权利要求1所述的方法，其中第VIII族贵金属羰基化催化剂包括铱羰基化催化剂。
3、权利要求2所述的方法，其中促进剂选自钌，锇，镉，铼，汞，镓，铟，钨，和其混合物。
4、权利要求2或3所述的方法，其中在液体反应组合物中乙酸甲酯的浓度在8-50重量％范围内。
5.权利要求4所述的方法，其中在液体反应组合物中乙酸甲酯的浓度在8-35重量％范围内。
6、权利要求1-3之一所述的方法，其中在液体反应组合物中甲基碘化物的浓度在2-20重量％范围内。
7、权利要求6所述的方法，其中在液体反应组合物中甲基碘化物的浓度在4-16重量％范围内。
8、权利要求1-3之一所述的方法，其中轻馏分蒸馏塔在进料上方含有大于10的理论级。
9、权利要求8所述的方法，其中轻馏分蒸馏塔在进料上方含有15或更大的理论级。
10、权利要求1-3之一所述的方法，其中含有基本上为乙酸的循环物流在接近步骤(II)的蒸汽馏分进料点的部位被引人轻馏分蒸馏塔。
11、权利要求1-3之一所述的方法，其中滗析器是无进料斗的滗析器。
12、权利要求1-3之一所述的方法，其中滗析器中含有塔板填料分离器。
CNB991196953A 1998-07-29 1999-07-29 生产乙酸的方法 Expired - Fee Related CN1172895C (zh)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
GB9816385.0 1998-07-29
GBGB9816385.0A GB9816385D0 (en) 1998-07-29 1998-07-29 Process

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN1249299A CN1249299A (zh) 2000-04-05
CN1172895C true CN1172895C (zh) 2004-10-27

Family

ID=10836282

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CNB991196953A Expired - Fee Related CN1172895C (zh) 1998-07-29 1999-07-29 生产乙酸的方法

Country Status (16)

Country Link
US (1) US6458996B1 (zh)
EP (1) EP0976711B1 (zh)
JP (2) JP5009453B2 (zh)
KR (1) KR100604682B1 (zh)
CN (1) CN1172895C (zh)
CA (1) CA2279055C (zh)
DE (1) DE69904405T2 (zh)
GB (1) GB9816385D0 (zh)
ID (1) ID23265A (zh)
MY (1) MY118626A (zh)
RU (1) RU2201916C2 (zh)
SA (1) SA99200577B1 (zh)
SG (1) SG83141A1 (zh)
TW (1) TW452576B (zh)
UA (1) UA66352C2 (zh)
YU (1) YU49261B (zh)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101665424B (zh) * 2009-07-16 2012-04-25 北京泽华化学工程有限公司 一种甲醇低压羰基化合成醋酸的方法及其装置
CN103249705A (zh) * 2010-10-06 2013-08-14 株式会社大赛璐 乙酸的制造方法

Families Citing this family (61)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB9816385D0 (en) * 1998-07-29 1998-09-23 Bp Chem Int Ltd Process
CN1315771C (zh) 2002-05-06 2007-05-16 伊斯曼化学公司 连续羰基化工艺
FR2839972B1 (fr) 2002-05-23 2005-08-19 Inst Francais Du Petrole Procede de carbonylation des alcools utilisant un catalyseur a base de rhodium ou d'iridium dans un liquide ionique non-aqueux,avec un recyclage efficace du catalyseur
CN100430363C (zh) * 2003-10-30 2008-11-05 上海吴泾化工有限公司 一种羰基化生产醋酸的改进方法及其装置
US7053241B1 (en) 2005-02-24 2006-05-30 Celanese International Corporation Acetic acid production methods incorporating at least one metal salt as a catalyst stabilizer
US7855306B2 (en) 2005-04-28 2010-12-21 Celanese International Corporation Process for the production of acetic acid
GB0601865D0 (en) * 2006-01-30 2006-03-08 Bp Chem Int Ltd Process
US7737298B2 (en) 2006-06-09 2010-06-15 Eastman Chemical Company Production of acetic acid and mixtures of acetic acid and acetic anhydride
US7582792B2 (en) 2006-06-15 2009-09-01 Eastman Chemical Company Carbonylation process
US7253304B1 (en) 2006-06-20 2007-08-07 Eastman Chemical Company Carbonylation process
US7629491B2 (en) 2006-06-26 2009-12-08 Eastman Chemical Company Hydrocarboxylation process
US7619113B2 (en) * 2007-09-27 2009-11-17 Celanese International Corporation Method and apparatus for making acetic acid with improved purification
US7790919B2 (en) * 2008-03-17 2010-09-07 Lyondell Chemical Technology, L.P. Removing hydrocarbon impurities from acetic acid production process
US8575403B2 (en) 2010-05-07 2013-11-05 Celanese International Corporation Hydrolysis of ethyl acetate in ethanol separation process
US8932372B2 (en) 2010-02-02 2015-01-13 Celanese International Corporation Integrated process for producing alcohols from a mixed acid feed
US8680342B2 (en) 2010-05-07 2014-03-25 Celanese International Corporation Process for recovering alcohol produced by hydrogenating an acetic acid feed stream comprising water
US8569551B2 (en) 2010-05-07 2013-10-29 Celanese International Corporation Alcohol production process integrating acetic acid feed stream comprising water from carbonylation process
WO2012148509A1 (en) 2011-04-26 2012-11-01 Celanese International Corporation Process for producing ethanol using a stacked bed reactor
US8846988B2 (en) 2010-07-09 2014-09-30 Celanese International Corporation Liquid esterification for the production of alcohols
US9272970B2 (en) 2010-07-09 2016-03-01 Celanese International Corporation Hydrogenolysis of ethyl acetate in alcohol separation processes
US8710279B2 (en) 2010-07-09 2014-04-29 Celanese International Corporation Hydrogenolysis of ethyl acetate in alcohol separation processes
US8664454B2 (en) 2010-07-09 2014-03-04 Celanese International Corporation Process for production of ethanol using a mixed feed using copper containing catalyst
US9024083B2 (en) 2010-07-09 2015-05-05 Celanese International Corporation Process for the production of ethanol from an acetic acid feed and a recycled ethyl acetate feed
US9012683B2 (en) 2010-11-12 2015-04-21 Eastman Chemical Company Coproduction of acetic acid and acetic anhydride
US8637698B2 (en) * 2010-11-19 2014-01-28 Celanese International Corporation Production of acetic acid with an increased production rate
US8686200B2 (en) 2011-04-26 2014-04-01 Celanese International Corporation Process to recover alcohol from an acidic residue stream
US8927788B2 (en) 2011-04-26 2015-01-06 Celanese International Corporation Process to recover alcohol with reduced water from overhead of acid column
US8927784B2 (en) 2011-04-26 2015-01-06 Celanese International Corporation Process to recover alcohol from an ethyl acetate residue stream
US9000232B2 (en) 2011-04-26 2015-04-07 Celanese International Corporation Extractive distillation of crude alcohol product
US8592635B2 (en) 2011-04-26 2013-11-26 Celanese International Corporation Integrated ethanol production by extracting halides from acetic acid
US8907141B2 (en) 2011-04-26 2014-12-09 Celanese International Corporation Process to recover alcohol with secondary reactors for esterification of acid
US9000233B2 (en) 2011-04-26 2015-04-07 Celanese International Corporation Process to recover alcohol with secondary reactors for hydrolysis of acetal
US8933278B2 (en) 2011-04-26 2015-01-13 Celanese International Corporation Process for producing ethanol and reducing acetic acid concentration
US8754268B2 (en) 2011-04-26 2014-06-17 Celanese International Corporation Process for removing water from alcohol mixtures
US9024084B2 (en) 2011-04-26 2015-05-05 Celanese International Corporation Reduced energy alcohol separation process having controlled pressure
US9073816B2 (en) 2011-04-26 2015-07-07 Celanese International Corporation Reducing ethyl acetate concentration in recycle streams for ethanol production processes
US8927787B2 (en) 2011-04-26 2015-01-06 Celanese International Corporation Process for controlling a reboiler during alcohol recovery and reduced ester formation
US9024082B2 (en) 2011-04-26 2015-05-05 Celanese International Corporation Using a dilute acid stream as an extractive agent
US9024085B2 (en) 2011-04-26 2015-05-05 Celanese International Corporation Process to reduce ethanol recycled to hydrogenation reactor
US8884081B2 (en) 2011-04-26 2014-11-11 Celanese International Corporation Integrated process for producing acetic acid and alcohol
US8686199B2 (en) 2011-04-26 2014-04-01 Celanese International Corporation Process for reducing the concentration of acetic acid in a crude alcohol product
US8895786B2 (en) 2011-08-03 2014-11-25 Celanese International Corporation Processes for increasing alcohol production
US8829253B2 (en) 2011-08-19 2014-09-09 Celanese International Corporation Integrated process for producing ethanol from methanol
US8853466B2 (en) 2011-08-19 2014-10-07 Celanese International Corporation Integrated process for producing ethanol from methanol
US8853467B2 (en) 2011-08-19 2014-10-07 Celanese International Corporation Integrated process for producing ethanol
US8809598B2 (en) 2011-11-09 2014-08-19 Celanese International Corporation Producing ethanol using two different streams from acetic acid carbonylation process
US8809599B2 (en) 2011-11-09 2014-08-19 Celanese International Corporation Integrated process for producing ethanol and water balance control
US8686201B2 (en) 2011-11-09 2014-04-01 Celanese International Corporation Integrated acid and alcohol production process having flashing to recover acid production catalyst
US8614359B2 (en) 2011-11-09 2013-12-24 Celanese International Corporation Integrated acid and alcohol production process
US8704013B2 (en) 2011-11-09 2014-04-22 Celanese International Corporation Integrated process for producing ethanol
WO2013101305A1 (en) 2011-12-30 2013-07-04 Celanese International Corporation Pressure driven distillation for producing and recovering ethanol from hydrogenation process
US9353034B2 (en) 2012-02-07 2016-05-31 Celanese International Corporation Hydrogenation process with reduced residence time for vapor phase reactants
US8975452B2 (en) 2012-03-28 2015-03-10 Celanese International Corporation Process for producing ethanol by hydrocarbon oxidation and hydrogenation or hydration
US9302975B1 (en) 2015-07-01 2016-04-05 Celanese International Corporation Process for flashing a reaction medium
MX2017006295A (es) 2014-11-14 2017-08-21 Celanese Int Corp Procesos para producir acido acetico con control de decantador.
US9302974B1 (en) 2015-07-01 2016-04-05 Celanese International Corporation Process for producing acetic acid
US9382183B1 (en) 2015-07-01 2016-07-05 Celanese International Corporation Process for flashing a reaction medium
US10428004B2 (en) 2017-01-18 2019-10-01 Daicel Corporation Method for producing acetic acid
BR112019014638A2 (pt) * 2017-01-18 2020-07-07 Daicel Corporation método para produzir ácido acético
US10550058B2 (en) 2017-03-08 2020-02-04 Daicel Corporation Method for producing acetic acid
JP6529592B2 (ja) * 2017-03-08 2019-06-12 株式会社ダイセル 酢酸の製造方法

Family Cites Families (19)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPS4920489B1 (zh) 1968-01-20 1974-05-25
US3772380A (en) 1970-03-12 1973-11-13 Monsanto Co Production of carboxylic acids and esters
US3769177A (en) 1971-11-10 1973-10-30 Monsanto Co Purification of carboxylic acids by plural stage distillation with side stream draw-offs
SE413891B (sv) 1973-09-04 1980-06-30 Halcon International Inc Sett att framstella en anhydrid av en monokarbonsyra.
US4102922A (en) 1974-12-30 1978-07-25 Monsanto Company Purification of carbonylation products
CA1058636A (en) 1975-03-10 1979-07-17 Nabil Rizkalla Process for preparing carboxylic acid anhydrides
US4039395A (en) 1975-08-11 1977-08-02 Monsanto Company Purification of acetic acid
NZ203226A (en) 1982-02-13 1985-08-30 Bp Chemical Ltd Production of acetic anhydride from methanol and carbon monoxide
GB9211671D0 (en) * 1992-06-02 1992-07-15 Bp Chem Int Ltd Process
GB9306409D0 (en) 1993-03-26 1993-05-19 Bp Chem Int Ltd Process
FR2713620B1 (fr) 1993-12-10 1996-03-01 Rhone Poulenc Chimie Procédé de préparation d'une solution à base d'iridium, solution obtenue et utilisation de celle-ci en tant que catalyseur.
DE69407846T2 (de) 1993-03-31 1998-08-20 Acetex Chimie Verfahren zur Herstellung von Carbonsäuren oder ihrer Ester in gegenwart des auf Iridium basierten Katalysators
FR2703351A1 (fr) 1993-03-31 1994-10-07 Rhone Poulenc Chimie Procédé de préparation d'acides carboxyliques ou des esters correspondants en présence d'un catalyseur à base de rhodium et d'iridium.
US5510524A (en) * 1995-02-21 1996-04-23 Bp Chemicals Limited Process for the production of a carboxylic acid
US5599976A (en) 1995-04-07 1997-02-04 Hoechst Celanese Corporation Recovery of acetic acid from dilute aqueous streams formed during a carbonylation process
JP3927237B2 (ja) * 1995-04-27 2007-06-06 ダイセル化学工業株式会社 酢酸の製造法
US5696284A (en) * 1995-06-21 1997-12-09 Bp Chemicals Limited Process for the carbonylation of alkyl alcohols and/or reactive derivatives thereof
US5831120A (en) * 1996-11-19 1998-11-03 Watson; Derrick John Process for the production of acetic acid
GB9816385D0 (en) * 1998-07-29 1998-09-23 Bp Chem Int Ltd Process

Cited By (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101665424B (zh) * 2009-07-16 2012-04-25 北京泽华化学工程有限公司 一种甲醇低压羰基化合成醋酸的方法及其装置
CN103249705A (zh) * 2010-10-06 2013-08-14 株式会社大赛璐 乙酸的制造方法
CN103249705B (zh) * 2010-10-06 2015-11-25 株式会社大赛璐 乙酸的制造方法

Also Published As

Publication number Publication date
YU49261B (sh) 2004-12-31
JP2000053609A (ja) 2000-02-22
ID23265A (id) 2000-04-05
CN1249299A (zh) 2000-04-05
JP5009453B2 (ja) 2012-08-22
GB9816385D0 (en) 1998-09-23
CA2279055A1 (en) 2000-01-29
TW452576B (en) 2001-09-01
EP0976711B1 (en) 2002-12-11
MY118626A (en) 2004-12-31
JP2010106045A (ja) 2010-05-13
CA2279055C (en) 2009-05-05
UA66352C2 (uk) 2004-05-17
DE69904405D1 (de) 2003-01-23
SA99200577B1 (ar) 2006-07-11
RU2201916C2 (ru) 2003-04-10
US6458996B1 (en) 2002-10-01
YU35799A (sh) 2000-12-28
KR100604682B1 (ko) 2006-07-28
KR20000012042A (ko) 2000-02-25
DE69904405T2 (de) 2003-10-30
SG83141A1 (en) 2001-09-18
EP0976711A1 (en) 2000-02-02

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN1172895C (zh) 生产乙酸的方法
RU2065850C1 (ru) Способ получения уксусной кислоты
CN1138747C (zh) 羰基化方法
CN101679186B (zh) 具有改进的轻质馏分柱生产能力的生产乙酸的方法和装置
EP2200964B1 (en) Method and apparatus for making acetic acid with improved purification
RU2379279C2 (ru) Удаление соединений, восстанавливающих перманганат из непрерывного процесса карбонилирования метанола
CN1067372C (zh) 制备醋酸的方法
KR100588278B1 (ko) 아세트산의 제조 방법
RU99116370A (ru) Способ получения уксусной кислоты
CN102307841A (zh) 乙酸的制备
CN102149666A (zh) 乙酸的制备
CN103180280A (zh) 以高的转化率生产乙酸
CN1944374A (zh) 改进的醋酸提纯方法
EP2069281A1 (en) Purification of acetic acid
CN1291964C (zh) 脱水方法
JP6047094B2 (ja) 高転化率での酢酸の製造
US8912358B2 (en) Removing hydrocarbon impurities from acetic acid production intermediate
EP2192104B1 (en) A process of removing hydrocarbons from the reaction products of producing sec-butyl acetate

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
C14 Grant of patent or utility model
GR01 Patent grant
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee

Granted publication date: 20041027

Termination date: 20160729