CN216404259U

CN216404259U - 一种连续制备苯乙酮的系统

Info

Publication number: CN216404259U
Application number: CN202123450310.8U
Authority: CN
Inventors: 张明; 韩彬; 李晓平; 关健; 王耀
Original assignee: Haicheng Leach Carbon Materials Co ltd; Tianjin Jingfen Technology Development Co ltd
Current assignee: Haicheng Leach Carbon Materials Co ltd; Tianjin Jingfen Technology Development Co ltd
Priority date: 2021-12-31
Filing date: 2021-12-31
Publication date: 2022-04-29
Anticipated expiration: 2031-12-31

Abstract

本实用新型提供一种连续制备苯乙酮的系统，包括至少一级精馏组件；每级精馏组件均包括一个反应精馏塔，所述反应精馏塔的进料管路上依次设有喷射器和混合器，反应精馏塔的塔顶出料口依次连接冷凝器和分相器，分相器的一条出料支路返回连接反应精馏塔塔顶，另一条作为塔顶采出支路，反应精馏塔的塔釜出料管路分为两条支路，一条支路返回该反应精馏塔上部作为循环管路，另一条支路与下一级精馏组件的反应精馏塔的进料管路连接，最后一级精馏组件的塔釜出料管路的两条支路中，不作为循环管路的另一条支路作为物料采出管路。本实用新型具有反应选择性好，无危废产生，节能环保，连续操作易于大规模生产等特点。

Description

一种连续制备苯乙酮的系统

技术领域

本实用新型涉及有机物合成领域，具体涉及一种连续制备苯乙酮的系统以及方法，采用多级串联反应精馏连续制备苯乙酮。

背景技术

苯乙酮又名甲基苯基酮、乙酰苯，是一种重要的化工原料。是最简单的芳香酮，其中苯环直接与羰基相连。它以游离状态存在于一些植物的香精油中，是无色晶体或浅黄色油状液体，有像山楂香气的刺激性气味。是一种广泛的应用于香料生产的中间体，可作为有机溶剂与其他溶剂混合使用。也可以用于医药，具有催眠性。

苯乙酮通常生产方法有以下三种：(1)傅克酰基化反应，即采用大量的三氯化铝作为催化剂，苯与乙酰氯、乙酐或者醋酸反应可以生成苯乙酮。此方法虽然可以得到纯度较高的苯乙酮产品，但反应过程中会有大量的危废产生，对环境十分不友好。(2)采用乙苯氧化方法制备苯乙酮，使用的氧化剂有氧气、高锰酸钾、臭氧等。此方法目前采用比较普遍，但现阶段基本为间歇反应进行生产，因在较高温度和压力下长时间反应，副反应较多，反应选择性不高，后续精制难度较大。(3)专利“一种苯乙酮的制备方法”授权公告号CN102976912B提供了一种以仲丁基苯为原料，利用含分子氧气体进行氧化制备苯乙酮的方法。此方法反应为减重反应，经济性低于采用乙苯作为原料，且需加入碱液作为缓释剂，有危废产生。

发明内容

本实用新型的目的是针对现有技术的不足，提供一种连续制备苯乙酮的系统和方法，具有反应选择性好，无危废产生，节能环保，连续操作易于大规模生产等特点。

本实用新型首先提供了一种连续制备苯乙酮的系统，包括至少一级精馏组件；每级精馏组件均包括一个反应精馏塔，所述反应精馏塔的进料管路上依次设有喷射器和混合器，反应精馏塔的塔顶出料口依次连接冷凝器和分相器，分相器的一条出料支路返回连接反应精馏塔塔顶，另一条作为塔顶采出支路，反应精馏塔的塔釜出料管路分为两条支路，一条支路返回该反应精馏塔上部作为循环管路，另一条支路与下一级精馏组件的反应精馏塔的进料管路连接，最后一级精馏组件的塔釜出料管路的两条支路中，不作为循环管路的另一条支路作为物料采出管路。

为叙述方便，在系统中，依物料流向顺序排列的每级精馏组件可以依次为一级精馏组件、二级精馏组件、三级精馏组件……，每级精馏组件中的设备也依次按照所在分级顺序进行区分，例如一级反应精馏塔、二级反应精馏塔、三级反应精馏塔，一级冷凝器、二级冷凝器、三级冷凝器等。

其中，一级精馏组件中反应精馏塔的进料管路上，依次与喷射器和混合器连接的还有反应预热器，用于对物料进行预热，后面每级精馏组件中可以不设置反应预热器，这是由于其物料来自于上一级精馏组件，物料本身具有较高的温度，可以节约反应系统热量并简化设备。

其中，一级精馏组件中反应精馏塔的进料管路上，喷射器之前还设置有进料泵，用于系统内原料的输送。

其中，每级精馏组件的循环管路上依次设有反应塔冷却器和反应塔加热器，用于维持控制循环物料的温度。由于反应为放热反应，反应热过高时需要移走热量，过低或热量不足时又需要补充热量，因此在循环管路上乙烯先后设置反应塔冷却器和反应塔加热器能够有效满足循环物料的热量波动的需要。

其中，每级精馏组件的循环管路上还设有反应塔循环泵，用于提供循环或输出动力。

其中，每级精馏组件的反应精馏塔下部还设有空气/氧气进气管路、以及惰性气体进气管路，所述空气/氧气进气管路还设有一条与喷射器连通的支路，用于为喷射器提供喷射动力气体，通过喷射使气体与物料形成微粒促进混合作用，并能够通过混合器进一步充分均匀混合，有利于提高物料反应效率和转化率。

其中，所述混合器为静态混合器。

其中，所述精馏组件优选为两组以上，最优选为三组，能够通过条件调节达到苯乙酮制备的更优的转化率和选择性。

本实用新型还提供了采用上述系统连续制备苯乙酮的方法，包括下述步骤：以乙苯为原料，依次经过至少一级精馏反应；每级精馏反应中，物料经与部分气相充分混合进入反应精馏塔，并与自塔内底部上升的气相接触反应，塔顶采出以水和乙苯为主的混合气相，经冷凝和分相，冷凝液中油相返回塔顶，冷凝液中水相作为废水采出，塔釜采出反应液一部分送入下级精馏反应，另一部分作为循环物料经控温返回反应精馏塔上部，最后一级精馏反应中塔釜采出反应液未作为循环物料的部分作为产品采出。

其中，所述物料中还包括催化剂，催化剂可以为钒类、钴类、锰类中的一种或多种，催化剂的用量可以为乙苯的0.1wt％-10wt％。

其中，每级精馏反应中，进入反应精馏塔前与物料进行充分混合的部分气相为含氧气体，以喷射形式混合，并可进一步在静态混合器中混合；塔内底部上升的气相包括含氧气体和惰性气体。含氧气体作为氧化剂，参与氧化反应与乙苯生成苯乙酮，惰性气体不参与反应，能够稀释气体中的氧浓度，避免过度氧化发生副反应，而且能够提高塔内气相流速，保证气液接触效果。所述含氧气体可以为氧气、空气或者臭氧中的一种或多种，所述惰性气体可以为氮气、氦气的一种或多种，含氧气体和惰性气体的用量比可以为10:1～1:10。反应精馏塔中，循环物料与塔内底部上升气相的流量比为(1.5-4)：1，优选为(1.7-2)：1。

其中，所述反应精馏塔可以为板式塔或者填料塔；板式塔内件型式可以为筛板、浮阀、泡罩、垂直筛板或其他类型塔盘；填料塔内件型式可以规整填料或者散堆填料；现有常规的精馏塔即可满足上述各项塔内要求。

其中，每级反应精馏塔内控制温度50～150℃，控制压力0.1MPaG～5.0MpaG，停留时间1～20h，塔釜采出反应液中苯乙酮浓度为5％～95％；每级反应精馏塔的进料温度也控制为50～150℃。本实用新型的各级精馏反应经条件控制，可以达到反应转化率30％～95％以上，选择性85％以上。

其中，本实用新型的精馏反应优选为二级及以上，优选为三级，每级反应精馏塔内控制温度110-140℃，控制压力0.2MPaG～0.5MpaG。优化的多级精馏反应及条件能够进一步提高反应转化率，其中二级反应可以达到反应转化率70％以上，三级反应可以达到反应转化率85％以上。

其中，每级反应精馏塔塔顶采出的水和乙苯为主的混合气相，经冷凝和分相后，一部分少量未凝气相可以作为尾气排出。

本实用新型采用反应精馏的方法连续制备苯乙酮，通过优化各级反应工艺条件，能够最大程度避免副反应发生，提高反应选择性，并逐步提高反应转化率。原料简单成分单一，最终反应产物中杂质种类少、含量低，降低后续精制提纯难度，可以有效的避免碱液洗涤脱除酸类杂质的工序，达到节能减排的效果。

附图说明

构成本实用新型的一部分的附图用来提供对本实用新型的进一步理解，本实用新型的示意性实施例及其说明用于解释本实用新型，并不构成对本实用新型的不当限定。在附图中：

图1为本实用新型一种三级精馏反应示例的整体结构示意图。

其中，1-进料泵；2-一级反应塔喷射器；3-一级反应塔静态混合器；4-反应预热器；5-一级反应精馏塔；6-一级反应塔冷凝器；7-一级反应塔分相罐；8-一级反应塔循环泵；9-一级反应塔冷却器；10-一级反应塔加热器；11-二级反应塔喷射器；12-二级反应塔静态混合器；13-二级反应精馏塔；14-二级反应塔冷凝器；15-二级反应塔分相罐；16-二级反应塔循环泵；17-二级反应塔冷却器；18-二级反应塔加热器；19-三级反应塔喷射器；20-三级反应塔静态混合器；21-三级反应精馏塔；22-三级反应塔冷凝器；23-三级反应塔分相罐；24-三级反应塔循环泵；25-三级反应塔冷却器；26-三级反应塔加热器。

图2为固定压力(0.4MpaG)下不同反应温度对反应转化率及选择性影响。

图3为固定温度(140℃)下不同反应压力对反应转化率及选择性影响。

具体实施方式

下面通过结合附图对本实用新型创造进行进一步说明，但不限定本实用新型的保护范围。

如图1所示，提供了一种三级精馏反应示例的整体结构示意图，在此示意图的基础上，可以推断一级、二级、一级三级以上精馏反应的系统结构。其中，乙苯原料及少量催化剂可以依次经过进料泵1、一级反应塔喷射器2、一级反应塔静态混合器3和反应预热器4进入一级反应精馏塔5，含氧气体和惰性气体自一级反应精馏塔5底部进入，与物料充分气液接触进行反应，塔顶采出的混合气相经过一级反应塔冷凝器6冷凝进入一级反应塔分相罐7，油相返回塔顶进行循环，水相作为废水排出，少量不凝气相作为尾气排出，塔釜通过一级反应塔循环泵8采出反应液，一部分反应液经一级反应塔冷却器9、一级反应塔加热器10的控温返回塔顶进行物料循环，一部分反应液送入下一级精馏反应，依次经二级反应塔喷射器11和二级反应塔静态混合器12进入二级反应精馏塔13。含氧气体和惰性气体自二级反应精馏塔13底部进入，与物料充分气液接触进行反应，塔顶采出的混合气相经过二级反应塔冷凝器14冷凝进入二级反应塔分相罐15，油相返回塔顶进行循环，水相作为废水排出，少量不凝气相作为尾气排出，塔釜通过二级反应塔循环泵16采出反应液，一部分反应液经二级反应塔冷却器17、二级反应塔加热器18的控温返回塔顶进行物料循环，一部分反应液送入下一级精馏反应，依次经三级反应塔喷射器19和三级反应塔静态混合器20进入三级反应精馏塔21。含氧气体和惰性气体自三级反应精馏塔21底部进入，与物料充分气液接触进行反应，塔顶采出的混合气相经过三级反应塔冷凝器22冷凝进入三级反应塔分相罐23，油相返回塔顶进行循环，水相作为废水排出，少量不凝气相作为尾气排出，塔釜通过三级反应塔循环泵24采出反应液，一部分反应液经三级反应塔冷却器25、三级反应塔加热器26的控温返回塔顶进行物料循环，一部分反应液作为产品采出。

下面结合具体实施例对本案的系统和方法进行进一步详述。

实施例一

应用上述的方法及系统连续生产苯乙酮，本实例采用单级反应精馏系统，一种具体的流程如下：

乙苯加入1wt％乙酰丙酮氧钒催化剂，经原料泵加压进入喷射器中，控制流量0.5m³//h，然后经过静态混合器进入反应预热器，预热器出口温度135℃，最后进入反应精馏塔中部。反应精馏塔直径800mm，塔高25200mm，塔内件为立体喷射塔盘，塔盘间距450mm，塔盘数量40层。塔釜物料控制循环流量为60m³/h，经过冷却器和加热器严格控制循环液温度为140℃，反应精馏塔控制压力为0.4MPaG。塔釜通入空气流量控制20Nm³//h，通入氮气流量控制在8Nm³//h。塔顶采出水和乙苯混合物气相进入冷凝器，冷凝液进入分相器中，油相返回塔顶，水相作为废水采出。氮气及其他不凝气体送入尾气处理系统。塔釜采出反应液中苯乙酮含量控制在53.5％，一部分作为反应产物送至后续精制工序。最终反应转化率为57.90％，选择性为85.9％。

为了研究不同反应条件对反应转化率和选择性的影响，对单级反应精馏系统的不同反应条件进行了实验对比，结果列于表1。图2-3也显示了不同压力和温度均会对反应转化率和选择性产生影响，同时随着选择性一定程度的降低，反应转化率将会有所提高，因此需要优化多级反应条件使得反应转化率和选择性均可以在较高水平内达到平衡。交底反应温度下会具有较高的选择性一级较低的转化率，但随着反应级数增多，转化率得以积累，可以适当降低反应温度并采用多级精馏从而积累更优的总转化率。

表1不同反应条件对反应转化率和选择性的影响

实施例二

应用上述的方法及系统连续生产苯乙酮，本实例采用双级串联反应精馏系统，具体流程如下：

乙苯加入1wt％乙酰丙酮氧钒催化剂，经原料泵加压进入喷射器中，控制流量1m³//h，然后经过静态混合器进入反应预热器，预热器出口温度135℃，最后进入一级反应塔中部。一级反应塔直径1000mm，塔高23500mm，塔内件为立体喷射塔盘，塔盘间距500mm，塔盘数量30层。塔釜控制循环流量为80m³/h，经过冷却器和加热器严格控制循环液温度为120℃，一级反应塔控制压力为0.4MPaG。塔釜通入空气流量控制30Nm³//h，通入氮气流量控制在15Nm³//h。塔顶采出水和乙苯混合物气相进入冷凝器，冷凝液进入分相器中，油相返回塔顶，水相作为废水采出。氮气及其他不凝气体送入尾气处理系统。塔釜采出反应液中苯乙酮含量控制在40％，送去二级反应塔。

来自一级反应塔的物料进入喷射器中，然后经过静态混合器进入二级反应塔。二级反应塔直径1000mm，塔高18500mm，塔内件为立体喷射塔盘，塔盘间距500mm，塔盘数量20层。塔釜控制循环流量为80m³/h，经过冷却器和加热器严格控制循环液温度为125℃，一级反应塔控制压力为0.4MPaG。塔釜通入空气流量控制30Nm³//h，通入氮气流量控制在15Nm³//h。塔顶采出水和乙苯混合物气相进入冷凝器，冷凝液进入分相器中，油相返回塔顶，水相作为废水采出。氮气及其他不凝气体送入尾气处理系统。塔釜采出反应液中苯乙酮含量控制在68.9％，送去三级反应塔。最终反应转化率为77.2％，选择性86.3％。

实施例三

应用上述的方法及系统连续生产苯乙酮，本实例采用三级串联反应精馏系统，具体流程如下：

乙苯加入1wt％乙酰丙酮氧钒催化剂，经原料泵加压进入喷射器中，控制流量1m³//h，然后经过静态混合器进入反应预热器，预热器出口温度135℃，最后进入一级反应塔中部。一级反应塔直径1000mm，塔高23500mm，塔内件为立体喷射塔盘，塔盘间距500mm，塔盘数量30层。塔釜控制循环流量为80m3/h，经过冷却器和加热器严格控制循环液温度为140℃，一级反应塔控制压力为0.4MPaG。塔釜通入空气流量控制30Nm³//h，通入氮气流量控制在15Nm³//h。塔顶采出水和乙苯混合物气相进入冷凝器，冷凝液进入分相器中，油相返回塔顶，水相作为废水采出。氮气及其他不凝气体送入尾气处理系统。塔釜采出反应液中苯乙酮含量控制在40％，送去二级反应塔。

来自一级反应塔的物料进入喷射器中，然后经过静态混合器进入二级反应塔。二级反应塔直径1000mm，塔高18500mm，塔内件为立体喷射塔盘，塔盘间距500mm，塔盘数量20层。塔釜控制循环流量为80m³/h，经过冷却器和加热器严格控制循环液温度为125℃，一级反应塔控制压力为0.4MPaG。塔釜通入空气流量控制30Nm³//h，通入氮气流量控制在15Nm³//h。塔顶采出水和乙苯混合物气相进入冷凝器，冷凝液进入分相器中，油相返回塔顶，水相作为废水采出。氮气及其他不凝气体送入尾气处理系统。塔釜采出反应液中苯乙酮含量控制在68％，送去三级反应塔。

来自二级反应塔的物料进入喷射器中，然后经过静态混合器进入三级反应塔。二级反应塔直径800mm，塔高18500mm，塔内件为立体喷射塔盘，塔盘间距500mm，塔盘数量20层。塔釜控制循环流量为60m³/h，经过冷却器和加热器严格控制循环液温度为125℃，一级反应塔控制压力为0.4MPaG。塔釜通入空气流量控制20Nm³//h，通入氮气流量控制在10Nm³//h。塔顶采出水和乙苯混合物气相进入冷凝器，冷凝液进入分相器中，油相返回塔顶，水相作为废水采出。氮气及其他不凝气体送入尾气处理系统。塔釜采出反应液中苯乙酮含量控制在80.6％，作为反应产物送至后续精制工序。最终反应转化率为89.7％，选择性85.7％。

以上所述仅为本实用新型的较佳实施例而已，并不用以限制本实用新型，凡在本实用新型的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本实用新型的保护范围之内。

Claims

1.一种连续制备苯乙酮的系统，包括至少一级精馏组件；每级精馏组件均包括一个反应精馏塔，所述反应精馏塔的进料管路上依次设有喷射器和混合器，反应精馏塔的塔顶出料口依次连接冷凝器和分相器，分相器的一条出料支路返回连接反应精馏塔塔顶，另一条作为塔顶采出支路，反应精馏塔的塔釜出料管路分为两条支路，一条支路返回该反应精馏塔上部作为循环管路，另一条支路与下一级精馏组件的反应精馏塔的进料管路连接，最后一级精馏组件的塔釜出料管路的两条支路中，不作为循环管路的另一条支路作为物料采出管路。

2.根据权利要求1所述的连续制备苯乙酮的系统，其特征在于，一级精馏组件中反应精馏塔的进料管路上，依次与喷射器和混合器连接的还有反应预热器。

3.根据权利要求1所述的连续制备苯乙酮的系统，其特征在于，一级精馏组件中反应精馏塔的进料管路上，喷射器之前还设置有进料泵。

4.根据权利要求1所述的连续制备苯乙酮的系统，其特征在于，每级精馏组件的循环管路上依次设有反应塔冷却器和反应塔加热器。

5.根据权利要求1所述的连续制备苯乙酮的系统，其特征在于，每级精馏组件的循环管路上还设有反应塔循环泵。

6.根据权利要求1所述的连续制备苯乙酮的系统，其特征在于，其中，每级精馏组件的反应精馏塔下部还设有空气/氧气进气管路、以及惰性气体进气管路，所述空气/氧气进气管路还设有一条与喷射器连通的支路。

7.根据权利要求1所述的连续制备苯乙酮的系统，其特征在于，所述混合器为静态混合器。

8.根据权利要求1所述的连续制备苯乙酮的系统，其特征在于，所述精馏组件为两组以上。

9.根据权利要求1所述的连续制备苯乙酮的系统，其特征在于，所述精馏组件为三组。