ES2365906T3 - Método y aparato para carbonilar metanol con corriente de expansión enriquecida con ácido acético - Google Patents

Método y aparato para carbonilar metanol con corriente de expansión enriquecida con ácido acético Download PDF

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Abstract

Proceso de carbonilación para producir ácido acético que comprende: (a) la carbonilación de metanol o derivados reactivos del mismo en presencia de un catalizador metálico del grupo VIII y un promotor de yoduro de metilo para producir una mezcla líquida de reacción que incluye ácido acético, agua, acetato de metilo y yoduro de metilo; (b) la alimentación de un recipiente de vaporización rápida mantenido a presión reducida con la mezcla líquida de reacción; (c) la cocción del recipiente de vaporización rápida mientras simultáneamente se vaporiza de manera súbita la mezcla de reacción para producir una corriente de vapor de producto crudo; en donde la mezcla de reacción está seleccionada y el caudal de la misma con el que se alimenta el recipiente de vaporización rápida así como la cantidad de calor aportado a dicho recipiente se controlan de tal modo que la temperatura de la corriente de vapor de producto crudo, determinada a la salida de vapor del recipiente de vaporización rápida, se mantiene a una temperatura superior a 148,88ºC (300ºF) y la concentración de ácido acético en la corriente de vapor de producto crudo es superior al 70% en peso de la corriente.

Description

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Metodo y aparato para carbonilar metanol con corriente de expansion enriquecida con acido acetico Campo de la invencion
La presente invencion se relaciona con la fabricacion de acido acetico con eficiencia mejorada proporcionada por medio del calentamiento de un recipiente de expansion para mantener una temperatura de vapor de expansion elevada, generalmente mas de 148.88°C (300°F). Por medio de la invencion, se aumenta el contenido relativo de acido acetico en la corriente de producto bruto, la purificacion en los puntos de atascamiemto.
Antecedentes
La produccion de acido acetico por medio de carbonilacion de metanol es bien conocida en la tecnica. Generalmente, una lfnea de produccion de carbonilacion de metanol incluye un reactor, un equipo de expansion, purificacion y reciclaje. En la seccion del reactor, el metanol y el monoxido de carbono se ponen en contacto con un catalizador de rodio o de iridio en un medio de reaccion en fase lfquida agitada homogenea en un reactor para producir acido acetico. El metanol se bombea al reactor desde un tanque de compensacion de metanol. El procedimiento es altamente eficiente, que tiene una conversion de metanol a acido acetico de tfpicamente mas de 99 por ciento. Un recipiente de expansion acoplado al reactor expande una corriente de extraccion con el fin de eliminar el producto crudo de la mezcla de reaccion. El producto crudo se alimenta a una seccion de purificacion que incluye generalmente un extremo ligero o una columna de separacion, una columna de secado, purificacion auxiliar y opcionalmente una columna de acabado. En el procedimiento, se generan varias corrientes de desfogue que contienen extremos de luz, en particular yoduro de metilo, monoxido de carbono y acetato de metilo y se alimentan a una seccion de recuperacion de extremos ligeros. Estas corrientes de desfogue se limpian con un solvente para eliminar los extremos de luz que se devuelven al sistema o se descartan.
Se ha observado en varias referencias que los recipientes de expansion usados en los procedimientos de produccion de carbonilacion pueden calentarse o no. Vease la Patente de los Estados Unidos No. 5,874,610 de Clode et al. en la Col. 2, lfneas 20-54; Patente de los Estados Unidos No. 5,750,007 de Clode et al. en Col. 2, lfneas 40-51; y Patente de los Estados Unidos No, 5,990,347 de Clode en la Col. 2, lfneas 50-57. Vease tambien, Patente de Estados Unidos No. 6,066,762 de Yoneda et al. que divulga una temperatura de expansion de 80°C-180°C. (Col. 16, lfneas 40-44). Sin embargo, no se ha apreciado que el control de la temperatura dentro de una ventana relativamente estrecha pueda usarse para aumentar en gran medida el contenido de acido acetico de la corriente de producto crudo en un procedimiento de acido acetico. En los sistemas convencionales, la expansion se lleva a cabo de manera tfpica adiabaticamente y hay una gran cafda de temperatura con relacion a la corriente de alimentacion debido al calor de vaporizacion del producto crudo.
El documento US 6.114.576 y el documento US 6.153.792 divulgan la carbonilacion y la expansion que usa un catalizador heterogeneo, en el que la zona de expansion puede opcionalmente calentarse.
El documento EP 0 768 295 divulga el uso de una zona de expansion para obtener una mezcla de alimentacion para una primera columna de destilacion en la purificacion de acido acetico fabricado por carbonilacion de metanol.
Resumen de la invencion
Se ha determinado de manera inesperada de acuerdo con la presente invencion que la entrada moderada de calor al recipiente de expansion puede aumentar en gran medida la concentracion de acido acetico en la corriente de producto crudo, que reduce los requisitos de purificacion y reciclaje. Este descubrimiento no es intuitivamente evidente para alguien con experiencia en el arte. Sin pretender limitarse a la teorfa, se cree que las temperaturas elevadas de expansion vaporizan mas acido acetico y tienen poco efecto sobre la cantidad de extremos ligeros (yoduro de metilo, acetato de metilo) que se expanden a la corriente de vapor de producto crudo.
Por lo tanto, se proporciona en un aspecto de la invencion un procedimiento de carbonilacion para producir acido acetico que comprende: (a) carbonilar metanol o sus derivados reactivos en la presencia de un catalizador de metal del Grupo VIII y un promotor de yoduro de metilo para producir una mezcla de reaccion lfquida que incluye acido acetico, agua, acetato de metilo y yoduro de metilo; (b) alimentar la mezcla de reaccion lfquida a un recipiente expansion que se mantiene a una presion reducida; (c) calentar el recipiente de expansion mientras que se expande simultaneamente la mezcla de reaccion para producir una corriente de vapor de producto bruto, en el que se selecciona la mezcla de reaccion y la rata de flujo de la mezcla de reaccion al recipiente de expansion, asf como la cantidad de calor suministrada al recipiente de expansion se controla de manera que la temperatura de la corriente de vapor del producto crudo se mantenga a una temperatura superior a 148.88°C (300°F) segun se mide en una salida de vapor del recipiente de expansion y la concentracion de acido acetico en la corriente de vapor del producto crudo es mayor de 70% en peso de la corriente.
Mas detalles y ventajas se haran evidentes a partir de la discusion que sigue.
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Breve descripcion de los dibujos
La invencion se describe en detalle a continuacion con referencia a los dibujos en los que numeros similares designan partes similares. En las Figuras:
La Figura 1 es un diagrama esquematico que muestra un aparato de carbonilacion de metanol con purificacion;
La Figura 2 es un diagrama esquematico que muestra una disposicion alternativa del reactor y los recipientes del equipo de expansion en los que se proporciona un intercambiador de calor para proporcionar calor del reactor al equipo de expansion y un recipiente convertidor entre el reactor y el equipo de expansion;
La Figura 3 es un diagrama de flujo que ilustra esquematicamente el funcionamiento del aparato de las Figuras 1 y
2;
La Figura 4 es un grafico que muestra la concentracion de vapor de producto crudo como una funcion de la temperatura del equipo de expansion;
La Figura 5 es un grafico que ilustra la composicion de la temperatura del lfquido del equipo de expansion vs. el equipo de expansion;
La Figura 6 es un grafico de la rata de flujo de masa normalizado de los diversos componentes en el vapor de expansion vs. la temperatura de expansion;
La Figura 7 es un grafico de las ratas de flujo de masa de varias corrientes vs la temperatura de expansion; y
La Figura 8 es un grafico que ilustra el consumo de energfa de los equipos de expansion termicos y el costo vs. la
temperatura.
Descripcion detallada
La invencion se describe en detalle a continuacion con referencia a numerosas realizaciones para los propositos de ejemplificacion e ilustracion solamente. Las modificaciones a realizaciones particulares dentro del espfritu y alcance de la presente invencion, expuestas en las reivindicaciones adjuntas, seran facilmente evidentes para aquellos expertos en la tecnica.
A menos que se defina mas especfficamente a continuacion, la terminologfa como se usa en aquf tiene su significado ordinario. %, ppm y terminos similares se refieren al porcentaje en peso y partes por millon en peso, a menos que se indique lo contrario.
"Presion reducida" se refiere a una presion menor que la del recipiente del reactor.
Una corriente "similar" sometida a una expansion se refiere a una corriente de alimentacion de la misma composicion que produce una corriente de producto que tiene la misma rata de flujo de acido acetico en el vapor instantaneo. Vease las Tablas 1-7.
La temperatura de alimentacion de la mezcla de reaccion al equipo de expansion se mide lo mas cerca posible de la entrada del equipo de expansion, en el lado de alta presion. Se puede usar cualquier instrumentacion adecuada.
La temperatura de la corriente de vapor de producto crudo se mide tan cerca como sea posible de la salida de vapor del recipiente del equipo de expansion.
Un metal catalizador del Grupo VIII usado en conexion con la presente invencion puede ser un catalizador de rodio y/o iridio. El catalizador de metal de rodio se puede agregar en cualquier forma adecuada de manera que el rodio este en la solucion de catalizador como una mezcla de equilibrio que incluya [Rh(CO)2l2]-anion, como es bien conocido en la tecnica. Cuando la solucion de rodio esta en el ambiente rico en monoxido de carbono del reactor, la solubilidad del rodio se mantiene generalmente porque las especies anionicas de rodio/yoduro de carbonilo generalmente son solubles en agua y acido acetico. Sin embargo, cuando se transfieren a ambientes agotados de monoxido de carbono como tfpicamente existen en el equipo de expansion, la columna de extremos ligeros, etc., la composicion de rodio/catalizador de equilibrio cambia ya que hay disponible menos monoxido de carbono. El rodio se precipita como Rhl3, por ejemplo; no se conocen bien los detalles en cuanto a la forma de rodio arrastrado corriente abajo del reactor. Las sales de yoduro ayudan a aliviar la precipitacion en el equipo de expansion bajo las llamadas condiciones de "poca agua", como apreciaran los expertos en la tecnica.
Las sales de yoduro mantenidas en las mezclas de reaccion de los procedimientos aquf descritos pueden estar en la forma de una sal soluble de un metal alcalino o metal alcalinoterreo, o una sal de amonio o fosfonio cuaternario. En ciertas realizaciones, el co-promotor del catalizador es yoduro de litio, acetato de litio, o mezclas de los mismos. El co-promotor de sal puede agregarse como una sal o ligando de no yoduro que generara una sal de yoduro. El
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estabilizador de catalizador de yoduro se puede introducir directamente en el sistema de reaccion. Alternativamente, la sal de yoduro puede generarse in situ ya que en las condiciones de funcionamiento del sistema de reaccion, una amplia gama de precursores de sal de no yoduro reaccionara con yoduro de metilo para generar el estabilizador de sal de yoduro de co-promotor correspondiente. Para detalles adicionales con respecto a la generacion de sal de yoduro, veanse las Patentes de Estados Unidos 5,001,259 de Smith et al.; 5,026,908 de Smith et al.; y 5,144,068, tambien de Smith et al.
La sal de yoduro se puede agregar como un oxido de fosfina o cualquier ligando organico, si asf se desea. Estos compuestos y otros ligandos generalmente experimentan cuaternizacion en la presencia de yoduro de metilo a temperaturas elevadas para producir sales adecuadas que mantienen la concentracion de anion de yoduro.
Un catalizador de iridio en la composicion de reaccion de carbonilacion lfquida puede comprender cualquier compuesto que contenga iridio que sea soluble en la composicion de reaccion lfquida. El catalizador de iridio puede anadirse a la composicion de reaccion lfquida para la reaccion de carbonilacion en cualquier forma adecuada que se disuelva en la composicion de reaccion lfquida o sea convertible a una forma soluble. Los ejemplos de compuestos adecuados que contienen iridio que se pueden agregar a la composicion de reaccion lfquida incluyen: IrCl3, IrI3, IrBr3, [Ir(CO)2l]2, [Ir(CO)2Cl]2, [Ir(CO)2Br]2, [Ir(CO)2l2]-H+, [Ir(CO)2Br2]-H+, [Ir(CO)2l4]-H+, [Ir(CH3)l3(CO2]-H+, Ir4(CO)i2, IrCl3.3H2O, IrBr3.3H2O, Ir4(CO)i2, metal de iridio, Ir2O3, Ir(acac)(CO)2, Ir(acac)3, acetato de iridio,
[Ir3O(OAc)6(H2O)3][OAc], y acido hexacloroestfdico [H2IrCl6]. Los complejos libres de cloruro de iridio tales como acetatos, oxalatos y acetoacetatos se emplean usualmente como materiales de partida. La concentracion de catalizador de iridio en la composicion de reaccion lfquida puede estar en el intervalo de 100 a 6000 ppm. La carbonilacion del metanol que usa un catalizador de iridio es bien conocida y se describe generalmente en las siguientes Patentes de los Estados Unidos: 5,942,460; 5,932,764; 5,883,295; 5,877,348; 5,877,347 y 5,696,284.
El yoduro de metilo se usa como el promotor. Preferiblemente, la concentracion de metilo en la composicion de reaccion lfquida esta en el intervalo de 1 a 50% en peso, preferiblemente de 2 a 30% en peso.
El promotor puede combinarse con un compuesto estabilizador de sal/co-promotor, que puede incluir sales de un metal del Grupo IA o Grupo IIA, o una sal de amonio o fosfonio cuaternario. Son particularmente preferidas las sales de yoduro o acetato, por ejemplo, yoduro de litio o acetato de litio.
Se pueden usar otros promotores y co-promotores como parte del sistema catalftico de la presente invencion como se describe en la Publicacion de Patente Europea EP 0 849 248. Los promotores adecuados son seleccionados de rutenio, osmio, tungsteno, renio, zinc, cadmio, indio, galio, mercurio, nfquel, platino, vanadio, titanio, cobre, aluminio, estano, antimonio, y son seleccionados mas preferiblemente de rutenio y osmio. Los co-promotores especfficos se describen en la Patente de Estados Unidos No. 6,627,770.
Un promotor puede estar presente en una cantidad efectiva hasta el lfmite de su solubilidad en la composicion de reaccion lfquida y/o cualquier corriente de procedimiento lfquido reciclada al reactor de carbonilacion desde la etapa de recuperacion del acido acetico. Cuando se usa, el promotor esta presente adecuadamente en la composicion de reaccion lfquida a una proporcion molar de promotor a catalizador de metal de [0,5 a 15]: 1, preferiblemente [2 a 10]: 1, mas preferiblemente [2 a 7,5]: 1. Una concentracion de promotor adecuada es de 400 a 5000 ppm.
La presente invencion se puede apreciar en conexion con, por ejemplo, la carbonilacion de metanol con monoxido de carbono en un sistema de reaccion catalftica homogeneo que comprende un solvente de reaccion (tfpicamente acido acetico), metanol y/o sus derivados reactivos, un catalizador de rodio soluble, en al menos una concentracion finita de agua. La reaccion de carbonilacion se lleva a cabo a medida que el metanol y el monoxido de carbono se alimentan continuamente al reactor. El reactivo de monoxido de carbono puede ser esencialmente puro o puede contener impurezas inertes tales como dioxido de carbono, metano, nitrogeno, gases nobles, agua e hidrocarburos paraffnicos C1 a C4. La presencia de hidrogeno en el monoxido de carbono y generado in situ por la reaccion de cambio del gas de agua se mantiene preferiblemente bajo, por ejemplo, una presion parcial inferior a 1 Bar, ya que su presencia puede dar como resultado la formacion de productos de hidrogenacion. La presion parcial de monoxido de carbono en la reaccion esta adecuadamente en el intervalo de 1 a 70 bar, preferiblemente de 1 a 35 bar, y lo mas preferiblemente de 1 a 15 bar.
La presion de la reaccion de carbonilacion esta adecuadamente en el intervalo de 10 a 200 bar, preferiblemente de 10 a 100 bar, lo mas preferiblemente de 15 a 50 bar. La temperatura de la reaccion de carbonilacion esta adecuadamente en el intervalo de 100 a 300 ° C, preferiblemente en el intervalo de 150 a 220 ° C. El acido acetico se fabrica tfpicamente en una reaccion en fase lfquida a una temperatura de aproximadamente 150-200°C y una presion total de aproximadamente 20 a aproximadamente 50 bar.
El acido acetico se incluye tfpicamente en la mezcla de reaccion como el solvente para la reaccion.
Derivados reactivos adecuados de metanol incluyen acetato de metilo, dimetil eter, formiato de metilo y yoduro de metilo. Una mezcla de metanol y derivados reactivos de los mismos se puede usar como reactivos en el procedimiento de la presente invencion. Preferiblemente, se usan metanol y/o acetato de metilo como reactivos. Al
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menos parte del metanol y/o del derivado reactivo del mismo se convertiran y, por lo tanto, estaran presentes, como acetato de metilo en la composicion de reaccion lfquida por reaccion con producto de acido acetico o solvente. La concentracion en la composicion de reaccion lfquida de acetato de metilo esta adecuadamente en el intervalo de 0.5 a 70% en peso, preferiblemente de 0.5 a 50% en peso, mas preferiblemente de 1 a 35% en peso y lo mas preferiblemente de 1 - 20% en peso.
El agua se puede formar in situ en la composicion de reaccion lfquida, por ejemplo, mediante la reaccion de esterificacion entre el reactivo de metanol y el producto de acido acetico. El agua puede introducirse en el reactor de carbonilacion junto con o separadamente de otros componentes de la composicion de reaccion lfquida. El agua se puede separar de otros componentes de la composicion de reaccion extrafda del reactor y se puede reciclar en cantidades controladas para mantener la concentracion requerida de agua en la composicion de reaccion lfquida. Preferiblemente, la concentracion de agua mantenida en la composicion de reaccion lfquida esta en el intervalo de 0.1 a 16% en peso, mas preferiblemente de 1 a 14% en peso, lo mas preferiblemente de 1 a 10% en peso.
El lfquido de reaccion tfpicamente se extrae del reactor y se expande en un procedimiento de un paso o de multiples pasos que usa un convertidor asf como tambien un recipiente de expansion como se describe a continuacion. La corriente de procedimiento de vapor crudo del equipo de expansion se envfa a un sistema de purificacion que generalmente incluye al menos una columna de extremos ligeros y una columna de deshidratacion.
La presente invencion se aprecia mas por referencia a la Figura 1, que es un diagrama esquematico que ilustra un procedimiento y un aparato de carbonilacion tfpicos. En la Figura 1 se muestra un sistema 10 de carbonilacion que incluye un reactor 12 provisto con un sistema 14 de alimentacion que incluye un tanque de compensacion 16 de metanol y una lfnea 18 de alimentacion de monoxido de carbono. Un sistema de deposito de catalizador incluye un recipiente 20 de almacenamiento de yoduro de metilo asf como un tanque 22 de almacenamiento de catalizador. El reactor 12 esta provisto con un desfogue 24 y un desfogue 24a opcional. El reactor 12 esta acoplado a un recipiente 26 de expansion por medio de un conducto 28 y opcionalmente a traves del desfogue 24a. El equipo de expansion, a su vez, esta acoplado a una seccion 30 de purificacion que incluye un extremo ligero o una columna 32 de separacion, una columna 34 de deshidratacion y un acido fuerte, un lecho 36 de resina de intercambio ionico fuertemente acida que tiene cation de plata intercambiado que elimina los yoduros del producto. En cambio de una resina de intercambio cationico fuertemente acida intercambiada con plata, se ha informado que la resina de intercambio ionico anionico se puede usar para eliminar los yoduros. Vease la Patente Britanica No. G 2112394A, asf como la patente estadounidense No. 5,416,237, Col 7, lfneas 54+, que ensena el uso de resinas de 4-vinilpiridina para la eliminacion de yoduro.
Una corriente de purga gaseosa se desfoga normalmente desde la cabeza del reactor para prevenir la acumulacion de subproductos gaseosos tales como metano, dioxido de carbono e hidrogeno y para mantener una presion parcial de monoxido de carbono establecida a una presion total del reactor dada. Opcionalmente (como se ilustra en la Patente China No. ZL92108244.4), se puede emplear un reactor llamado "convertidor'' que se ubica entre el reactor y el recipiente del equipo de expansion mostrado en la Figura 1 y se discute adicionalmente en conexion con la Figura 2. Opcionalmente, las corrientes de purga gaseosa pueden desfogarse a traves del lfquido base del equipo de expansion o la parte inferior de la columna de extremos ligeros para mejorar la estabilidad del rodio y/o pueden combinarse con otros desfogues de procedimiento gaseoso (como los desfogues del receptor de arriba de la columna de purificacion) antes de limpiar. Estas variaciones estan dentro del alcance de la presente invencion, como se apreciara a partir de las reivindicaciones adjuntas y la descripcion que sigue.
Como apreciaran los expertos en la tecnica, los diferentes entornos qufmicos encontrados en el tren de purificacion pueden requerir diferentes tipos de metalurgia. Por ejemplo, el equipo en la salida de la columna de extremos de luz probablemente requiera un recipiente de zirconio debido a la naturaleza corrosiva de la corriente del procedimiento, mientras que un recipiente de acero inoxidable puede ser suficiente para el equipo colocado corriente abajo de la columna de deshidratacion donde las condiciones son mucho menos corrosivas.
El monoxido de carbono y el metanol se introducen continuamente en el reactor 12 con una mezcla adecuada a una presion parcial de monoxido de carbono elevada. Los subproductos que no son condensables se desfogan del reactor para mantener una presion parcial optima de monoxido de carbono. El gas de escape del reactor se trata para recuperar condensables del reactor, es decir, yoduro de metilo antes de la ignicion. Las eficiencias de metanol y de monoxido de carbono generalmente son mayores de aproximadamente 98 y 90%, respectivamente. Como se apreciara en Smith et al., la patente mencionada anteriormente, las principales ineficiencias del procedimiento son la fabricacion simultanea de dioxido de carbono e hidrogeno por medio de la reaccion de cambio de gas de agua.
Desde el reactor, una corriente de la mezcla de reaccion se alimenta continuamente a traves del conducto 28 al equipo 26 de expansion. A traves del equipo de expansion, el producto de acido acetico y la mayorfa de los extremos ligeros (yoduro de metilo, acetato de metilo y agua) se separan de la solucion de catalizador del reactor, y la corriente 38 del procedimiento crudo se reenvfa con gases disueltos a la seccion 30 de destilacion o purificacion en etapa de expansion individual. La solucion de catalizador se recicla al reactor a traves del conducto 40. De acuerdo con la invencion, el equipo de expansion se calienta con vapor de agua, por ejemplo, mediante chaquetas o
5
10
15
20
25
30
35
40
45
50
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60
65
bobinas con el fin de elevar la temperatura de la corriente 38. Se pueden usar medios de calentamiento alternatives tales como la calefaccion electrica o la calefaccion radiante (microondas) si es mas conveniente.
La purificacion del acido acetico tfpicamente incluye destilacion en una columna de extremos ligeros, una columna de deshidratacion y, opcionalmente, una columna de extremos pesados. La corriente 38 de procedimiento de vapor crudo del equipo de expansion se alimenta en la columna 32 de extremos ligeros. El yoduro de metilo, el acetato de metilo y una porcion del agua se condensan por arriba en las columnas de extremos ligeros para formar dos fases (organica y acuosa) en un receptor 42. Ambas fases lfquidas superiores vuelven a la seccion de reaccion a traves de la lfnea 44 de reciclaje. Opcionalmente, una corriente 45 de reciclaje de lfquido desde la columna de extremos luminosos tambien puede devolverse al reactor.
La corriente 50 de procedimiento purificada se extrae del lado de la columna 32 de extremos ligeros y se alimenta a la columna 34 de deshidratacion. El agua y el acido acetico de esta columna se separan y se reciclan al sistema de reaccion a traves de la lfnea 44 de reciclaje como se muestra. La corriente 52 de procedimiento purificada y seca de la columna 34 de deshidratacion alimenta el lecho 36 de resina y el producto se toma de allf en 56 como se muestra. El sistema 10 de carbonilacion usa solo dos columnas de purificacion primaria y se opera preferiblemente como se describe en mayor detalle en la Patente de Estados Unidos N° 6,657,078 de Scates et al., titulada "Low Energy Carbonylation Process". Generalmente se usan columnas adicionales segun lo deseado, dependiendo del sistema.
En la Figura 2, se muestra una disposicion alternativa del reactor/equipo de expansion con un recipiente 12a convertidor entre ellos, asf como un intercambiador 60 de calor y un recipiente 62 de expansion de vapor de baja presion. El reactor 12 y el equipo 26 de expansion funcionan como se describe anteriormente. El metanol y el monoxido de carbono se proporcionan al reactor 12 a 18a, 18 y la mezcla de reaccion lfquida se retira en 28a y se proporciona al recipiente 12a convertidor que desfoga gas, que incluye los extremos livianos, a un depurador (no mostrado). El gas de desfogue puede lavarse con metanol y devolverse al reactor. El convertidor 12a alimenta el equipo 26 de expansion donde la presion se reduce y se expande a la corriente 38 de producto crudo. El reciclaje al reactor se proporciona a traves de las lfneas 40, 44 como se discutio anteriormente en conexion con la Figura 1.
El equipo 26 de expansion se calienta a traves de un suministro 64 de vapor de baja presion provisto desde un recipiente 62 de expansion de vapor que se alimenta desde el intercambiador 60 de calor. El intercambiador 64 de calor se fabrica con metalurgia adecuada y recibe la mezcla catalftica caliente del reactor 12 a traves de la lfnea 66 asf como condensado de vapor a traves de la lfnea 68. El condensado se calienta mediante el catalizador caliente que, a su vez, requiere refrigeracion debido a la naturaleza exotermica de la reaccion de carbonilacion. El condensado calentado se suministra al recipiente 62 a traves de la lfnea 70, donde se expande a vapor (baja presion) y se usa para calentar el equipo 26 de expansion como se indico anteriormente.
Por lo tanto, el intercambiador 64 de calor, como se muestra en la Figura 2, proporciona refrigeracion al reactor y calor al equipo de expansion, lo que reduce los costos generales de energfa como apreciaran los expertos en la tecnica.
El monoxido de carbono se puede agregar directamente al convertidor 12a si asf se desea o se puede agregar ligeramente antes (corriente arriba) o despues (corriente abajo) si asf se desea con el fin de estabilizar la solucion del catalizador y consumir cualquier metanol sin reaccionar. Los detalles de dichos arreglos se ven en la Patente Europea No. EP 0 759 419 asf como en la Patente de Estados Unidos No. 5,770, 768 de Denis et al.
Ya sea que se emplee o no transferencia de calor del reactor al equipo de expansion, la presente invencion aumenta sustancialmente la eficiencia del sistema al proporcionar una concentracion mas alta de acido acetico en la corriente de vapor de producto crudo, como se apreciara en la discusion que sigue.
El aparato de carbonilacion que se muestra en la Figura 1 y el ilustrado en la Figura 2 se pueden representar esquematicamente como se muestra en la Figura 3 para los propositos actuales. En la Figura 3, la alimentacion al reactor se designa corriente 1, la corriente de lfquido al equipo de expansion se designa corriente 2, la corriente de vapor del producto crudo provista a la columna del divisor se designa corriente 3, y la corriente del producto purificado se etiqueta como la corriente 4. La corriente 5 representa la corriente de reciclaje del catalizador del equipo de expansion y la corriente 6 representa el reciclaje del reciclaje de purificacion al reactor.
La Figura 3 ilustra dos importantes ineficiencias del procedimiento de carbonilacion del metanol en general; reciclaje (5) de catalizador y reciclaje (6) de purificacion. Ambos de estos "volantes" internos son intensivos en energfa y capital y podrfan reducirse al mfnimo al mejorar el rendimiento del equipo de expansion -asegurando que la corriente de vapor que se envfa a la purificacion (3) tenga proporcionalmente mas HAc y menos componentes "que no son producto" (H2O, MeAc, Mel). Esto se puede lograr proporcionando entrada de calor para elevar la temperatura de funcionamiento del equipo de expansion. Los beneficios de este concepto se ilustran en los siguientes ejemplos.
Se uso un simulador semi-empfrico para estudiar el efecto de la temperatura de expansion mientras se mantenfa constante el flujo de masa de HAc en la corriente (3) de vapor. Las composiciones de la corriente se muestran a continuacion para el vapor (3) y el lfquido (5) que salen del equipo de expansion. La entrada de luz intermitente es
una corriente a 197.22°C (387°F), calibre 2757.9 kPa (400 psig), que contiene 8.1% en peso de Mel, 2.9% en peso de MeAc, 75.7% en peso de HAc, 2.8% en peso de H2O, y 10.6% en peso de LiI. La temperature de expansion (temperature de la corriente de vapor) vario de adiabatica (147.22°C (297°F)) a isotermica (197.22°C (387°F)), todos los casos a 172.37 kPa de calibre (25 psig).
5
Los resultados aparecen en las Tablas 1-7 y Figuras 4-7.
Tabla 1 - Ejemplo Comparativo A-
Operacion Adiabatica del Equipo de Expansion
ENTRADA VAPOR LIQUlDO
T (°C) (T (F))
197.22 (387) 147.22 (297) 147.22 (297)
Flujo
Total
1554.42 260.37 1294.05
Total- HAc
89.48
Mel
125.17 58.31 66.86
MeAc
45.18 20.42 24.76
HAc
1175.98 170.89 1005.09
HO
43.81 10.76 33.05
Lil
164.29 0.00 164.29
% en Peso
Mel
8.1 22.4 5.2
MeAc
2.9 7.8 1.9
HAc
75.7 65.6 77.7
HO
2.8 4.1 2.6
Lil
10.6 0.0 12.7
Tabla 2 - Ejemplo 1
Operacion del Vapor de Mantenimiento del Equipo de Expansion at 148.88°C (300°F)
ENTRADA VAPOR LIQUlDO
T(°C) (T (F))
197.22 (387) 148.88 (300) 148.88 (300)
Flujo
Total
878.28 241.52 636.76
Total- HAc
70.63
Mel
70.72 44.96 25.76
MeAc
25.53 15.82 9.70
HAc
664.45 170.89 493.56
H2O
24.75 9.84 14.91
Lil
92.82 0.00 92.82
% en Peso
Mel
8.1 18.6 4.0
MeAc
2.9 6.6 1.5
HAc
75.7 70.8 77.5
H2O
2.8 4.1 2.3
Lil
10.6 0.0 14.6
Operacion del Vapor de Mantenimiento del Equipo de Expansion at 151.66°C (305°F)
ENTRADA VAPOR LIQUIDO
T (°C) (T(F))
197.22 (387) 151.66 (305) 151.66 (305)
Flujo
Total
480.70 222.04 258.66
Total- HAc
51.15
MeI
38.71 31.48 7.23
MeAc
13.97 11.17 2.80
HAc
363.67 170.89 192.78
HO
13.55 8.50 5.04
Li I
50.80 0.00 50.80
% en Peso
MeI
8.1 14.2 2.8
MeAc
2.9 5.0 1.1
HAc
75.7 77.0 74.5
HO
2.8 3.8 1.9
Li I
10.6 0.0 19.6
Tabla 4 - Ejemplo 3-
Operacion del Vapor de Mantenimiento del Equipo de Expansion at 154.44°C (310°F)
ENTRADA VAPOR LIQUIDO
T(°C) (T (F))
197.22 (387) 154.44 (310) 154.44 (310)
Flujo
Total
351.38 212.96 138.42
Total- HAc
42.07
MeI
28.29 25.35 2.94
MeAc
10.21 9.05 1.16
HAc
265.83 170.89 94.94
H2O
9.9 7.67 2.24
Li I
37.14 0.00 37.14
% en Peso
MeI
8.1 11.9 2.1
MeAc
2.9 4.2 0.8
HAc
75.7 80.2 68.6
H2O
2.8 3.6 1.6
Li I
10.6 0.0 26.8
Operacion del Vapor de Mantenimiento del Equipo de Expansion at 162.77°C (325°F)
ENTRADA VAPOR LIQUIDO
T(°C) (T (F))
197.22 (387) 162.77 (325) 162.77 (325)
Flujo
Total
265.59 205.71 59.88
Total- HAc
34.82
MeI
21.39 20.58 0.81
MeAc
7.72 7.39 0.33
HAc
200.93 170.89 30.04
HO
7.49 6.86 0.63
Li I
28.07 0.00 28.07
% en Peso
MeI
8.1 10.0 1.4
MeAc
2.9 3.6 0.6
HAc
75.7 83.1 50.2
HO
2.8 3.3 1.0
Li I
10.6 0.0 46.9
Tabla 6 - Ejemplo 5-
Operacion del Vapor de Mantenimiento del Equipo de Expansion at 176.66°C (350°F)
ENTRADA VAPOR LIQUIDO
T(°C) (T (F))
197.22 (387) 176.66 (350) 176.66 (350)
Flujo
Total
241.97 203.5 38.47
Total- HAc
32.61
MeI
19.48 19.14 0.34
MeAc
7.03 6.89 0.14
HAc
183.06 170.89 12.17
H2O
6.82 6.58 0.24
Li I
25.57 0.00 25.57
% en Peso
MeI
8.1 9.4 0.9
MeAc
2.9 3.4 0.4
HAc
75.7 84.0 31.6
H2O
2.8 3.2 0.6
Li I
10.6 0.0 66.5
5
10
15
20
25
30
35
Equipo de Expansion Operacional Isotermico
ENTRADA VAPOR LIQUlDO
T(°C) (T (F))
197.22 (387) 197.22 (387) 197.22 (387)
Flujo
Total
233.35 202.68 30.67
Total- HAc
31.79
Mel
18.79 18.61 0.18
MeAc
6.78 6.71 0.08
HAc
176.54 170.89 5.64
HO
6.58 6.47 0.11
Lil
24.66 0.00 24.66
% en Peso
Mel
8.1 9.2 0.6
MeAc
2.9 3.3 0.2
HAc
75.7 84.3 18.4
HO
2.8 3.2 0.3
Lil
10.6 0.0 80.4
Como se muestra en los datos y en la Figura 4, el aumento de la temperatura del equipo de expansion aumenta el % en peso de HAc en la corriente (3) de vapor al tiempo que disminuye las concentraciones de todos los demas componentes. La Figura 5 ilustra que la proporcion de Lil en la corriente (5) de reciclaje del catalizador aumenta con el aumento de la temperatura de expansion. Este alto Lil actua para mejorar la estabilidad del catalizador en el equipo de expansion (posiblemente compensando cualquier efecto perjudicial de la temperatura de funcionamiento mas alta).
La Figura 6 muestra el efecto de la temperatura del equipo de expansion en la rata de flujo de masa de cada componente en la corriente de vapor que se alimenta a la purificacion (3). Muestra que, para una cantidad establecida de rendimiento de HAc, se envfan cantidades menores de los componentes "que no son de producto" a la purificacion cuando se usa una temperatura de expansion mas alta. Por ejemplo, elevar la temperatura de expansion de 147.22 a 154.44°C (297 a 310°F) disminuirfa el flujo de masa de agua enviado a la purificacion en un 30%, MeAc en un 55% y Mel en un 55%.
Se ve en la figura 7 que los requisitos de la rata de flujo de las corrientes son significativamente mas bajos cuando se opera el equipo de expansion a una temperatura mas alta. Esto es el resultado de proporcionalmente mas HAc en la corriente de vapor que sale del equipo de expansion (3) y menos de los componentes "que no son producto". Se requiere una rata de flujo mas baja de alimentacion del equipo de expansion (2) para alcanzar el mismo rendimiento de masa de HAc para la purificacion (3). Por ejemplo, elevando la temperatura de expansion de 147.22 a 154.44°C (297 a 310°F), la rata de reciclaje de catalizador requerida disminuye en un 90%, la alimentacion de lfquido al equipo de expansion en un 80%, el reciclaje de purificacion en un 50% y la alimentacion de vapor a la purificacion en 20%. Los beneficios incluyen: (1) para una unidad existente, aumentando HAc en la corriente del producto crudo, por lo tanto la purificacion en los puntos de atascamiento y que reduce los costos operativos y/o que permite un aumento de la capacidad; (2) ejecutar el reactor a MeAc mas alto, actualmente este nivel esta tfpicamente restringido por la capacidad de purificacion, mayor MeAc tambien permite que el reactor opere a una temperatura mas baja y tambien disminuye la rata de fabricacion del acido propionico; (3) para una nueva unidad, los requisitos de capital y energfa se reducen al requerir menos reciclaje de catalizador y rendimiento de purificacion para una rata de produccion dada de HAc; (4) la disminucion en la rata de alimentacion de vapor a la purificacion reduce la perdida de catalizador por arrastre; y (5) la disminucion en la rata de alimentacion del lfquido al equipo de expansion mejora la eficiencia de CO al reducir significativamente la perdida de remanente de CO soluble (que actualmente representa el 80% del total de residuos de CO).
Por ejemplo, el aumento de la temperatura de funcionamiento del equipo de expansion de 147.22 a 154.44°C (297 a 310 ° F) reduce la rata de flujo requerido al equipo de expansion en un 80%. Esta modificacion reduce
dramaticamente la ineficiencia total de CO, en -60% (=80% de reduccion del 80% de la perdida de CO del remanente del equipo de expansion).
El costo energetico de calentar el equipo de expansion con vapor se muestra en la Figura 8. Este costo se reducirfa 5 significativamente al integrar calor entre el reactor y el equipo de expansion como se muestra en la Figura 2. Por ejemplo, para calentar a 154.44°C (310°F), es posible usar el bucle de refrigeracion del reactor para calentar el equipo de expansion.

Claims (10)

  1. 5
    10
    15
    20
    25
    30
    35
    40
    45
    REIVINDICACIONES
    1. Un procedimiento de carbonilacion para producir acido acetico que comprende:
    (a) carbonilar metanol o sus derivados reactivos en presencia de un catalizador de metal del Grupo VIII y un promotor de yoduro de metilo para producir una mezcla de reaccion lfquida que incluye acido acetico, agua, acetato de metilo y yoduro de metilo;
    (b) alimentar la mezcla de reaccion lfquida a un recipiente instantaneo que se mantiene a presion reducida;
    (c) calentar el recipiente de expansion mientras que al mismo tiempo se expande la mezcla de reaccion para producir una corriente de vapor de producto crudo,
    en el que se selecciona la mezcla de reaccion y la rata de flujo de la mezcla de reaccion para el recipiente de expansion asf como se controla la cantidad de calor suministrado al recipiente de expansion de manera que la temperatura de la corriente de vapor de producto crudo se mantenga a una temperatura mayor que 148.88°C (300°F) segun se mide en una salida de vapor del recipiente de expansion y la concentracion de acido acetico en el flujo de vapor del producto crudo es superior al 70% en peso de la corriente.
  2. 2. El procedimiento de carbonilacion de acuerdo con la Reivindicacion 1, en el que la cantidad de agua en la mezcla de reaccion se mantiene a un nivel de 1% en peso a 10% en peso de la mezcla de reaccion y la mezcla de reaccion comprende ademas un co-promotor de sal de yoduro.
  3. 3. El procedimiento de carbonilacion de acuerdo con la Reivindicacion 2, en el que el co-promotor de sal de yoduro esta presente en una cantidad que genera una concentracion de anion de yoduro de 4% en peso a 20% en peso de la mezcla de reaccion.
  4. 4. El procedimiento de carbonilacion de acuerdo con la Reivindicacion 2, en el que el co-promotor de sal de yoduro es una mezcla de sales de yoduro.
  5. 5. El procedimiento de carbonilacion de acuerdo con la Reivindicacion 2, en el que el co-promotor de sal de yoduro se proporciona a la mezcla de reaccion en la forma de un precursor de ligando de yoduro.
  6. 6. El procedimiento de carbonilacion de acuerdo con la Reivindicacion 3, en el que la cantidad de agua en la mezcla de reaccion se mantiene a un nivel de 1% en peso a 5% en peso de la mezcla de reaccion.
  7. 7. El procedimiento de carbonilacion de acuerdo con la Reivindicacion 1, en el que el catalizador de metal del Grupo VIII se selecciona de catalizadores de rodio y catalizadores de iridio.
  8. 8. El procedimiento de carbonilacion de acuerdo con la Reivindicacion 1, en el que el catalizador de metal del Grupo VIII es un catalizador de rodio y esta presente en la mezcla de reaccion a una concentracion de 300 ppm a 5,000 ppm en peso de la mezcla de reaccion.
  9. 9. El procedimiento de carbonilacion de acuerdo con la Reivindicacion 1, en el que la carbonilacion se lleva a cabo bajo una presion de calibre de 10 a 100 bar.
  10. 10. El procedimiento de carbonilacion de acuerdo con la Reivindicacion 1, en el que el recipiente de expansion se mantiene a una presion manometrica de 0.25 a 3 bar.
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