KR20190127857A - 아세트산의 제조 방법 - Google Patents

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Abstract

과망간산칼륨 시험값이 양호하고 또한 불순물 함량이 적은 고품질의 아세트산을 큰 비용을 들이지 않고, 공업적으로 효율적으로 제조할 수 있는 방법을 제공한다. 본 발명의 아세트산의 제조 방법은, 카르보닐화 반응 공정, 증발 공정, 탈저비 공정을 갖고, 증발조의 가열에 의해, (i) 탈저비탑 오버헤드 응축액의 수상 중의 아세트알데히드 농도를 2340질량ppm 이상, 및/또는 (ii) 상기 수상 중의 아세트산메틸 농도를 19.0질량％ 미만, 및/또는 (iii) 탈저비탑 오버헤드 응축액의 유기상 중의 아세트산메틸 농도를 38.0질량％ 미만으로 제어함과 함께, 당해 수상의 적어도 일부를 상기 아세트알데히드 분리 제거 공정에서 처리하고, 아세트알데히드 분리 제거 후의 잔액을 반응조 및/또는 아세트알데히드 분리 제거 공정 및/또는 기타의 프로세스로 리사이클한다.

Description

아세트산의 제조 방법
본 발명은 아세트산을 제조하는 방법에 관한 것이다. 본원은, 2017년 3월 28일에, 일본에 출원한 특원2017-062764호의 우선권을 주장하고, 그 내용을 본 명세서에 원용한다.
아세트산의 공업적 제조법으로서 메탄올법 카르보닐화 프로세스(메탄올법 아세트산 프로세스)가 알려져 있다. 이 프로세스에서는, 예를 들어, 반응조에서 메탄올과 일산화탄소를 촉매의 존재 하에서 반응시켜서 아세트산을 생성시키고, 반응 혼합물을 증발조에서 증발시키고, 그 증기상을 탈저비탑, 계속하여 탈수탑에서 정제하여 아세트산이 제품화되거나, 또는 탈수탑에 이어서 탈고비탑이나 나아가서는 제품탑을 경유하여 아세트산이 제품화된다.
이러한 아세트산 제조 프로세스에서는, 반응계에서 요오드화메틸이 환원되어서 생성되는 아세트알데히드는 알돌 축합에 의해 크로톤알데히드나 2-에틸크로톤알데히드로 전화되어, 제품 아세트산의 과망간산칼륨 시험값(과망간산 타임)을 악화시킨다. 또한, 크로톤알데히드와 아세트알데히드가 반응한 후, 수소 환원되어 요오드화되면 요오드화헥실이 된다. 제품 아세트산 중에 요오드화헥실이 포함되어 있으면, 이 아세트산을 사용하여 아세트산비닐을 제조할 때, 사용하는 팔라듐 촉매가 실활된다.
종래, 크로톤알데히드나 2-에틸크로톤알데히드의 저감에는, (i) 반응계에서 부생한 아세트알데히드를 정제 공정에서 요오드화메틸로부터 분리 제거하고, 반응계로 리사이클하는 요오드화메틸 중의 아세트알데히드를 저감함으로써, 반응계에서의 크로톤알데히드의 생성을 억제하는 방법과, (ii) 정제 공정의 도중에 얻어지는 미가공 아세트산 중에 포함되는 크로톤알데히드를 직접 오존을 사용하여 산화 분해하는 방법의 크게 2가지의 방법이 공업적으로 채용되어 왔다(특허문헌 1 및 2). 그러나, 아세트알데히드의 분리 제거 설비나 오존 처리 설비는 모두 고가이다. 종래에는, 제품 아세트산의 과망간산칼륨 시험값을 향상시키는 데에 이들 방법에 전면적으로 의존하고 있어, 설비비의 증대로 이어졌다. 한편, 요오드화헥실의 제거법으로서, 은 이온으로 교환한 양이온 교환 수지로 처리하는 방법이 알려져 있다. 그러나, 이러한 은 치환 이온 교환 수지를 사용한 처리 방법은, 은 치환 교환 수지가 열화되기 쉬워, 비례 비용의 상승으로 이어진다. 또한, 일본 특허 공표 제2011-518880호 공보에는, 반경험적 시뮬레이터를 사용하여, 상정된 조성의 반응 혼합물을 증발조에 도입하여 가열한 경우의 플래시 온도와, 플래셔로부터 배출되는 증기 및 액체 조성의 관계가 검토되어 있다. 그러나, 이 문헌에는, 플래셔로부터 배출되는 증기를 탈저비탑에 제공하여 얻어지는 오버헤드 응축액의 수상 중의 아세트알데히드 농도나 아세트산메틸 농도, 또는 유기상 중의 아세트산메틸 농도를 제어하여, 반응조 중의 아세트알데히드, 2-에틸크로톤알데히드 및 요오드화헥실의 농도를 저감시키는 것에 대해서는 전혀 개시도 시사도 없다.
일본 특허 공개 평07-25813호 공보 일본 특허 공표 제2001-508405호 공보 일본 특허 공표 제2011-518880호 공보
따라서, 본 발명의 목적은, 과망간산칼륨 시험값이 양호하고 또한 불순물 함량이 적은 고품질의 아세트산을 큰 비용을 들이지 않고, 공업적으로 효율적으로 제조할 수 있는 방법을 제공하는 데 있다.
본 발명자들은, 상기 목적을 달성하기 위하여 예의 검토한 결과, 메탄올법 카르보닐화 프로세스에 있어서, 증발조를 가열하여 증발조 관출액 중의 아세트알데히드 농도를 저감시킴과 함께, 탈저비탑으로의 투입 아세트산 농도를 높이면, 탈저비탑의 오버헤드 응축액을 수상 및 유기상으로 분액시킬 때의 아세트알데히드 분배 계수를 제어할 수 있어, 수상측으로의 아세트알데히드 분배량을 증가시키고, 그 수상을 탈아세트알데히드 제거 처리에 부침으로써 탈아세트알데히드 효율을 크게 향상시킬 수 있음을 알아냈다. 아세트알데히드 분배 계수가 증가하는 원인은, 탈저비탑 투입액 조성의 변경에 의한 증류 조건의 변화에 따라, 증류탑 오버헤드의 아세트산메틸 농도가 저감되고, 이 아세트산메틸 농도의 저감이 아세트알데히드 분배 계수에 영향을 준 것이다. 탈아세트알데히드 효율의 향상에 의해, 반응조의 반응 혼합액 중의 아세트알데히드 농도는 저하되어, 크로톤알데히드, 2-에틸크로톤알데히드 및 요오드화헥실의 생성량이 억제된다. 반응조의 반응 혼합액 중의 아세트알데히드 농도가 저하되면, 아세트알데히드+H2+CO→프로피온산의 반응에 의한 프로피온산의 생성도 저감된다. 또한 탈저비탑의 환류비를 증가시키면, 아세트알데히드가 탑정에 더욱 농축되어, 탈아세트알데히드 효율이 보다 한층 향상됨을 알았다. 본 발명은 이들 지견에 기초하여, 더욱 검토를 거듭하여 완성시킨 것이다.
즉, 본 발명은 금속 촉매 및 요오드화메틸을 포함하는 촉매계, 그리고 아세트산, 아세트산메틸, 물의 존재 하, 메탄올과 일산화탄소를 반응조에서 반응시켜서 아세트산을 생성시키는 카르보닐화 반응 공정과,
상기 카르보닐화 반응 공정에서 얻어진 반응 혼합물을 증발조에 도입하고 가열하여, 상기 반응 혼합물을 증기류와 잔액류로 분리하는 증발 공정과,
상기 잔액류를 반응조로 리사이클하는 잔액류 리사이클 공정과,
상기 증기류를 제1 증류탑에 의해 요오드화메틸 및 아세트알데히드가 풍부한 제1 오버헤드류와 아세트산이 풍부한 제1 아세트산류로 분리함과 함께, 상기 제1 오버헤드류를 응축, 분액시켜서 수상과 유기상을 얻는 탈저비 공정과,
상기 수상 및/또는 유기상의 적어도 일부를 반응조로 리사이클하는 제1 오버헤드류 리사이클 공정과,
프로세스류 중의 아세트알데히드를 분리 제거하기 위한 아세트알데히드 분리 제거 공정
을 구비한 아세트산의 제조 방법으로서,
상기 증발조의 가열에 의해, (i) 상기 수상 중의 아세트알데히드 농도를 2340질량ppm 이상, 및/또는 (ii) 상기 수상 중의 아세트산메틸 농도를 19.0질량％ 미만, 및/또는 (iii) 상기 유기상 중의 아세트산메틸 농도를 38.0질량％ 미만으로 제어함과 함께, 당해 수상의 적어도 일부를 상기 아세트알데히드 분리 제거 공정에서 처리하고, 아세트알데히드 분리 제거 후의 잔액을 반응조 및/또는 아세트알데히드 분리 제거 공정 및/또는 기타의 프로세스로 리사이클하는 것을 특징으로 하는 아세트산의 제조 방법(이하, 「제1 아세트산의 제조 방법」이라고 칭하는 경우가 있다)을 제공한다.
제1 아세트산의 제조 방법에 있어서, 촉매계는 또한 이온성 요오드화물을 포함하고 있어도 된다.
제1 증류탑의 운전 조건에 대해서, 당해 제1 증류탑으로 수상만을 환류시키는 경우에는 수상의 환류비를 2 이상으로 하고, 유기상만을 환류시키는 경우에는 유기상의 환류비를 1 이상으로 하고, 수상 및 유기상을 모두 환류시키는 경우에는 수상 및 유기상의 총합의 환류비를 1.5 이상으로 해도 된다.
제1 아세트산의 제조 방법은, 추가로, 상기 제1 아세트산류를 제2 증류탑에 의해 물이 풍부한 제2 오버헤드류와 제1 아세트산류보다도 아세트산이 풍부한 제2 아세트산류로 분리하는 탈수 공정을 갖고 있어도 된다. 이 경우, 상기 제2 아세트산류에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 1.10질량ppm 이하 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 0.80질량ppm 이하 및/또는 프로피온산 농도가 130질량ppm 이하인 것이 바람직하다.
제1 아세트산의 제조 방법에 있어서는, 상기 증발조에 있어서의 잔액류 중의 아세트알데히드 농도를 70질량ppm 이하로 해도 된다.
반응조의 반응 혼합액에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 1.7질량ppm 이하 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 1.8질량ppm 이하 및/또는 프로피온산 농도가 240질량ppm 이하여도 된다.
제1 증류탑에 공급하는 상기 증기류에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 2.4질량ppm 이하 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 0.45질량ppm 이하 및/또는 프로피온산 농도가 106질량ppm 이하여도 된다.
상기 제1 아세트산류에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 1.34질량ppm 이하 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 0.60질량ppm 이하 및/또는 프로피온산 농도가 106질량ppm 이하여도 된다.
본 발명은 또한, 금속 촉매 및 요오드화메틸을 포함하는 촉매계, 그리고 아세트산, 아세트산메틸, 물의 존재 하, 메탄올과 일산화탄소를 반응조에서 반응시켜서 아세트산을 생성시키는 카르보닐화 반응 공정과,
상기 카르보닐화 반응 공정에서 얻어진 반응 혼합물을 증발조에 도입하고 가열하여, 상기 반응 혼합물을 증기류와 잔액류로 분리하는 증발 공정과,
상기 잔액류를 반응조로 리사이클하는 잔액류 리사이클 공정과,
상기 증기류를 제1 증류탑에 의해 요오드화메틸 및 아세트알데히드가 풍부한 제1 오버헤드류와 아세트산이 풍부한 제1 아세트산류로 분리함과 함께, 상기 제1 오버헤드류를 응축, 분액시켜서 수상과 유기상을 얻는 탈저비 공정과,
상기 수상 및/또는 유기상의 적어도 일부를 반응조로 리사이클하는 제1 오버헤드류 리사이클 공정과,
프로세스류 중의 아세트알데히드를 분리 제거하기 위한 아세트알데히드 분리 제거 공정
을 구비한 아세트산의 제조 방법으로서,
상기 증발조의 가열에 의해, (i) 상기 수상 중의 아세트알데히드 농도를 2340질량ppm 이상, 및/또는 (ii) 상기 수상 중의 아세트산메틸 농도를 19.0질량％ 미만, 및/또는 (iii) 상기 유기상 중의 아세트산메틸 농도를 38.0질량％ 미만으로 제어하고, 또한 상기 잔액류 중의 아세트알데히드 농도를 70질량ppm 이하로 제어하고, 상기 수상의 적어도 일부를 상기 아세트알데히드 분리 제거 공정에서 처리하고, 아세트알데히드 분리 제거 후의 잔액을 반응조 및/또는 아세트알데히드 분리 제거 공정 및/또는 기타의 프로세스로 리사이클함과 함께, 제1 증류탑의 수상의 환류비를 2 이상으로 하는 것을 특징으로 하는 아세트산의 제조 방법(이하, 「제2 아세트산의 제조 방법」이라고 칭하는 경우가 있다)을 제공한다.
제2 아세트산의 제조 방법에 있어서, 촉매계는 또한 이온성 요오드화물을 포함하고 있어도 된다.
본 발명에 따르면, 증발조를 가열하고, 탈저비탑의 오버헤드 응축액을 분액하여 얻어지는 수상 및 유기상에 대해서, 수상의 아세트알데히드 농도, 및/또는 수상의 아세트산메틸 농도, 및/또는 유기상의 아세트산메틸 농도를 특정 범위로 제어하므로, 수상측으로의 아세트알데히드 분배량이 증가하고, 이 수상을 아세트알데히드 분리 제거 공정에 부침으로써, 아세트알데히드를 효율적으로 분리 제거할 수 있다. 이 때문에, 반응조 중의 아세트알데히드 농도가 저하되고, 크로톤알데히드, 2-에틸크로톤알데히드, 요오드화헥실, 나아가 프로피온산의 생성량이 억제된다. 따라서, 대규모 탈아세트알데히드 설비나 오존 처리 설비를 마련하지 않더라도, 과망간산칼륨 시험값이 양호하고 또한 불순물 함량이 낮은 고품질의 제품 아세트산을 얻을 수 있다. 증발조의 가열을 조정하여 증발조 잔액류(관출액) 중의 아세트알데히드 농도를 특정값 이하로 하거나, 탈저비탑의 환류비를 특정값 이상으로 함으로써, 상기 효과는 더욱 현저한 것이 된다.
도 1은 본 발명의 일 실시 형태를 나타내는 아세트산 제조 흐름도이다.
도 2는 아세트알데히드 분리 제거 시스템의 일례를 도시하는 개략 흐름도이다.
도 3은 아세트알데히드 분리 제거 시스템의 다른 예를 도시하는 개략 흐름도이다.
도 4는 아세트알데히드 분리 제거 시스템의 또다른 예를 도시하는 개략 흐름도이다.
도 5는 아세트알데히드 분리 제거 시스템의 또다른 예를 도시하는 개략 흐름도이다.
본 발명의 제1 아세트산의 제조 방법에서는, 금속 촉매 및 요오드화메틸을 포함하는 촉매계, 그리고 아세트산, 아세트산메틸, 물의 존재 하, 메탄올과 일산화탄소를 반응조에서 반응시켜서 아세트산을 생성시키는 카르보닐화 반응 공정과, 상기 카르보닐화 반응 공정에서 얻어진 반응 혼합물을 증발조에 도입하고 가열하여, 상기 반응 혼합물을 증기류와 잔액류로 분리하는 증발 공정과, 상기 잔액류를 반응조로 리사이클하는 잔액류 리사이클 공정과, 상기 증기류를 제1 증류탑에 의해 요오드화메틸 및 아세트알데히드가 풍부한 제1 오버헤드류와 아세트산이 풍부한 제1 아세트산류로 분리함과 함께, 상기 제1 오버헤드류를 응축, 분액시켜서 수상과 유기상을 얻는 탈저비 공정과, 상기 수상 및/또는 유기상의 적어도 일부를 반응조로 리사이클하는 제1 오버헤드류 리사이클 공정과, 프로세스류 중의 아세트알데히드를 분리 제거하기 위한 아세트알데히드 분리 제거 공정을 구비하고, 상기 증발조의 가열에 의해, (i) 상기 수상 중의 아세트알데히드 농도를 2340질량ppm 이상, 및/또는 (ii) 상기 수상 중의 아세트산메틸 농도를 19.0질량％ 미만, 및/또는 (iii) 상기 유기상 중의 아세트산메틸 농도를 38.0질량％ 미만으로 제어함과 함께, 당해 수상의 적어도 일부를 상기 아세트알데히드 분리 제거 공정에서 처리하고, 아세트알데히드 분리 제거 후의 잔액을 반응조 및/또는 아세트알데히드 분리 제거 공정 및/또는 기타의 프로세스로(바람직하게는, 적어도 반응조에) 리사이클한다. 수상 중의 아세트알데히드 농도, 수상 중의 아세트산메틸 농도, 또는 유기상 중의 아세트산메틸 농도를 상기 범위로 제어하면, 아세트알데히드의 분배 계수[{수상의 아세트알데히드 농도(질량％)}/{유기상의 아세트알데히드 농도(질량％)}]가 증대한다. 즉, 수상측으로의 아세트알데히드 분배량이 증대한다. 그 때문에, 이 수상을 아세트알데히드 분리 제거 공정에 제공함으로써 아세트알데히드의 분리 제거 효율을 대폭으로 향상시킬 수 있다.
본 발명의 제2 아세트산의 제조 방법에서는, 상기한 카르보닐화 반응 공정, 증발 공정, 잔액류 리사이클 공정과, 탈저비 공정, 제1 오버헤드류 리사이클 공정, 아세트알데히드 분리 제거 공정을 구비하고, 상기 증발조의 가열에 의해, (i) 상기 수상 중의 아세트알데히드 농도를 2340질량ppm 이상, 및/또는 (ii) 상기 수상 중의 아세트산메틸 농도를 19.0질량％ 미만, 및/또는 (iii) 상기 유기상 중의 아세트산메틸 농도를 38.0질량％ 미만으로 제어하고, 또한 상기 잔액류 중의 아세트알데히드 농도를 70질량ppm 이하로 제어하고, 상기 수상의 적어도 일부를 상기 아세트알데히드 분리 제거 공정에서 처리하고, 아세트알데히드 분리 제거 후의 잔액을 반응조 및/또는 아세트알데히드 분리 제거 공정 및/또는 기타의 프로세스로(바람직하게는, 적어도 반응조에) 리사이클함과 함께, 제1 증류탑의 수상의 환류비를 2 이상으로 한다. 본 발명의 제2 아세트산의 제조 방법은, 상기 본 발명의 제1 아세트산의 제조 방법의 바람직한 형태의 하나이다.
상기 (i)에 있어서, 수상 중의 아세트알데히드 농도는, 바람직하게는 2400질량ppm 이상, 보다 바람직하게는 2500질량ppm 이상, 더욱 바람직하게는 2600질량ppm 이상이다. 수상 중의 아세트알데히드 농도의 상한은, 예를 들어 1.0질량％, 또는 5000질량ppm이어도 된다. 상기 (ii)에 있어서, 수상 중의 아세트산메틸 농도는, 바람직하게는 18.5질량％ 이하, 보다 바람직하게는 17.5질량％ 이하, 더욱 바람직하게는 17.0질량％ 이하이다. 수상 중의 아세트산메틸 농도의 하한은, 예를 들어 1.0질량％, 또는 5.0질량％(또는 8.0질량％ 또는 10.0질량％)여도 된다. 상기 (iii)에 있어서, 유기상 중의 아세트산메틸 농도는, 바람직하게는 37.5질량％ 이하, 보다 바람직하게는 37.0질량％ 이하, 더욱 바람직하게는 35.0질량％ 이하, 특히 바람직하게는 30.0질량％ 이하(예를 들어 25.0질량％ 이하)이다. 유기상 중의 아세트산메틸 농도의 하한은, 예를 들어 1.0질량％ 또는 2.0질량％여도 되고, 또는 5.0질량％(또는 10.0질량％ 또는 15.0질량％, 특히 20.0질량％)여도 된다.
상기 제1 및 제2 아세트산의 제조 방법(이하, 이들을 「본 발명의 아세트산의 제조 방법」이라고 총칭하는 경우가 있다)에 있어서, 상기 촉매계는, 또한 이온성 요오드화물을 포함하고 있어도 된다. 이온성 요오드화물은 조촉매로서 기능한다.
본 발명의 아세트산의 제조 방법에서는, 상기 수상의 적어도 일부를 아세트알데히드 분리 제거 공정에서 처리하고, 아세트알데히드 분리 제거 후의 잔액을 반응조 등으로 리사이클하는데, 이것에 추가로, 상기 유기상의 적어도 일부를 아세트알데히드 분리 제거 공정에서 처리하고, 아세트알데히드 분리 제거 후의 잔액을 반응조 등으로 리사이클해도 된다.
본 발명의 아세트산의 제조 방법에서는, 추가로, 상기 제1 아세트산류를 제2 증류탑에 의해 물이 풍부한 제2 오버헤드류와 제1 아세트산류보다도 아세트산이 풍부한 제2 아세트산류로 분리하는 탈수 공정을 갖고 있어도 된다. 제1 아세트산류를 제2 증류탑에서 탈수함으로써, 탑저 또는 탑의 중간 부위로부터 관출액 또는 사이드 커트액으로서 물 함유량이 적은 제2 아세트산류를 얻을 수 있다. 제2 아세트산류는 그대로, 또는 필요에 따라서 더 정제함으로써 제품 아세트산으로 할 수 있다.
본 발명의 아세트산의 제조 방법에서는, 제1 증류탑으로 제1 오버헤드류의 응축액의 수상만을 환류시키는 경우에는, 수상의 환류비(수상의 환류량/수상의 유출량)를 예를 들어 2 이상으로 하는 것이 바람직하고, 바람직하게는 3 이상, 보다 바람직하게는 5 이상, 더욱 바람직하게는 8 이상, 특히 바람직하게는 10 이상, 특히 12 이상이다. 또한, 제1 증류탑으로 제1 오버헤드류의 응축액의 유기상만을 환류시키는 경우에는, 유기상의 환류비(유기상의 환류량/유기상의 유출량)를 예를 들어 1 이상으로 하는 것이 바람직하고, 바람직하게는 1.5 이상, 보다 바람직하게는 2 이상, 더욱 바람직하게는 4 이상, 특히 바람직하게는 5 이상이다. 또한, 제1 증류탑으로 제1 오버헤드류의 응축액의 수상 및 유기상을 모두 환류시키는 경우에는, 수상 및 유기상의 총합의 환류비(수상 및 유기상의 환류량의 총합/수상 및 유기상의 유출량의 총합)를 예를 들어 1.5 이상으로 하는 것이 바람직하고, 바람직하게는 2.3 이상, 보다 바람직하게는 3.5 이상, 더욱 바람직하게는 6 이상, 특히 바람직하게는 8.5 이상이다. 또한, 제1 증류탑으로 상기 수상을 환류시키는 경우에는, 수상의 환류비(수상의 환류량/수상의 유출량)는 2 이상인 것이 바람직하고, 보다 바람직하게는 3 이상, 더욱 바람직하게는 5 이상, 특히 바람직하게는 8 이상, 특히 12 이상이다. 제1 증류탑의 환류비의 상한은, 어느 경우이든, 예를 들어 3000(특히 1000)이어도 되고, 또는 100(특히 30)이어도 된다. 제1 증류탑의 환류비를 높이는 것에 의해, 아세트알데히드를 탑정에 농축할 수 있으므로, 탑정의 응축액을 아세트알데히드 분리 제거 공정에 제공함으로써, 탈아세트알데히드 효율을 보다 향상시킬 수 있다.
본 발명의 아세트산의 제조 방법에서는, 증발조의 가열을 조정하여, 증발조에 있어서의 잔액류(관출액) 중의 아세트알데히드 농도를 70질량ppm 이하로 하는 것이 바람직하다. 잔액류 중의 아세트알데히드 농도는, 보다 바람직하게는 60질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 50질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 40질량ppm 이하(예를 들어 30질량ppm 이하)이다. 이러한 조작을 행하는 경우에는, 상기 잔액류는 촉매액으로서 반응조로 리사이클되므로, 반응조로 리사이클되는 아세트알데히드량이 저감하고, 그에 의해 반응조에서의 크로톤알데히드, 2-에틸크로톤알데히드, 요오드화헥실, 프로피온산 등의 부생물의 생성을 억제할 수 있다.
본 발명의 제조 방법에서는, 상기와 같이 아세트알데히드 분리 제거 효율을 높게 할 수 있기 때문에, 반응계로 되돌아가는 아세트알데히드량이 저감되어, 그 결과로서, 반응조의 반응 혼합액 중의 크로톤알데히드, 2-에틸크로톤알데히드, 프로피온산, 요오드화헥실의 농도를 저하시킬 수 있다.
반응조의 반응 혼합액 중의 크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 1.7질량ppm 이하, 바람직하게는 1.4질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 1.2질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 1.0질량ppm 이하(예를 들어 0.8질량ppm 이하, 특히 0.6질량ppm 이하)이다. 반응조의 반응 혼합액 중의 크로톤알데히드 농도의 하한값은, 예를 들어 0.01질량ppm(또는 0.1질량ppm)이어도 된다. 반응조의 반응 혼합액 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 1.8질량ppm 이하, 바람직하게는 1.6질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 1.4질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 1.2질량ppm 이하(예를 들어 1.0질량ppm 이하, 특히 0.8질량ppm 이하)이다. 반응조의 반응 혼합액 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도의 하한값은, 예를 들어 0.01질량ppm(또는 0.1질량ppm)이어도 된다. 반응조의 반응 혼합액 중의 프로피온산 농도는, 예를 들어 240질량ppm 이하, 바람직하게는 230질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 220질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 200질량ppm 이하(예를 들어 180질량ppm 이하)이다. 반응조의 반응 혼합액 중의 프로피온산 농도의 하한값은, 예를 들어 10질량ppm(또는 50질량ppm)이어도 된다.
반응조의 반응 혼합액 중의 크로톤알데히드, 2-에틸크로톤알데히드, 프로피온산, 요오드화헥실의 각 농도가 저하되면, 제1 증류탑에 공급하는 증기류 중의 이들 불순물의 농도가 저하되고, 나아가 제1 증류탑으로부터 얻어지는 제1 아세트산류 중의 이들 불순물의 농도가 저하되고, 따라서 과망간산칼륨 시험값이 양호하고 또한 불순물 함량이 적은 고품질의 제품 아세트산을 얻을 수 있다. 이 때문에, 과망간산칼륨 시험값의 향상을 위하여 종래 사용되어 온 탈아세트알데히드 설비나 오존 처리 설비를 소규모화하거나 생략화할 수 있다. 또한, 탈저비탑 또는 추가로 탈수탑을 거치는 것만으로 과망간산칼륨 시험값이 높은 아세트산을 얻을 수 있으므로, 그 후의 탈고비탑이나 제품탑(마무리탑)을 소규모화 내지 생략이 가능하게 된다.
제1 증류탑에 공급하는 상기 증기류 중의 크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 2.4질량ppm 이하, 바람직하게는 2.2질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 2.0질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 1.6질량ppm 이하(예를 들어 1.2질량ppm 이하)이다. 제1 증류탑에 공급하는 상기 증기류 중의 크로톤알데히드 농도의 하한값은, 예를 들어 0.01질량ppm(또는 0.1질량ppm)이어도 된다. 제1 증류탑에 공급하는 상기 증기류 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 0.45질량ppm 이하, 바람직하게는 0.40질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.30질량ppm 이하이다. 제1 증류탑에 공급하는 상기 증기류 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도의 하한값은, 예를 들어 0.01질량ppm(또는 0.1질량ppm)이어도 된다. 제1 증류탑에 공급하는 상기 증기류 중의 프로피온산 농도는, 예를 들어 106질량ppm 이하, 바람직하게는 74.0질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 65.0질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 55.0질량ppm 이하이다. 제1 증류탑에 공급하는 상기 증기류 중의 프로피온산 농도의 하한값은, 예를 들어 1.0질량ppm, 또는 5.0질량ppm 또는 10.0질량ppm이어도 된다.
제1 아세트산류 중의 크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 1.34질량ppm 이하, 바람직하게는 1.20질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 1.00질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 0.80질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 0.60질량ppm 이하이다. 제1 아세트산류 중의 크로톤알데히드 농도의 하한값은, 예를 들어 0.01질량ppm(또는 0.05질량ppm)이어도 된다. 제1 아세트산류 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 0.60질량ppm 이하, 바람직하게는 0.50질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.40질량ppm 이하이다. 제1 아세트산류 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도의 하한값은, 예를 들어 0.01질량ppm(또는 0.05질량ppm)이어도 된다. 제1 아세트산류 중의 프로피온산 농도는, 예를 들어 106질량ppm 이하, 바람직하게는 100질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 90.0질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 80.0질량ppm 이하이다. 제1 아세트산류 중의 프로피온산 농도의 하한값은, 예를 들어 1.0질량ppm, 또는 5.0질량ppm 또는 10.0질량ppm이어도 된다.
탈수탑으로부터 얻어지는 제2 아세트산류 중의 크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 1.10질량ppm 이하, 바람직하게는 1.00질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.90질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 0.80질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 0.70질량ppm 이하(예를 들어 0.60질량ppm 이하)이다. 제2 아세트산류 중의 크로톤알데히드 농도의 하한값은, 예를 들어 0.01질량ppm(또는 0.05질량ppm)이어도 된다. 제2 아세트산류 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 0.80질량ppm 이하, 바람직하게는 0.70질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.60질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 0.50질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 0.40질량ppm 이하이다. 제2 아세트산류 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도의 하한값은, 예를 들어 0.01질량ppm(또는 0.05질량ppm)이어도 된다. 제2 아세트산류 중의 프로피온산 농도는, 예를 들어 130질량ppm 이하, 바람직하게는 120질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 110질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 80.0질량ppm 이하이다. 제2 아세트산류 중의 프로피온산 농도의 하한값은, 예를 들어 1.0질량ppm, 또는 5.0질량ppm 또는 10.0질량ppm이어도 된다. 제2 아세트산류 중의 요오드화헥실 농도는, 예를 들어 30질량ppb 이하, 바람직하게는 25질량ppb 이하, 보다 바람직하게는 20질량ppb 이하, 더욱 바람직하게는 17질량ppb 이하, 특히 바람직하게는 10질량ppb 이하이다. 제2 아세트산류 중의 요오드화헥실 농도의 하한값은, 예를 들어 0.1질량ppb(또는 1.0질량ppb)여도 된다.
이하, 본 발명의 일 실시 형태에 대하여 설명한다. 도 1은, 본 발명의 일 실시 형태를 나타내는 아세트산 제조 흐름도(메탄올법 카르보닐화 프로세스)의 일례이다. 이 아세트산 제조 플로우에 관한 아세트산 제조 장치는, 반응조(1)와, 증발조(2)와, 증류탑(3)과, 디캔터(4)와, 증류탑(5)과, 증류탑(6)과, 이온 교환 수지탑(7)과, 스크러버 시스템(8)과, 아세트알데히드 분리 제거 시스템(9), 콘덴서(1a, 2a, 3a, 5a, 6a)와, 열교환기(2b)와, 리보일러(3b, 5b, 6b)와, 라인(11 내지 56), 펌프(57)를 구비하고, 아세트산을 연속적으로 제조 가능하게 구성되어 있다. 본 실시 형태의 아세트산의 제조 방법에서는, 반응조(1), 증발조(2), 증류탑(3), 증류탑(5), 증류탑(6), 및 이온 교환 수지탑(7)에 있어서, 각각, 반응 공정, 증발 공정(플래시 공정), 제1 증류 공정, 제2 증류 공정, 제3 증류 공정, 및 흡착 제거 공정이 행하여진다. 제1 증류 공정은 탈저비 공정, 제2 증류 공정은 탈수 공정, 제3 증류 공정은 탈고비 공정이라고도 한다. 또한, 본 발명에 있어서, 공정은 상기에 한하지 않고, 예를 들어, 증류탑(5), 증류탑(6), 이온 교환 수지탑(7), 아세트알데히드 분리 제거 시스템(9)(탈아세트알데히드탑 등)의 설비는 부대하지 않는 경우가 있다. 또한, 후술하는 바와 같이, 이온 교환 수지탑(7)의 하류에 제품탑을 마련해도 된다.
반응조(1)는 반응 공정을 행하기 위한 유닛이다. 이 반응 공정은, 하기의 화학식 (1)로 표시되는 반응(메탄올의 카르보닐화 반응)에 의해 아세트산을 연속적으로 생성시키기 위한 공정이다. 아세트산 제조 장치의 정상 가동 상태에 있어서, 반응조(1) 내에는, 예를 들어 교반기에 의해 교반되고 있는 반응 혼합물이 존재한다. 반응 혼합물은, 원료인 메탄올 및 일산화탄소와, 금속 촉매와, 조촉매와, 물과, 제조 목적인 아세트산과, 각종 부생성물을 포함하고, 액상과 기상이 평형 상태에 있다.
CH3OH + CO → CH3COOH (1)
반응 혼합물 중의 원료는, 액체 상태의 메탄올 및 기체 상태의 일산화탄소이다. 메탄올은, 메탄올 저류부(도시 생략)로부터 라인(11)을 통하여 반응조(1)에 소정의 유량으로 연속적으로 공급된다.
일산화탄소는, 일산화탄소 저류부(도시 생략)로부터 라인(12)을 통하여 반응조(1)에 소정의 유량으로 연속적으로 공급된다. 일산화탄소는 반드시 순수한 일산화탄소는 아니어도 되고, 예를 들어 질소, 수소, 이산화탄소, 산소 등의 다른 가스가 소량(예를 들어 5질량％ 이하, 바람직하게는 1질량％ 이하) 포함되어 있어도 된다.
반응 혼합물 중의 금속 촉매는, 메탄올의 카르보닐화 반응을 촉진하기 위한 것이고, 예를 들어 로듐 촉매나 이리듐 촉매를 사용할 수 있다. 로듐 촉매로서는, 예를 들어, 화학식 [Rh(CO)2I2]-로 표시되는 로듐 착체를 사용할 수 있다. 이리듐 촉매로서는, 예를 들어 화학식 [Ir(CO)2I2]-로 표시되는 이리듐 착체를 사용할 수 있다. 금속 촉매로서는 금속 착체 촉매가 바람직하다. 반응 혼합물 중의 촉매의 농도(금속 환산)는 반응 혼합물의 액상 전체에 대하여 예를 들어 100 내지 10000질량ppm, 바람직하게는 200 내지 5000질량ppm, 더욱 바람직하게는 400 내지 2000질량ppm이다.
조촉매는, 상술한 촉매의 작용을 보조하기 위한 요오드화물이며, 예를 들어, 요오드화메틸이나 이온성 요오드화물이 사용된다. 요오드화메틸은, 상술한 촉매의 촉매 작용을 촉진하는 작용을 나타낼 수 있다. 요오드화메틸의 농도는, 반응 혼합물의 액상 전체에 대하여 예를 들어 1 내지 20질량％이다. 이온성 요오드화물은, 반응액 중에서 요오드화물 이온을 발생시키는 요오드화물(특히, 이온성 금속 요오드화물)이며, 상술한 촉매를 안정화시키는 작용이나, 부반응을 억제하는 작용을 나타낼 수 있다. 이온성 요오드화물로서는, 예를 들어, 요오드화리튬, 요오드화나트륨, 요오드화칼륨 등의 알칼리 금속 요오드화물 등을 들 수 있다. 반응 혼합물 중의 이온성 요오드화물의 농도는, 반응 혼합물의 액상 전체에 대하여 예를 들어 1 내지 25질량％이며, 바람직하게는 5 내지 20질량％이다. 또한, 예를 들어 이리듐 촉매 등을 사용하는 경우에는, 조촉매로서, 루테늄 화합물이나 오스뮴 화합물을 사용할 수도 있다. 이들 화합물의 사용량은 총합으로, 예를 들어 이리듐 1몰(금속 환산)에 대하여 0.1 내지 30몰(금속 환산), 바람직하게는 0.5 내지 15몰(금속 환산)이다.
반응 혼합물 중의 물은, 메탄올의 카르보닐화 반응의 반응 기구상, 아세트산을 발생시키기에 필요한 성분이며, 또한, 반응계의 수용성 성분의 가용화를 위해서도 필요한 성분이다. 반응 혼합물 중의 물의 농도는, 반응 혼합물의 액상 전체에 대하여 예를 들어 0.1 내지 15질량％이며, 바람직하게는 0.8 내지 10질량％, 더욱 바람직하게는 1 내지 6질량％, 특히 바람직하게는 1.5 내지 4질량％이다. 물 농도는, 아세트산의 정제 과정에서의 물의 제거에 요하는 에너지를 억제하여 아세트산 제조의 효율화를 진행시키는 데 있어서는 15질량％ 이하가 바람직하다. 물 농도를 제어하기 위해서, 반응조(1)에 대하여 소정 유량의 물을 연속적으로 공급해도 된다.
반응 혼합물 중의 아세트산은, 아세트산 제조 장치의 가동 전에 반응조(1) 내에 미리 투입된 아세트산, 및 메탄올의 카르보닐화 반응의 주생성물로서 발생하는 아세트산을 포함한다. 이러한 아세트산은, 반응계에서는 용매로서 기능할 수 있다. 반응 혼합물 중의 아세트산의 농도는, 반응 혼합물의 액상 전체에 대하여 예를 들어 50 내지 90질량％이며, 바람직하게는 60 내지 80질량％이다.
반응 혼합물에 포함되는 주된 부생성물로서는, 예를 들어 아세트산메틸을 들 수 있다. 이 아세트산메틸은, 아세트산과 메탄올의 반응에 의해 발생할 수 있다. 반응 혼합물 중의 아세트산메틸의 농도는, 반응 혼합물의 액상 전체에 대하여 예를 들어 0.1 내지 30질량％이며, 바람직하게는 1 내지 10질량％이다. 반응 혼합물에 포함되는 부생성물로서는, 요오드화수소도 들 수 있다. 이 요오드화수소는, 상술한 바와 같은 촉매나 조촉매가 사용되는 경우, 메탄올의 카르보닐화 반응의 반응 기구상, 불가피하게 발생하게 된다. 반응 혼합물 중의 요오드화수소의 농도는, 반응 혼합물의 액상 전체에 대하여 예를 들어 0.01 내지 2질량％이다.
또한, 부생성물로서는, 예를 들어, 수소, 메탄, 이산화탄소, 아세트알데히드, 크로톤알데히드, 2-에틸크로톤알데히드, 아세트산부틸, 디메틸에테르, 알칸류, 포름산 및 프로피온산, 그리고 요오드화에틸, 요오드화프로필, 요오드화부틸, 요오드화헥실 및 요오드화데실 등의 요오드화알킬 등을 들 수 있다.
반응 혼합액(반응 혼합물의 액상; 반응 매체) 중의 아세트알데히드 농도는, 예를 들어 500질량ppm 이하, 바람직하게는 450질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 400질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 350질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 300질량ppm 이하[예를 들어 250질량ppm 이하(또는 210질량ppm 이하)]이다. 반응 혼합액 중의 아세트알데히드 농도의 하한은, 예를 들어 1질량ppm(또는 10질량ppm)이다.
반응 혼합액 중의 크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 1.7질량ppm 이하, 바람직하게는 1.4질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 1.2질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 1.0질량ppm 이하(예를 들어 0.8질량ppm 이하, 특히 0.6질량ppm 이하)이다. 반응 혼합액 중의 크로톤알데히드 농도의 하한값은 0ppm인데, 예를 들어 0.01질량ppm, 또는 0.1질량ppm 또는 0.2질량ppm이어도 된다. 반응 혼합액 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 1.8질량ppm 이하, 바람직하게는 1.6질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 1.4질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 1.2질량ppm 이하(예를 들어 1.0질량ppm 이하, 특히 0.8질량ppm 이하)이다. 반응 혼합액 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도의 하한값은 0ppm인데, 예를 들어 0.01질량ppm, 또는 0.1질량ppm 또는 0.2질량ppm이어도 된다. 반응 혼합액 중의 프로피온산 농도는, 예를 들어 240질량ppm 이하, 바람직하게는 230질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 220질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 200질량ppm 이하(예를 들어 180질량ppm 이하)이다. 반응 혼합액 중의 프로피온산 농도의 하한값은 0ppm인데, 예를 들어 10질량ppm(또는 50질량ppm)이어도 된다.
또한, 반응 혼합물에는, 장치의 부식에 의해 발생하는 철, 니켈, 크롬, 망간, 몰리브덴 등의 금속[부식 금속(부식성 금속이라고도 한다)], 및 그 밖의 금속으로서 코발트나 아연, 구리 등이 포함될 수 있다. 상기 부식 금속과 기타의 금속을 합쳐서 「부식 금속 등」이라고 칭하는 경우가 있다.
이상과 같은 반응 혼합물이 존재하는 반응조(1) 내에 있어서, 반응 온도는 예를 들어 150 내지 250℃로 설정되고, 전체 압력으로서의 반응 압력은 예를 들어 2.0 내지 3.5MPa(절대압)로 설정되고, 일산화탄소 분압은, 예를 들어 0.4 내지 1.8MPa(절대압), 바람직하게는 0.6 내지 1.6MPa(절대압), 더욱 바람직하게는 0.9 내지 1.4MPa(절대압)로 설정된다.
장치 가동 시의 반응조(1) 내의 기상부의 증기에는, 예를 들어, 일산화탄소, 수소, 메탄, 이산화탄소, 질소, 산소, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 아세트산, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드, 포름산 및 프로피온산 등이 포함된다. 수소는 원료로서 사용할 수 있는 일산화탄소중에 포함되어 있는 것 이외에, 반응조(1) 중에서 일어나는 시프트 반응(CO+H2O→H2+CO2)에 의해 생성한다. 반응조(1)에 있어서의 수소 분압은, 예를 들어 0.01MPa(절대압) 이상, 바람직하게는 0.015MPa(절대압) 이상, 보다 바람직하게는 0.02MPa(절대압) 이상, 더욱 바람직하게는 0.04MPa(절대압) 이상, 특히 바람직하게는 0.06MPa(절대압) 이상[예를 들어 0.07MPa(절대압) 이상]이다. 또한, 반응조의 수소 분압의 상한은, 예를 들어 0.5MPa(절대압)[특히 0.2MPa(절대압)]이다. 반응조(1) 내의 기상부의 증기는, 반응조(1) 내에서 라인(13)을 통하여 발취하는 것이 가능하다. 증기의 발취량의 조절에 의해, 반응조(1) 내의 압력을 제어하는 것이 가능하고, 예를 들어, 반응조(1) 내의 압력은 일정하게 유지된다. 반응조(1) 내에서 발취된 증기는, 콘덴서(1a)에 도입된다.
콘덴서(1a)는 반응조(1)로부터의 증기를 냉각하여 부분적으로 응축시킴으로써 응축분과 가스분으로 나눈다. 응축분은, 예를 들어, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 아세트산, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드, 포름산 및 프로피온산 등을 포함하고, 콘덴서(1a)로부터 라인(14)을 통하여 반응조(1)에 도입되어, 리사이클된다. 가스분은, 예를 들어, 일산화탄소, 수소, 메탄, 이산화탄소, 질소, 산소, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 아세트산, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드 및 포름산 등을 포함하고, 콘덴서(1a)로부터 라인(15)을 통하여 스크러버 시스템(8)에 공급된다. 스크러버 시스템(8)에서는, 콘덴서(1a)로부터의 가스분으로부터 유용 성분(예를 들어 요오드화메틸, 물, 아세트산메틸, 아세트산 등)이 분리 회수된다. 이 분리 회수에는, 본 실시 형태에서는, 가스분 중의 유용 성분을 포집하기 위한 흡수액을 사용하여 행하는 습식법이 이용된다. 흡수액으로서는, 적어도 아세트산 및/또는 메탄올을 포함하는 흡수 용매가 바람직하다. 흡수액에는 아세트산메틸이 포함되어 있어도 된다. 예를 들어, 흡수액으로서 후술하는 증류탑(6)으로부터의 증기의 응축분을 사용할 수 있다. 분리 회수에는, 압력 변동 흡착법을 이용해도 된다. 분리 회수된 유용 성분(예를 들어 요오드화메틸 등)은 스크러버 시스템(8)으로부터 리사이클 라인(48)을 통하여 반응조(1)에 도입되어, 리사이클된다. 유용 성분을 포집한 후의 가스는 라인(49)을 통하여 폐기된다. 또한, 라인(49)으로부터 배출되는 가스는, 후술하는 증발조(2)의 저부 또는 잔액류 리사이클 라인(18, 19)에 도입하는 CO원으로서 이용할 수 있다. 스크러버 시스템(8)에서의 처리 및 그 후의 반응조(1)로의 리사이클 및 폐기에 대해서는, 다른 콘덴서로부터 스크러버 시스템(8)에 공급되는 후술하는 가스분에 대해서도 마찬가지이다. 본 발명의 제조 방법에 있어서는, 프로세스로부터의 오프 가스를, 적어도 아세트산을 포함하는 흡수 용매로 흡수 처리하고, 일산화탄소가 풍부한 스트림과 아세트산이 풍부한 스트림을 분리하는 스크러버 공정을 갖는 것이 바람직하다.
장치 가동 시의 반응조(1) 내에서는, 상술한 바와 같이, 아세트산이 연속적으로 생성된다. 그러한 아세트산을 포함하는 반응 혼합물이, 연속적으로, 반응조(1) 내에서 소정의 유량으로 발취되어서 라인(16)을 통하여 다음 증발조(2)에 도입된다.
증발조(2)는 증발 공정(플래시 공정)을 행하기 위한 유닛이다. 이 증발 공정은, 라인(16)(반응 혼합물 공급 라인)을 통하여 증발조(2)에 연속적으로 도입되는 반응 혼합물을, 부분적으로 증발시킴으로써 증기류(휘발상)와 잔액류(저휘발상)로 나누기 위한 공정이다. 본 발명에서는 증발조를 가열하면서 압력을 감하는 것에 의해 증발을 발생시킨다. 증발 공정에 있어서, 증기류의 온도는 예를 들어 100 내지 260℃, 바람직하게는 120 내지 200℃이고, 잔액류의 온도는 예를 들어 100 내지 260℃, 바람직하게는 120 내지 200℃이고, 조내 압력은 예를 들어 50 내지 1000kPa(절대압)이다. 또한, 증발 공정에서 분리되는 증기류 및 잔액류의 비율(증기류/잔액류)에 대해서는, 질량비로, 예를 들어 10/90 내지 60/40(증발율: 10 내지 60질량％), 바람직하게는 26/74 내지 45/55(증발율: 26 내지 45질량％), 보다 바람직하게는 27/73 내지 42/58(증발율: 27 내지 42질량％), 더욱 바람직하게는 30/70 내지 40/60(증발율: 30 내지 40질량％)이다.
본 공정에서 발생하는 증기는, 예를 들어, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 아세트산, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드, 크로톤알데히드, 2-에틸크로톤알데히드, 아세트산부틸, 포름산프로피온산, 그리고 요오드화에틸, 요오드화프로필, 요오드화부틸, 요오드화헥실 및 요오드화데실 등의 요오드화알킬 등을 포함하고, 증발조(2) 내에서 라인(17)(증기류 배출 라인)에 연속적으로 발취된다. 증발조(2) 내에서 발취된 증기류의 일부는 콘덴서(2a)에 연속적으로 도입되고, 당해 증기류의 다른 일부는 라인(21)을 통하여 다음 증류탑(3)에 연속적으로 도입된다.
상기 증기류 중의 아세트산 농도는, 예를 들어 50.0 내지 90.0질량％, 바람직하게는 55.0 내지 85.0질량％이다. 아세트산 농도의 하한은, 보다 바람직하게는 57.0질량％, 더욱 바람직하게는 58.0질량％(또는 60.0질량％, 또는 63.0질량％, 특히 65.0질량％)이며, 상한은, 보다 바람직하게는 80.0질량％, 더욱 바람직하게는 75.0질량％, 특히 바람직하게는 72.0질량％(또는 68.0질량％, 또는 65.5질량％)이다. 상기 아세트산 농도의 범위로서는, 보다 바람직하게는 57.0 내지 68.0질량％(예를 들어 58.0 내지 65.5질량％)이다. 상기 증기류 중의 요오드화메틸 농도는, 예를 들어 2.0 내지 50.0질량％, 바람직하게는 5.0 내지 40.0질량％이다. 요오드화메틸 농도의 하한은, 보다 바람직하게는 10.0질량％, 더욱 바람직하게는 15.0질량％, 특히 바람직하게는 18.0질량％(또는 20.0질량％, 또는 22.5질량％)이며, 상한은, 보다 바람직하게는 35.0질량％, 더욱 바람직하게는 30.0질량％, 특히 바람직하게는 28.0질량％이다. 상기 요오드화메틸 농도의 범위로서는, 보다 바람직하게는 20.0 내지 35.0질량％(예를 들어 22.5 내지 30.0질량％)이다. 상기 증기류 중의 물 농도는, 예를 들어 0.2 내지 20.0질량％, 바람직하게는 0.5 내지 15.0질량％, 보다 바람직하게는 0.8 내지 5.0질량％이다. 물 농도의 하한은, 보다 바람직하게는 1.0질량％, 더욱 바람직하게는 1.2질량％이며, 상한은, 보다 바람직하게는 4.0질량％, 특히 바람직하게는 3.0질량％이다. 상기 물 농도의 범위로서는, 보다 바람직하게는 1.2 내지 5.0질량％(예를 들어 1.2 내지 4.0질량％, 또는 1.2 내지 3.0질량％)이다. 상기 증기류 중의 아세트산메틸 농도는, 예를 들어 0.2 내지 50.0질량％, 바람직하게는 2.0 내지 30.0질량％이다. 아세트산메틸 농도의 하한은, 보다 바람직하게는 3.0질량％, 더욱 바람직하게는 5.0질량％, 특히 바람직하게는 6.0질량％(또는 7.0질량％, 또는 8.0질량％)이며, 상한은, 보다 바람직하게는 25.0질량％, 더욱 바람직하게는 20.0질량％, 특히 바람직하게는 15.0질량％(또는 10.0질량％)이다. 상기 아세트산메틸 농도의 범위로서는, 보다 바람직하게는 7.0 내지 25.0질량％(예를 들어 8.0 내지 20.0질량％)이다.
상기 증기류 중의 크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 2.4질량ppm 이하, 바람직하게는 2.2질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 2.0질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 1.6질량ppm 이하(예를 들어 1.2질량ppm 이하)이다. 상기 증기류 중의 크로톤알데히드 농도의 하한값은, 예를 들어 0.01질량ppm(또는 0.1질량ppm)이어도 된다. 상기 증기류 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 0.45질량ppm 이하, 바람직하게는 0.40질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.30질량ppm 이하이다. 상기 증기류 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도의 하한값은, 예를 들어 0.01질량ppm(또는 0.1질량ppm)이어도 된다. 상기 증기류 중의 프로피온산 농도는, 예를 들어 106질량ppm 이하, 바람직하게는 74.0질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 60.0질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 55.0질량ppm 이하이다. 상기 증기류 중의 프로피온산 농도의 하한값은, 예를 들어 1.0질량ppm, 또는 5.0질량ppm 또는 10.0질량ppm이어도 된다.
본 공정에서 발생하는 잔액류는, 반응 혼합물에 포함되어 있었던 촉매 및 조촉매(요오드화메틸, 요오드화리튬 등)나, 본 공정에서는 휘발하지 않고 잔존하는 물, 아세트알데히드, 아세트산메틸, 아세트산, 크로톤알데히드, 2-에틸크로톤알데히드, 아세트산부틸, 포름산 및 프로피온산 등을 포함하고, 펌프(57)를 사용하여, 연속적으로 증발조(2)로부터 라인(18)을 통하여 열교환기(2b)에 도입된다. 잔액류 중의 아세트알데히드 농도는, 70질량ppm 이하로 하는 것이 바람직하고, 보다 바람직하게는 60질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 50질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 40질량ppm 이하(예를 들어 30질량ppm 이하)이다. 상기 잔액류 중의 아세트알데히드 농도를 저하시킴으로써, 반응조(1)에서의 크로톤알데히드, 2-에틸크로톤알데히드, 요오드화헥실, 프로피온산 등의 부생물의 생성을 억제할 수 있다.
열교환기(2b)는 증발조(2)로부터의 잔액류를 냉각한다. 강온한 잔액류는, 연속적으로 열교환기(2b)로부터 라인(19)을 통하여 반응조(1)에 도입되어, 리사이클된다. 또한, 라인(18)과 라인(19)을 합쳐서 잔액류 리사이클 라인이라고 칭한다. 상기 잔액류의 아세트산 농도는, 예를 들어 55 내지 90질량％, 바람직하게는 60 내지 85질량％이다.
콘덴서(2a)는 증발조(2)로부터의 증기류를, 냉각하여 부분적으로 응축시킴으로써 응축분과 가스분으로 나눈다. 응축분은, 예를 들어, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 아세트산, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드, 크로톤알데히드, 2-에틸크로톤알데히드, 아세트산부틸, 포름산 및 프로피온산 등을 포함하고, 콘덴서(2a)로부터 라인(22, 23)을 통하여 반응조(1)에 도입되어, 리사이클된다. 가스분은, 예를 들어, 일산화탄소, 수소, 메탄, 이산화탄소, 질소, 산소, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 아세트산, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드 및 포름산 등을 포함하고, 콘덴서(2a)로부터 라인(20, 15)을 통하여 스크러버 시스템(8)에 공급된다. 상술한 반응 공정에서의 아세트산의 생성 반응은 발열 반응인 바, 반응 혼합물에 축적되는 열의 일부는, 증발 공정(플래시 공정)에 있어서, 반응 혼합물로부터 발생한 증기로 이행한다. 이 증기의 콘덴서(2a)에서의 냉각에 의해 발생한 응축분이 반응조(1)로 리사이클된다. 즉, 이 아세트산 제조 장치에 있어서는, 메탄올의 카르보닐화 반응에서 발생하는 열이 콘덴서(2a)에서 효율적으로 제거되게 된다.
증류탑(3)은 제1 증류 공정을 행하기 위한 유닛이며, 본 실시 형태에서는 소위 탈저비탑에 위치 부여할 수 있다. 제1 증류 공정은, 증류탑(3)에 연속적으로 도입되는 증기류를 증류 처리하여 저비 성분을 분리 제거하는 공정이다. 보다 구체적으로는, 제1 증류 공정에서는, 상기 증기류를 증류하고, 요오드화메틸 및 아세트알데히드로부터 선택된 적어도 1종의 저비 성분이 풍부한 오버헤드류와, 아세트산이 풍부한 아세트산류로 분리한다. 증류탑(3)은 예를 들어, 붕단탑 및 충전탑 등의 정류탑을 포함한다. 증류탑(3)으로서 붕단탑을 채용하는 경우, 그 이론단은 예를 들어 5 내지 50단이다.
증류탑(3)의 내부에 있어서, 탑정 압력은, 예를 들어 80 내지 160kPa(게이지압)로 설정되며, 탑저 압력은, 탑정 압력보다 높게, 예를 들어 85 내지 180kPa(게이지압)로 설정된다. 증류탑(3)의 내부에 있어서, 탑정 온도는, 예를 들어, 설정 탑정 압력에서의 아세트산의 비점보다 낮은 온도로서 90 내지 130℃로 설정되고, 탑저 온도는, 예를 들어, 설정 탑저 압력에서의 아세트산의 비점 이상의 온도이며 120 내지 165℃(바람직하게는 125 내지 160℃)로 설정된다.
증류탑(3)에 대해서는, 증발조(2)로부터의 증기류가 라인(21)을 통하여 연속적으로 도입되고, 증류탑(3)의 탑정부로부터는, 오버헤드류로서의 증기가 라인(24)에 연속적으로 발취된다. 증류탑(3)의 탑저부로부터는, 관출액이 라인(25)에 연속적으로 발취된다. 3b는 리보일러이다. 증류탑(3)에 있어서의 탑정부와 탑저부 사이의 높이 위치로부터는, 측류로서의 아세트산류(제1 아세트산류; 액체)가 라인(27)으로부터 연속적으로 발취된다.
증류탑(3)의 탑정부로부터 발취되는 증기는, 아세트산보다도 비점이 낮은 성분(저비점 성분)을 증류탑(3)으로부터의 상기 관출액 및 측류와 비교하여 많이 포함하고, 예를 들어, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드, 크로톤알데히드 및 포름산 등을 포함한다. 이 증기에는 아세트산도 포함된다. 이러한 증기는, 라인(24)을 통하여 콘덴서(3a)에 연속적으로 도입된다.
콘덴서(3a)는 증류탑(3)으로부터의 증기를 냉각하여 부분적으로 응축시킴으로써 응축분과 가스분으로 나눈다. 응축분은, 예를 들어, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 아세트산, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드, 크로톤알데히드 및 포름산 등을 포함하고, 콘덴서(3a)로부터 라인(28)을 통하여 디캔터(4)에 연속적으로 도입된다. 디캔터(4)에 도입된 응축분은 수상(상상(上相))과 유기상(요오드화메틸상; 하상(下相)으로 분액된다. 수상에는, 물과, 예를 들어, 요오드화메틸, 요오드화수소, 아세트산메틸, 아세트산, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드, 크로톤알데히드 및 포름산 등이 포함된다. 유기상에는, 예를 들어, 요오드화메틸과, 예를 들어, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 아세트산, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드, 크로톤알데히드 및 포름산 등이 포함된다.
본 발명의 제조 방법에서는, 상기와 같이, 증발조를 가열하여, (i) 상기 수상 중의 아세트알데히드 농도를 2340질량ppm 이상, 및/또는 (ii) 상기 수상 중의 아세트산메틸 농도를 19.0질량％ 미만, 및/또는 (iii) 상기 유기상 중의 아세트산메틸 농도를 38.0질량％ 미만으로 제어함과 함께, 당해 수상의 적어도 일부를 상기 아세트알데히드 분리 제거 공정에서 처리하고, 아세트알데히드 분리 제거 후의 잔액을 반응조로 리사이클한다.
상기 (i)에 있어서, 수상 중의 아세트알데히드 농도는, 바람직하게는 2400질량ppm 이상, 보다 바람직하게는 2500질량ppm 이상, 더욱 바람직하게는 2600질량ppm 이상이다. 수상 중의 아세트알데히드 농도의 상한은, 예를 들어 1.0질량％, 또는 5000질량ppm이어도 된다. 상기 (ii)에 있어서, 수상 중의 아세트산메틸 농도는, 바람직하게는 18.5질량％ 이하, 보다 바람직하게는 17.5질량％ 이하, 더욱 바람직하게는 17.0질량％ 이하이다. 수상 중의 아세트산메틸 농도의 하한은, 예를 들어 1.0질량％, 또는 5.0질량％여도 되고, 또는 8.0질량％ 또는 10.0질량％여도 된다. 상기 (iii)에 있어서, 유기상 중의 아세트산메틸 농도는, 바람직하게는 37.5질량％ 이하, 보다 바람직하게는 37.0질량％ 이하, 더욱 바람직하게는 35.0질량％ 이하, 특히 바람직하게는 30.0질량％ 이하(예를 들어 25.0질량％ 이하)이다. 유기상 중의 아세트산메틸 농도의 하한은, 예를 들어 1.0질량％ 또는 2.0질량％, 또는 5.0질량％ 또는 10.0질량％여도 되고, 또는 15.0질량％(예를 들어 20.0질량％)여도 된다.
수상 중의 아세트알데히드 농도, 수상 중의 아세트산메틸 농도, 또는 유기상 중의 아세트산메틸 농도가 상기 범위 내에 있으면, 아세트알데히드의 수상측으로의 분배량이 증대한다. 그 때문에, 이 수상을 아세트알데히드 분리 제거 공정에 제공함으로써, 아세트알데히드의 분리 제거 효율을 대폭으로 향상시킬 수 있다.
본 실시 형태에서는, 수상의 일부는 라인(29)을 통하여 증류탑(3)으로 환류되고, 수상의 다른 일부는 라인(29, 30, 51)을 통하여 아세트알데히드 분리 제거 시스템(9)에 도입되어, 아세트알데히드가 라인(53)으로부터 계 외로 분리 제거된다. 아세트알데히드 분리 제거 후의 잔액은 라인(52, 23)을 통하여 반응조(1)로 리사이클된다. 수상의 또다른 일부는, 아세트알데히드 분리 제거 시스템(9)을 거칠 일 없이, 라인(29, 30, 23)을 통하여 반응조(1)로 리사이클되어도 된다. 유기상은 라인(31, 23)을 통하여 반응조(1)에 도입되어서 리사이클된다. 유기상의 일부는, 필요에 따라, 라인(31, 50)을 통하여 아세트알데히드 분리 제거 시스템(9)에 도입해도 된다. 또한, 수상의 증류탑(3)으로의 환류에 추가로, 또는 그 대신에, 유기상을 증류탑(3)으로 환류해도 된다.
증류탑(3)의 환류비에 대하여 이하에 설명한다. 증류탑(3)으로 제1 오버헤드류의 응축액의 수상만을 환류시키는 경우에는, 수상의 환류비(수상의 환류량/수상의 유출량)를 예를 들어 2 이상으로 하는 것이 바람직하고, 바람직하게는 3 이상, 보다 바람직하게는 5 이상, 더욱 바람직하게는 8 이상, 특히 바람직하게는 10 이상(예를 들어 12 이상)이다. 또한, 증류탑(3)으로 제1 오버헤드류의 응축액의 유기상만을 환류시키는 경우에는, 유기상의 환류비(유기상의 환류량/유기상의 유출량)를 예를 들어 1 이상으로 하는 것이 바람직하고, 바람직하게는 1.5 이상, 보다 바람직하게는 2 이상, 더욱 바람직하게는 4 이상, 특히 바람직하게는 5 이상이다. 또한, 증류탑(3)으로 제1 오버헤드류의 응축액의 수상 및 유기상을 모두 환류시키는 경우에는, 수상 및 유기상의 총합의 환류비(수상 및 유기상의 환류량의 총합/수상 및 유기상의 유출량의 총합)를 예를 들어 1.5 이상으로 하는 것이 바람직하고, 바람직하게는 2.3 이상, 보다 바람직하게는 3.5 이상, 더욱 바람직하게는 6 이상, 특히 바람직하게는 8.5 이상이다. 또한, 증류탑(3)으로 수상을 환류시키는 경우에는, 수상의 환류비(수상의 환류량/수상의 유출량)는 2 이상인 것이 바람직하고, 보다 바람직하게는 3 이상, 더욱 바람직하게는 5 이상, 특히 바람직하게는 8 이상, 특히 12 이상이다. 제1 증류탑의 환류비의 상한은, 어느 경우이든, 예를 들어 3000(특히 1000)이어도 되고, 또는 100(특히 30)이어도 된다. 제1 증류탑의 환류비를 높이는 것에 의해, 아세트알데히드를 탑정에 농축할 수 있으므로, 탑정의 응축액을 아세트알데히드 분리 제거 공정에 제공함으로써, 탈아세트알데히드 효율을 보다 향상시킬 수 있다.
아세트알데히드 분리 제거 시스템(9)을 사용한 아세트알데히드 분리 제거 공정에서는, 유기상 및/또는 수상에 포함되는 아세트알데히드를 공지된 방법, 예를 들어, 증류, 추출 또는 이들의 조합에 의해 분리 제거한다. 분리된 아세트알데히드는 라인(53)을 통하여 장치 외로 배출된다. 또한, 유기상 및/또는 수상에 포함되는 유용 성분(예를 들어 요오드화메틸 등)은 라인(52, 23)을 통하여 반응조(1)로 리사이클되어서 재이용된다.
도 2는 아세트알데히드 분리 제거 시스템의 일례를 도시하는 개략 흐름도이다. 이 플로우에 의하면, 예를 들어 상기 유기상을 아세트알데히드 분리 제거 공정에서 처리하는 경우에는, 유기상을 라인(101)을 통하여 증류탑(제1 탈아세트알데히드탑)(91)에 공급하여 증류하고, 아세트알데히드가 풍부한 오버헤드류(라인(102))와, 요오드화메틸이 풍부한 잔액류(라인(103))로 분리한다. 상기 오버헤드류를 콘덴서(91a)에서 응축시키고, 응축액의 일부를 증류탑(91)의 탑정부로 환류시키고(라인(104)), 응축액의 다른 부분을 추출탑(92)에 공급한다(라인(105)). 상기 추출탑(92)에 공급된 응축액은 라인(109)으로부터 도입된 물에 의해 추출 처리된다. 추출 처리에 의해 얻어진 추출액은 라인(107)을 통하여 증류탑(제2 탈아세트알데히드탑)(93)에 공급하여 증류하고, 아세트알데히드가 풍부한 오버헤드류(라인(112))와 물이 풍부한 잔액류(라인(113))로 분리한다. 그리고, 아세트알데히드가 풍부한 오버헤드류를 콘덴서(93a)에서 응축시키고, 응축액의 일부를 증류탑(93)의 탑정부로 환류시키고(라인(114)), 응축액의 다른 부분은 계 외로 배출한다(라인(115)). 또한, 제1 탈아세트알데히드탑(91)의 관출액인 요오드화메틸이 풍부한 잔액류, 추출탑(92)에서 얻어진 요오드화메틸이 풍부한 라피네이트(라인(108)), 및 제2 탈아세트알데히드탑(93)의 관출액인 물이 풍부한 잔액류는, 각각, 라인(103, 111, 113)을 통하여 반응조(1)로 리사이클되거나, 또는 프로세스의 적당한 개소로 리사이클되어, 재이용된다. 예를 들어, 추출탑(92)에서 얻어진 요오드화메틸이 풍부한 라피네이트는 라인(110)을 통하여 증류탑(91)으로 리사이클할 수 있다. 113의 액은, 통상, 배수로서 외부로 배출된다. 콘덴서(91a, 93a)에서 응축되지 않은 가스(라인(106, 116))는 스크러버 시스템(8)에서 흡수 처리되거나, 또는 폐기 처분된다.
또한, 도 2의 플로우에 의해 상기 수상을 아세트알데히드 분리 제거 공정에서 처리하는 경우에는, 예를 들어, 수상을 라인(101)을 통하여 증류탑(제1 탈아세트알데히드탑)(91)에 공급하여 증류하고, 아세트알데히드가 풍부한 오버헤드류(라인(102))와, 물이 풍부한 잔액류(라인(103))로 분리한다. 상기 오버헤드류를 콘덴서(91a)에서 응축시키고, 응축액의 일부를 증류탑(91)의 탑정부로 환류시키고(라인(104)), 응축액의 다른 부분을 추출탑(92)에 공급한다(라인(105)). 상기 추출탑(92)에 공급된 응축액은 라인(109)으로부터 도입된 물에 의해 추출 처리된다. 추출 처리에 의해 얻어진 추출액은 라인(107)을 통하여 증류탑(제2 탈아세트알데히드탑)(93)에 공급하여 증류하고, 아세트알데히드가 풍부한 오버헤드류(라인(112))와 물이 풍부한 잔액류(라인(113))로 분리한다. 그리고, 아세트알데히드가 풍부한 오버헤드류를 콘덴서(93a)에서 응축시키고, 응축액의 일부를 증류탑(93)의 탑정부로 환류시키고(라인(114)), 응축액의 다른 부분은 계 외로 배출한다(라인(115)). 또한, 제1 탈아세트알데히드탑(91)의 관출액인 물이 풍부한 잔액류, 추출탑(92)에서 얻어진 요오드화메틸이 풍부한 라피네이트(라인(108)), 및 제2 탈아세트알데히드탑(93)의 관출액인 물이 풍부한 잔액류는, 각각, 라인(103, 111, 113)을 통하여 반응조(1)로 리사이클되거나, 또는 프로세스의 적당한 개소로 리사이클되어, 재이용된다. 예를 들어, 추출탑(92)에서 얻어진 요오드화메틸이 풍부한 라피네이트는 라인(110)을 통하여 증류탑(91)으로 리사이클할 수 있다. 113의 액은, 통상, 배수로서 외부로 배출된다. 콘덴서(91a, 93a)에서 응축되지 않은 가스(라인(106, 116))는 스크러버 시스템(8)에서 흡수 처리되거나, 또는 폐기 처분된다.
상기한 물, 아세트산(AC), 요오드화메틸(MeI) 및 아세트알데히드(AD)를 적어도 포함하는 프로세스류에서 유래되는 아세트알데히드는, 상기 방법 이외에, 추출 증류를 이용하여 분리 제거할 수도 있다. 예를 들어, 상기 프로세스류를 분액시켜서 얻어진 유기상 및/또는 수상(투입액)을 증류탑(추출 증류탑)에 공급함과 함께, 증류탑 내의 요오드화메틸 및 아세트알데히드가 농축되는 농축 영역(예를 들어, 탑정부터 투입액 공급 위치까지의 공간)에 추출 용매(통상, 물)를 도입하고, 상기 농축 영역으로부터 강하하는 액(추출액)을 측류(사이드 커트류)로서 발취하고, 이 측류를 수상과 유기상으로 분액시키고, 상기 수상을 증류함으로써 아세트알데히드를 계 외로 배출할 수 있다. 또한, 증류탑 내에 비교적 많은 물이 존재하는 경우에는, 상기 추출 용매를 증류탑에 도입하지 않고, 상기 농축 영역으로부터 강하하는 액을 측류로서 발취해도 된다. 예를 들어, 이 증류탑에 상기 농축 영역으로부터 강하하는 액(추출액)을 받을 수 있는 유닛(침니 트레이 등)을 배치하고, 이 유닛으로 받은 액(추출액)을 측류로서 발취할 수 있다. 추출 용매의 도입 위치는 상기 투입액의 공급 위치보다도 상방이 바람직하고, 보다 바람직하게는 탑정 부근이다. 측류의 발취 위치는, 탑의 높이 방향에 있어서, 추출 용매의 도입 위치보다도 하방이며, 상기 투입액의 공급 위치보다도 상방이 바람직하다. 이 방법에 의하면, 추출 용매(통상, 물)에 의해, 요오드화메틸과 아세트알데히드의 농축물로 아세트알데히드를 고농도로 추출할 수 있음과 함께, 추출 용매의 도입 부위와 사이드 커트 부위 사이를 추출 영역으로서 이용하므로, 소량의 추출 용매에 의해 아세트알데히드를 효율적으로 추출할 수 있다. 그 때문에, 예를 들어, 추출 증류에 의한 추출액을 증류탑(추출 증류탑)의 탑저부로부터 발취하는 방법과 비교하여 증류탑의 단수를 대폭으로 저감할 수 있음과 함께, 증기 부하도 저감할 수 있다. 또한, 소량의 추출 용매를 사용하여, 상기 도 2의 탈알데히드 증류와 물 추출을 조합하는 방법보다도, 물 추출액 중의 아세트알데히드에 대한 요오드화메틸의 비율(MeI/AD비)을 작게 할 수 있으므로, 요오드화메틸의 계 외로의 손실을 억제할 수 있는 조건에서 아세트알데히드를 제거 가능하다. 상기 측류 중의 아세트알데히드 농도는, 상기 투입액 및 관출액(탑저액) 중의 아세트알데히드 농도보다도 현저히 높다. 또한, 상기 측류 중의 요오드화메틸에 대한 아세트알데히드의 비율은, 투입액 및 관출액 중의 요오드화메틸에 대한 아세트알데히드의 비율보다도 크다. 또한, 상기 측류를 분액시켜서 얻어지는 유기상(요오드화메틸상)을 이 증류탑으로 리사이클해도 된다. 이 경우, 상기 측류를 분액시켜서 얻어지는 유기상의 리사이클 위치는, 탑의 높이 방향에 있어서 상기 측류 발취 위치보다도 하방이 바람직하고, 상기 투입액의 공급 위치보다도 상방이 바람직하다. 또한, 상기 프로세스류를 분액시켜서 얻어진 유기상을 구성하는 성분(예를 들어 아세트산메틸 등)에 대한 혼화성 용매를 이 증류탑(추출 증류탑)에 도입해도 된다. 상기 혼화성 용매로서, 예를 들어, 아세트산, 아세트산 에틸 등을 들 수 있다. 상기 혼화성 용매의 도입 위치는, 탑의 높이 방향에 있어서, 상기 측류 발취 위치보다도 하방이 바람직하고, 상기 투입액의 공급 위치보다도 상방이 바람직하다. 또한, 상기 혼화성 용매의 도입 위치는, 상기 측류를 분액시켜서 얻어지는 유기상을 이 증류탑으로 리사이클 경우에는 그 리사이클 위치보다도 하방이 바람직하다. 상기 측류를 분액시켜서 얻어지는 유기상을 증류탑으로 리사이클하거나, 상기 혼화성 용매를 증류탑에 도입함으로써, 측류로서 발취되는 추출액 중의 아세트산메틸 농도를 저하시킬 수 있어, 상기 추출액을 분액시켜서 얻어지는 수상 중의 아세트산메틸 농도를 저감할 수 있고, 따라서 수상으로의 요오드화메틸의 혼입을 억제할 수 있다.
상기 증류탑(추출 증류탑)의 이론단은, 예를 들어 1 내지 100단, 바람직하게는 2 내지 50단, 더욱 바람직하게는 3 내지 30단, 특히 바람직하게는 5 내지 20단이며, 종래의 탈아세트알데히드에 사용하는 증류탑이나 추출 증류탑의 80 내지 100단과 비교하여, 적은 단수로 효율적으로 아세트알데히드를 분리 제거할 수 있다. 추출 용매의 유량과 투입액(프로세스류를 분액시켜서 얻어진 유기상 및/또는 수상)의 유량의 질량 비율(전자/후자)은 0.0001/100 내지 100/100의 범위로부터 선택해도 되지만, 통상, 0.0001/100 내지 20/100, 바람직하게는 0.001/100 내지 10/100, 보다 바람직하게는 0.01/100 내지 8/100, 더욱 바람직하게는 0.1/100 내지 5/100이다. 상기 증류탑(추출 증류탑)의 탑정 온도는, 예를 들어, 15 내지 120℃, 바람직하게는 20 내지 90℃, 보다 바람직하게는 20 내지 80℃, 더욱 바람직하게는 25 내지 70℃이다. 탑정 압력은, 절대 압력으로, 예를 들어 0.1 내지 0.5MPa 정도이다. 상기 증류탑(추출 증류탑)의 다른 조건은, 종래의 탈아세트알데히드에 사용하는 증류탑이나 추출 증류탑과 마찬가지여도 된다.
도 3은 상기 추출 증류를 이용한 아세트알데히드 분리 제거 시스템의 일례를 도시하는 개략 흐름도이다. 이 예에서는, 상기 프로세스류를 분액시켜서 얻어진 유기상 및/또는 수상(투입액)을 공급 라인(201)을 통하여 증류탑(94)의 중단(탑정과 탑저 사이의 위치)에 공급함과 함께, 탑정 부근으로부터 물을 라인(202)을 통하여 도입하고, 증류탑(94)(추출 증류탑) 내에서 추출 증류를 행한다. 증류탑(94)의 상기 투입액의 공급 위치보다 상방에는, 탑 내의 요오드화메틸 및 아세트알데히드가 농축되는 농축 영역으로부터 강하하는 액(추출액)을 받기 위한 침니 트레이(200)가 배치되어 있다. 이 추출 증류에 있어서는, 침니 트레이(200) 상의 액을 바람직하게는 전량 발취, 라인(208)을 통하여 디캔터(95)에 도입하여 분액시킨다. 디캔터(95)에 있어서의 수상(아세트알데히드를 포함한다)을 라인(212)을 통하여 냉각 쿨러(95a)에 도입하여 냉각하고, 수상에 용해되어 있었던 요오드화메틸을 2상 분리시키고, 디캔터(96)로 분액시킨다. 디캔터(96)에 있어서의 수상을 라인(216)을 통하여 증류탑(97)(탈아세트알데히드탑)에 공급하여 증류하고, 탑정의 증기를 라인(217)을 통하여 콘덴서(97a)로 유도하여 응축시키고, 응축액(주로 아세트알데히드 및 요오드화메틸)의 일부는 증류탑(97)의 탑정으로 환류시키고, 나머지는 폐기하거나, 또는 라인(220)을 통하여 증류탑(98)(추출 증류탑)에 공급한다. 증류탑(98)의 탑정 부근으로부터 물을 라인(222)을 통하여 도입하고, 추출 증류한다. 탑정의 증기는 라인(223)을 통하여 콘덴서(98a)로 유도하여 응축시키고, 응축액(주로 요오드화메틸)의 일부는 탑정부로 환류시키고, 나머지는 라인(226)을 통하여 반응계로 리사이클하지만, 계외 제거하는 경우도 있다. 디캔터(95)에 있어서의 유기상(요오드화메틸상)은 바람직하게는 전량을 라인(209, 210)을 통하여 증류탑(94)의 침니 트레이(200)의 위치보다 하방으로 리사이클한다. 디캔터(95)의 수상의 일부, 및 디캔터(96)의 유기상은, 각각, 라인(213, 210), 라인(214, 210)을 통하여 증류탑(94)으로 리사이클하는데, 리사이클하지 않는 경우도 있다. 디캔터(95)의 수상의 일부는 증류탑(94)에 있어서의 추출 용매(물)로서 이용해도 된다. 디캔터(96)의 수상의 일부는 라인(210)을 통하여 증류탑(94)으로 리사이클해도 된다. 경우에 따라(예를 들어, 상기 투입액 중에 아세트산메틸이 포함되어 있는 경우 등), 상기 프로세스류를 분액시켜서 얻어진 유기상을 구성하는 성분(예를 들어 아세트산메틸 등)에 대한 혼화성 용매(아세트산, 아세트산 에틸 등)를 라인(215)을 통하여 증류탑(94)에 투입하여, 증류 효율을 향상시킬 수도 있다. 혼화성 용매의 증류탑(94)으로의 공급 위치는 상기 투입액 공급부(라인(201)의 접속부)보다도 상방이며 또한 리사이클 라인(210)의 접속부보다도 하방이다. 증류탑(94)의 관출액은 반응계로 리사이클한다. 증류탑(94)의 탑정 증기는 라인(203)을 통하여 콘덴서(94a)로 유도하여 응축시키고, 응축액을 디캔터(99)로 분액시키고, 유기상은 라인(206)을 통하여 증류탑(94)의 탑정부로 환류시키고, 수상은 라인(207)을 통하여 디캔터(95)로 유도한다. 증류탑(97)의 관출액(물이 주성분)이나 증류탑(98)(추출 증류탑)의 관출액(소량의 아세트알데히드를 포함하는 물)은 각각 라인(218, 224)을 통하여 계외 제거하거나, 반응계로 리사이클한다. 콘덴서(94a, 97a, 98a)에서 응축되지 않은 가스(라인(211, 221, 227))는 스크러버 시스템(8)에서 흡수 처리되거나, 또는 폐기 처분된다.
도 4는 상기 추출 증류를 이용한 아세트알데히드 분리 제거 시스템의 다른 예를 도시하는 개략 흐름도이다. 이 예에서는, 증류탑(94)의 탑정 증기 응축액을 홀드 탱크(100)로 유도하고, 그 전량을 라인(206)을 통하여 증류탑(94)의 탑정부로 환류한다. 이외에는 도 3의 예와 마찬가지이다.
도 5는 상기 추출 증류를 이용한 아세트알데히드 분리 제거 시스템의 또다른 예를 도시하는 개략 흐름도이다. 이 예에서는, 침니 트레이(200) 상의 액을 전량 발취하고, 라인(208)을 통해서, 디캔터(95)를 거칠 일 없이, 직접 냉각 쿨러(95a)에 도입하여 냉각하고, 디캔터(96)에 공급한다. 이외에는 도 4의 예와 마찬가지이다.
상기 도 1에 있어서, 콘덴서(3a)에서 발생하는 가스분은, 예를 들어, 일산화탄소, 수소, 메탄, 이산화탄소, 질소, 산소, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 아세트산, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드 및 포름산 등을 포함하고, 콘덴서(3a)로부터 라인(32, 15)을 통하여 스크러버 시스템(8)에 공급된다. 스크러버 시스템(8)에 이른 가스분 중의 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 아세트산, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드 및 포름산 등은, 스크러버 시스템(8)에서 흡수액에 흡수된다. 요오드화수소는 흡수액 중의 메탄올 또는 아세트산메틸과의 반응에 의해 요오드화메틸이 발생한다. 그리고, 당해 요오드화메틸 등의 유용 성분을 함유하는 액분이 스크러버 시스템(8)으로부터 리사이클 라인(48, 23)을 통하여 반응조(1)로 리사이클되어서 재이용된다.
증류탑(3)의 탑저부로부터 발취되는 관출액은, 아세트산보다도 비점이 높은 성분(고비점 성분)을 증류탑(3)으로부터의 상기 오버헤드류 및 측류와 비교하여 많이 포함하고, 예를 들어, 프로피온산, 그리고 비말 동반의 상술한 촉매나 조촉매를 포함한다. 이 관출액에는, 아세트산, 요오드화메틸, 아세트산메틸, 2-에틸크로톤알데히드, 아세트산부틸 및 물 등도 포함된다. 본 실시 형태에서는, 이러한 관출액의 일부는, 라인(25, 26)을 통하여 증발조(2)에 연속적으로 도입되어서 리사이클되고, 관출액의 다른 일부는, 라인(25, 23)을 통하여 반응조(1)에 연속적으로 도입되어서 리사이클된다.
증류탑(3)으로부터 측류로서 연속적으로 발취되는 제1 아세트산류는, 증류탑(3)에 연속적으로 도입되는 증기류보다도 아세트산이 풍부화되어 있다. 즉, 제1 아세트산류의 아세트산 농도는 상기 증기류의 아세트산 농도보다도 높다. 제1 아세트산류의 아세트산 농도는, 예를 들어 90.0 내지 99.9질량％, 바람직하게는 93.0 내지 99.0질량％이다. 또한, 제1 아세트산류는, 아세트산에 추가로, 예를 들어, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드, 크로톤알데히드, 2-에틸크로톤알데히드, 아세트산부틸, 포름산 및 프로피온산, 그리고 요오드화에틸, 요오드화프로필, 요오드화부틸, 요오드화헥실 및 요오드화데실 등의 요오드화알킬 등을 포함한다.
제1 아세트산류에 있어서, 요오드화메틸 농도는, 예를 들어 0.1 내지 18질량％(예를 들어 0.1 내지 8질량％), 바람직하게는 0.2 내지 13질량％(예를 들어 0.2 내지 5질량％), 물 농도는, 예를 들어 0.1 내지 8질량％, 바람직하게는 0.2 내지 5질량％, 아세트산메틸 농도는, 예를 들어 0.1 내지 8질량％, 바람직하게는 0.2 내지 5질량％이다. 또한, 제1 아세트산류 중의 크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 1.34질량ppm 이하, 바람직하게는 1.20질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 1.00질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 0.80질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 0.60질량ppm 이하이다. 제1 아세트산류 중의 크로톤알데히드 농도의 하한값은, 예를 들어 0.01질량ppm, 또는 0.05질량ppm이어도 된다. 제1 아세트산류 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 0.60질량ppm 이하, 바람직하게는 0.50질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.40질량ppm 이하이다. 제1 아세트산류 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도의 하한값은, 예를 들어 0.01질량ppm, 또는 0.05질량ppm이어도 된다. 제1 아세트산류 중의 프로피온산 농도는, 예를 들어 106질량ppm 이하, 바람직하게는 100질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 90.0질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 80.0질량ppm 이하이다. 제1 아세트산류 중의 프로피온산 농도의 하한값은, 예를 들어 1.0질량ppm, 또는 5.0질량ppm 또는 10.0질량ppm이어도 된다.
증류탑(3)에 대한 라인(27)의 연결 위치는, 증류탑(3)의 높이 방향에 있어서, 도시되어 있는 바와 같이, 증류탑(3)에 대한 라인(21)의 연결 위치보다 상방이어도 되지만, 증류탑(3)에 대한 라인(21)의 연결 위치보다 하방이어도 되고, 증류탑(3)에 대한 라인(21)의 연결 위치와 동일해도 된다. 증류탑(3)으로부터의 제1 아세트산류는, 소정의 유량으로 연속적으로, 라인(27)을 통하여 다음 증류탑(5)에 도입된다.
또한, 증류탑(3)의 탑저부로부터 발취되는 관출액, 또는 증류탑(3)으로부터 측류로서 발취되는 제1 아세트산류는, 품질을 허용할 수 있기만 하다면 그대로 제품 아세트산으로 할 수도 있다.
라인(27)을 통류하는 제1 아세트산류에, 라인(55)(수산화칼륨 도입 라인)을 통해서 수산화칼륨을 공급 내지 첨가할 수 있다. 수산화칼륨은, 예를 들어 수용액 등의 용액으로서 공급 내지 첨가할 수 있다. 제1 아세트산류에 대한 수산화칼륨의 공급 내지 첨가에 의해 제1 아세트산류 중의 요오드화수소를 감소시킬 수 있다. 구체적으로는, 요오드화수소는 수산화칼륨과 반응하여 요오드화칼륨과 물이 발생한다. 그에 의해, 요오드화수소에 기인하는 증류탑 등의 장치의 부식을 저감할 수 있다. 또한, 수산화칼륨은 본 프로세스에 있어서 요오드화수소가 존재하는 적절한 장소에 공급 내지 첨가할 수 있다. 또한, 프로세스 중에 첨가된 수산화칼륨은 아세트산과도 반응하여 아세트산칼륨을 발생시킨다.
증류탑(5)은 제2 증류 공정을 행하기 위한 유닛이며, 본 실시 형태에서는 소위 탈수탑에 위치 부여할 수 있다. 제2 증류 공정은, 증류탑(5)에 연속적으로 도입되는 제1 아세트산류를 증류 처리하여 아세트산을 더욱 정제하기 위한 공정이다. 증류탑(5)의 재질(적어도 접액, 접가스부의 재질)은 니켈기 합금 또는 지르코늄으로 하는 것이 바람직하다. 이러한 재질을 사용함으로써, 요오드화수소나 아세트산에 의한 증류탑 내부의 부식을 억제할 수 있어, 부식 금속 이온의 용출을 억제할 수 있다.
증류탑(5)의 투입액은, 제1 아세트산류의 적어도 일부(라인(27))를 포함하고 있고, 제1 아세트산류 이외의 흐름[예를 들어 하류 공정으로부터의 리사이클류(예를 들어 라인(42))]이 첨가되어 있어도 된다.
증류탑(5)은 예를 들어, 붕단탑 및 충전탑 등의 정류탑을 포함한다. 증류탑(5)으로서 붕단탑을 채용하는 경우, 그 이론단은 예를 들어 5 내지 50단이다. 환류비는 이론단수에 따라서 예를 들어 0.2 이상으로부터 적절히 선택되지만, 바람직하게는 0.3 이상, 보다 바람직하게는 0.35 이상, 더욱 바람직하게는 0.4 이상이다. 증류탑(5)의 환류비의 상한은, 예를 들어 3000(특히 1000)이며, 100 또는 10 정도여도 된다.
제2 증류 공정에 있는 증류탑(5)의 내부에 있어서, 탑정 압력은, 예를 들어 0.10 내지 0.28MPa(게이지압), 바람직하게는 0.15 내지 0.23MPa(게이지압), 더욱 바람직하게는 0.17 내지 0.21MPa(게이지압)이다. 탑저 압력은, 탑정 압력보다 높아, 예를 들어 0.13 내지 0.31MPa(게이지압), 바람직하게는 0.18 내지 0.26MPa(게이지압), 더욱 바람직하게는 0.20 내지 0.24MPa(게이지압)이다. 제2 증류 공정에 있는 증류탑(5)의 내부에 있어서, 탑정 온도 165℃ 미만, 탑저 온도 175℃ 미만인 것이 바람직하다. 증류탑(5)의 탑정 온도 및 탑저 온도를 상기 범위로 함으로써, 요오드화수소나 아세트산에 의한 증류탑 내부의 부식이 보다 억제되어, 부식 금속 이온의 용출을 보다 억제할 수 있다. 탑정 온도는, 보다 바람직하게는 163℃ 미만, 더욱 바람직하게는 161℃ 미만, 특히 바람직하게는 160℃ 미만이고, 특히 155℃ 미만이 바람직하다. 탑정 온도의 하한은, 예를 들어 110℃이다. 탑저 온도는, 보다 바람직하게는 173℃ 미만, 더욱 바람직하게는 171℃ 미만, 특히 바람직하게는 166℃ 미만이다. 탑저 온도의 하한은, 예를 들어 120℃이다.
증류탑(5)의 탑정부로부터는, 오버헤드류(제2 오버헤드류)로서의 증기가 라인(33)에 연속적으로 발취된다. 증류탑(5)의 탑저부로부터는, 관출액이 라인(34)에 연속적으로 발취된다. 5b는 리보일러이다. 증류탑(5)에 있어서의 탑정부와 탑저부 사이의 높이 위치로부터, 측류(액체 또는 기체)가 라인(34)에 연속적으로 발취되어도 된다.
증류탑(5)의 탑정부로부터 발취되는 증기는, 아세트산보다도 비점이 낮은 성분(저비점 성분)을 증류탑(5)으로부터의 상기 관출액과 비교하여 많이 포함하고, 예를 들어, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 아세트산, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드, 크로톤알데히드 및 포름산 등을 포함한다. 이러한 증기는, 라인(33)을 통하여 콘덴서(5a)에 연속적으로 도입된다.
콘덴서(5a)는 증류탑(5)으로부터의 증기를 냉각하여 부분적으로 응축시킴으로써 응축분과 가스분으로 나눈다. 응축분은, 예를 들어 물 및 아세트산 등을 포함한다. 응축분의 일부는, 콘덴서(5a)로부터 라인(35)을 통하여 증류탑(5)에 연속적으로 환류된다. 응축분의 다른 일부는, 콘덴서(5a)로부터 라인(35, 36, 23)을 통하여 반응조(1)에 연속적으로 도입되어, 리사이클된다. 또한, 콘덴서(5a)에서 발생하는 가스분은, 예를 들어 일산화탄소, 수소, 메탄, 이산화탄소, 질소, 산소, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 아세트산, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드 및 포름산 등을 포함하고, 콘덴서(5a)로부터 라인(37, 15)을 통하여 스크러버 시스템(8)에 공급된다. 스크러버 시스템(8)에 이른 가스분 중의 요오드화수소는, 스크러버 시스템(8)에서 흡수액에 흡수되어, 흡수액 중의 요오드화수소와 메탄올 또는 아세트산메틸과의 반응에 의해 요오드화메틸이 발생하고, 그리고 당해 요오드화메틸 등의 유용 성분을 함유하는 액분이 스크러버 시스템(8)으로부터 리사이클 라인(48, 23)을 통하여 반응조(1)로 리사이클되어서 재이용된다.
증류탑(5)의 탑저부로부터 발취되는 관출액 또는 탑의 중간 위치에서 발취되는 측류(제2 아세트산류)는 증류탑(5)에 연속적으로 도입되는 제1 아세트산류보다도 아세트산이 풍부화되어 있다. 즉, 제2 아세트산류의 아세트산 농도는 제1 아세트산류의 아세트산 농도보다도 높다. 제2 아세트산류의 아세트산 농도는, 제1 아세트산류의 아세트산 농도보다 높은 한에 있어서, 예를 들어 99.10 내지 99.99질량％이다. 본 실시 형태에서는, 측류를 발취하는 경우, 증류탑(5)으로부터의 측류의 발취 위치는, 증류탑(5)의 높이 방향에 있어서, 증류탑(5)으로의 제1 아세트산류의 도입 위치보다도 낮다.
본 발명에 있어서는, 제2 아세트산류는 높은 과망간산칼륨 시험값을 가지므로, 그대로 제품 아세트산으로 할 수 있다. 그러나, 미량의 불순물[예를 들어, 크로톤알데히드, 2-에틸크로톤알데히드, 아세트산부틸, 프로피온산, 아세트산칼륨(라인(27) 등에 수산화칼륨을 공급한 경우), 요오드화수소, 그리고 비말 동반의 상술한 촉매나 조촉매 등]을 포함할 수 있다. 그 때문에, 이 관출액 또는 측류를, 라인(34)을 통하여 증류탑(6)에 연속적으로 도입하여 증류해도 된다.
제2 아세트산류 중의 크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 1.10질량ppm 이하, 바람직하게는 1.00질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.90질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 0.80질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 0.70질량ppm 이하(예를 들어 0.60질량ppm 이하)이다. 제2 아세트산류 중의 크로톤알데히드 농도의 하한값은, 예를 들어 0.01질량ppm, 또는 0.05질량ppm이어도 된다. 제2 아세트산류 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도는, 예를 들어 0.80질량ppm 이하, 바람직하게는 0.70질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.60질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 0.50질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 0.40질량ppm 이하이다. 제2 아세트산류 중의 2-에틸크로톤알데히드 농도의 하한값은, 예를 들어 0.01질량ppm, 또는 0.05질량ppm이어도 된다. 제2 아세트산류 중의 프로피온산 농도는, 예를 들어 130질량ppm 이하, 바람직하게는 120질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 110질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 80.0질량ppm 이하이다. 제2 아세트산류 중의 프로피온산 농도의 하한값은, 예를 들어 1.0질량ppm, 또는 5.0질량ppm 또는 10.0질량ppm이어도 된다. 제2 아세트산류 중의 요오드화헥실 농도는, 예를 들어 30질량ppb 이하, 바람직하게는 25질량ppb 이하, 보다 바람직하게는 20질량ppb 이하, 더욱 바람직하게는 17질량ppb 이하, 특히 바람직하게는 10질량ppb 이하이다. 제2 아세트산류 중의 요오드화헥실 농도의 하한값은, 예를 들어 0.1질량ppb(또는 1.0질량ppb)여도 된다.
라인(34)을 통류하는 제2 아세트산류에, 라인(56)(수산화칼륨 도입 라인)을 통해서 수산화칼륨을 공급 내지 첨가할 수 있다. 수산화칼륨은, 예를 들어 수용액 등의 용액으로서 공급 내지 첨가할 수 있다. 제2 아세트산류에 대한 수산화칼륨의 공급 내지 첨가에 의해 제2 아세트산류 중의 요오드화수소를 감소시킬 수 있다. 구체적으로는, 요오드화수소는 수산화칼륨과 반응하여 요오드화칼륨과 물이 발생한다. 그에 의해, 요오드화수소에 기인하는 증류탑 등의 장치의 부식을 저감할 수 있다.
증류탑(6)은 제3 증류 공정을 행하기 위한 유닛이며, 본 실시 형태에서는 소위 탈고비탑에 위치 부여할 수 있다. 제3 증류 공정은, 증류탑(6)에 연속적으로 도입되는 제2 아세트산류를 정제 처리하여 아세트산을 더욱 정제하기 위한 공정이다. 또한, 본 실시 형태에서는 반드시 필요한 공정은 아니다. 증류탑(6)은 예를 들어, 붕단탑 및 충전탑 등의 정류탑을 포함한다. 증류탑(6)으로서 붕단탑을 채용하는 경우, 그 이론단은 예를 들어 5 내지 50단이며, 환류비는 이론단수에 따라서 예를 들어 0.2 내지 3000이다. 제3 증류 공정에 있는 증류탑(6)의 내부에 있어서, 탑정 압력은 예를 들어 -100 내지 150kPa(게이지압)로 설정되고, 탑저 압력은, 탑정 압력보다 높게, 예를 들어 -90 내지 180kPa(게이지압)로 설정된다. 제3 증류 공정에 있는 증류탑(6)의 내부에 있어서, 탑정 온도는, 예를 들어, 설정 탑정 압력에서의 물의 비점보다 높고 또한 아세트산의 비점보다 낮은 온도이며 50 내지 150℃로 설정되고, 탑저 온도는, 예를 들어, 설정 탑저 압력에서의 아세트산의 비점보다 높은 온도이며 70 내지 160℃로 설정된다.
증류탑(6)의 탑정부로부터는, 오버헤드류로서의 증기가 라인(38)에 연속적으로 발취된다. 증류탑(6)의 탑저부로부터는, 관출액이 라인(39)에 연속적으로 발취된다. 6b는 리보일러이다. 증류탑(6)에 있어서의 탑정부와 탑저부 사이의 높이 위치로부터는, 측류(액체 또는 기체)가 라인(46)에 연속적으로 발취된다. 증류탑(6)의 높이 방향에 있어서, 증류탑(6)에 대한 라인(46)의 연결 위치는, 도시되어 있는 바와 같이, 증류탑(6)에 대한 라인(34)의 연결 위치보다 상방이어도 되지만, 증류탑(6)에 대한 라인(34)의 연결 위치보다 하방이어도 되고, 증류탑(6)에 대한 라인(34)의 연결 위치와 동일해도 된다.
증류탑(6)의 탑정부로부터 발취되는 증기는, 아세트산보다도 비점이 낮은 성분(저비점 성분)을 증류탑(6)으로부터의 상기 관출액과 비교하여 많이 포함하고, 아세트산 이외에, 예를 들어, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 디메틸에테르, 메탄올 및 포름산 등을 포함한다. 이러한 증기는, 라인(38)을 통하여 콘덴서(6a)에 연속적으로 도입된다.
콘덴서(6a)는 증류탑(6)으로부터의 증기를 냉각하여 부분적으로 응축시킴으로써 응축분과 가스분으로 나눈다. 응축분은, 아세트산 이외에, 예를 들어, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 디메틸에테르, 메탄올 및 포름산 등을 포함한다. 응축분의 적어도 일부에 대해서는, 콘덴서(6a)로부터 라인(40)을 통하여 증류탑(6)에 연속적으로 환류된다. 응축분의 일부(유출분)에 대해서는, 콘덴서(6a)로부터 라인(40, 41, 42)을 통해서, 증류탑(5)에 도입되기 전의 라인(27) 중의 제1 아세트산류로 리사이클하는 것이 가능하다. 이것과 함께 또는 이것 대신에, 응축분의 일부(유출분)에 대해서는, 콘덴서(6a)로부터 라인(40, 41, 43)을 통해서, 증류탑(3)에 도입되기 전의 라인(21) 중의 증기류로 리사이클하는 것이 가능하다. 또한, 응축분의 일부(유출분)에 대해서는, 콘덴서(6a)로부터 라인(40, 44, 23)을 통해서, 반응조(1)로 리사이클해도 된다. 또한, 콘덴서(6a)로부터의 유출분의 일부에 대해서는, 전술한 바와 같이, 스크러버 시스템(8)에 공급하여 당해 시스템 내에서 흡수액으로서 사용하는 것이 가능하다. 스크러버 시스템(8)에서는, 유용분을 흡수한 후의 가스분은 장치 외로 배출되고, 그리고 유용 성분을 포함하는 액분이 스크러버 시스템(8)으로부터 리사이클 라인(48, 23)을 통하여 반응조(1)에 도입 내지 리사이클되어서 재이용된다. 추가로, 콘덴서(6a)로부터의 유출분의 일부에 대해서는, 장치 내에서 가동하는 각종 펌프(도시 생략)에 도시하지 않은 라인을 통하여 유도하여 당해 펌프의 시일액으로서 사용해도 된다. 또한 추가로, 콘덴서(6a)로부터의 유출분의 일부에 대해서는, 라인(40)에 부설되는 발취 라인을 통해서, 정상적으로 장치 외로 발취해도 되고, 비정상적으로 필요 시에 있어서 장치 외로 발취해도 된다. 응축분의 일부(유출분)가 증류탑(6)에서의 증류 처리계로부터 제거되는 경우, 그 유출분의 양(유출량)은 콘덴서(6a)에서 발생하는 응축액의 예를 들어 0.01 내지 30질량％이며, 바람직하게는 0.1 내지 10질량％, 보다 바람직하게는 0.3 내지 5질량％, 보다 바람직하게는 0.5 내지 3질량％이다. 한편, 콘덴서(6a)에서 발생하는 가스분은, 예를 들어, 일산화탄소, 수소, 메탄, 이산화탄소, 질소, 산소, 요오드화메틸, 요오드화수소, 물, 아세트산메틸, 아세트산, 디메틸에테르, 메탄올, 아세트알데히드 및 포름산 등을 포함하고, 콘덴서(6a)로부터 라인(45, 15)을 통하여 스크러버 시스템(8)에 공급된다.
증류탑(6)의 탑저부로부터 라인(39)을 통하여 발취되는 관출액은, 아세트산보다도 비점이 높은 성분(고비점 성분)을 증류탑(6)으로부터의 상기 오버헤드류와 비교하여 많이 포함하고, 예를 들어 프로피온산, 아세트산칼륨 등의 아세트산염(라인(34) 등에 수산화칼륨 등의 알칼리를 공급한 경우) 등을 포함한다. 또한, 증류탑(6)의 탑저부로부터 라인(39)을 통하여 발취되는 관출액은, 이 아세트산 제조 장치의 구성 부재의 내벽에서 발생하여 유리된 금속 등의 부식 금속 등, 및 부식성 요오드에서 유래되는 요오드와 당해 부식 금속 등의 화합물도 포함한다. 이러한 관출액은, 본 실시 형태에서는 아세트산 제조 장치 외로 배출된다.
증류탑(6)으로부터 라인(46)에 연속적으로 발취되는 측류는, 제3 아세트산류로서, 다음 이온 교환 수지탑(7)에 연속적으로 도입되게 된다. 이 제3 아세트산류는, 증류탑(6)에 연속적으로 도입되는 제2 아세트산류보다도 아세트산이 풍부화되어 있다. 즉, 제3 아세트산류의 아세트산 농도는 제2 아세트산류의 아세트산 농도보다도 높다. 제3 아세트산류의 아세트산 농도는, 제2 아세트산류의 아세트산 농도보다 높은 한에 있어서, 예를 들어 99.800 내지 99.999질량％이다. 본 실시 형태에서는, 증류탑(6)으로부터의 측류의 발취 위치는, 증류탑(6)의 높이 방향에 있어서, 증류탑(6)으로의 제2 아세트산류의 도입 위치보다도 높다. 다른 실시 형태에서는, 증류탑(6)으로부터의 측류의 발취 위치는, 증류탑(6)의 높이 방향에 있어서, 증류탑(6)으로의 제2 아세트산류의 도입 위치와 동일하거나 그것보다도 낮다. 또한, 증류탑(6)은 단증류기(증발기)로도 대용 가능하다. 특히, 본 발명에서는, 증류탑(5)에서의 증류 처리에 의해, 과망간산칼륨 시험값이 매우 높은 아세트산이 얻어지므로, 증류탑(6)을 생략할 수 있다.
이온 교환 수지탑(7)은 흡착 제거 공정을 행하기 위한 정제 유닛이다. 이 흡착 제거 공정은, 이온 교환 수지탑(7)에 연속적으로 도입되는 제3 아세트산류에 미량 포함되는 주로 요오드화알킬(예를 들어, 요오드화에틸, 요오드화프로필, 요오드화부틸, 요오드화헥실, 요오드화데실 등)을 흡착 제거하여 아세트산을 더욱 정제하기 위한 공정이다. 또한, 증류탑(6)을 생략하고, 증류탑(5)으로부터의 제2 아세트산류를 이온 교환 수지탑(7)에 공급해도 된다. 또한, 이온 교환 수지탑(7)을 사용하는 흡착 제거 공정은 반드시 마련하지는 않아도 된다.
이온 교환 수지탑(7)에 있어서는, 요오드화알킬에 대한 흡착능을 갖는 이온 교환 수지가 탑 내에 충전되어서 이온 교환 수지 바닥을 이룬다. 그러한 이온 교환 수지로서는, 예를 들어, 교환기인 술폰산기, 카르복실기, 포스폰 산기 등에 있어서의 탈리성의 프로톤의 일부가 은이나 구리 등의 금속으로 치환된 양이온 교환 수지를 들 수 있다. 흡착 제거 공정에서는, 예를 들어 이러한 이온 교환 수지가 충전된 이온 교환 수지탑(7)의 내부를 제3 아세트산류(액체)가 통류하고, 그 통류 과정에 있어서, 제3 아세트산류 중의 요오드화알킬 등의 불순물이 이온 교환 수지에 흡착되어서 제3 아세트산류로부터 제거된다. 흡착 제거 공정에 있는 이온 교환 수지탑(7)에 있어서, 내부 온도는 예를 들어 18 내지 100℃이고, 아세트산류의 통액 속도[수지 용적 1㎥당의 아세트산 처리량(㎥/h)]은, 예를 들어 3 내지 15㎥/h·㎥(수지 용적)이다.
이온 교환 수지탑(7)의 하단부로부터 라인(47)에 제4 아세트산류가 연속적으로 도출된다. 제4 아세트산류의 아세트산 농도는 제3 아세트산류의 아세트산 농도보다도 높다. 즉, 제4 아세트산류는, 이온 교환 수지탑(7)에 연속적으로 도입되는 제3 아세트산류보다도 아세트산이 풍부화되어 있다. 제4 아세트산류의 아세트산 농도는, 제3 아세트산류의 아세트산 농도보다 높은 한에 있어서 예를 들어 99.900 내지 99.999질량％ 또는 그 이상이다. 본 제조 방법에 있어서는, 이 제4 아세트산류를 도시하지 않은 제품 탱크에 저류할 수 있다.
이 아세트산 제조 장치에 있어서는, 이온 교환 수지탑(7)으로부터의 상기 제4 아세트산류를 더욱 정제하기 위한 정제 유닛으로서, 증류탑인 소위 제품탑 내지 마무리탑이 마련되어도 된다. 그러한 제품탑이 마련되는 경우, 당해 제품탑은, 예를 들어, 붕단탑 및 충전탑 등의 정류탑을 포함한다. 제품탑으로서 붕단탑을 채용하는 경우, 그 이론단은 예를 들어 5 내지 50단이며, 환류비는 이론단수에 따라서 예를 들어 0.5 내지 3000이다. 정제 공정에 있는 제품탑의 내부에 있어서, 탑정 압력은 예를 들어 -195 내지 150kPa(게이지압)로 설정되고, 탑저 압력은, 탑정 압력보다 높게, 예를 들어 -190 내지 180kPa(게이지압)로 설정된다. 제품탑의 내부에 있어서, 탑정 온도는, 예를 들어, 설정 탑정 압력에서의 물의 비점보다 높고 또한 아세트산의 비점보다 낮은 온도이며 50 내지 150℃로 설정되고, 탑저 온도는, 예를 들어, 설정 탑저 압력에서의 아세트산의 비점보다 높은 온도이며 70 내지 160℃로 설정된다. 또한, 제품탑 내지 마무리탑은, 단증류기(증발기)로도 대용 가능하다.
제품탑을 마련하는 경우, 이온 교환 수지탑(7)으로부터의 제4 아세트산류(액체)의 전부 또는 일부가, 제품탑에 대하여 연속적으로 도입된다. 그러한 제품탑의 탑정부로부터는, 미량의 저비점 성분(예를 들어, 요오드화메틸, 물, 아세트산메틸, 디메틸에테르, 크로톤알데히드, 아세트알데히드 및 포름산 등)을 포함하는 오버헤드류로서의 증기가 연속적으로 발취된다. 이 증기는, 소정의 콘덴서에서 응축분과 가스분으로 나뉜다. 응축분의 일부는 제품탑으로 연속적으로 환류되고, 응축분의 다른 일부는 반응조(1)로 리사이클되거나, 계 외로 폐기되거나, 또는 그 양쪽이어도 되고, 가스분은 스크러버 시스템(8)에 공급된다. 제품탑의 탑저부로부터는, 미량의 고비점 성분을 포함하는 관출액이 연속적으로 발취되고, 이 관출액은, 예를 들어 증류탑(6)에 도입되기 전의 라인(34) 중의 제2 아세트산류로 리사이클된다. 제품탑에 있어서의 탑정부와 탑저부 사이의 높이 위치로부터는, 측류(액체)가 제5 아세트산류로서 연속적으로 발취된다. 제품탑으로부터의 측류의 발취 위치는, 제품탑의 높이 방향에 있어서, 예를 들어, 제품탑으로의 제4 아세트산류의 도입 위치보다도 낮다. 제5 아세트산류는, 제품탑에 연속적으로 도입되는 제4 아세트산류보다도 아세트산이 풍부화되어 있다. 즉, 제5 아세트산류의 아세트산 농도는 제4 아세트산류의 아세트산 농도보다도 높다. 제5 아세트산류의 아세트산 농도는, 제4 아세트산류의 아세트산 농도보다 높은 한에 있어서 예를 들어 99.900 내지 99.999질량％ 또는 그 이상이다. 이 제5 아세트산류는, 예를 들어, 도시하지 않은 제품 탱크에 저류된다. 또한, 이온 교환 수지탑(7)은 증류탑(6)의 하류에 설치하는 대신(또는 그에 추가로), 제품탑의 하류에 설치하여, 제품탑을 나온 아세트산류를 처리해도 된다.
실시예
이하에, 실시예에 기초하여 본 발명을 보다 상세하게 설명하지만, 본 발명은 이들 실시예에 의해 한정되는 것은 아니다. 또한, 부, ％, ppm, ppb는 모두 질량 기준이다. 물 농도는 칼 피셔 수분 측정법, 금속 이온 농도는 ICP 분석(또는 원자 흡광 분석), 그 밖의 성분의 농도는 가스 크로마토그래피에 의해 측정하였다.
비교예 1
메탄올법 아세트산 파일럿 플랜트에 있어서 이하의 실험을 행하였다(도 1 참조).
반응조[전압 2.8MPa(절대압), 일산화탄소 분압 1.4MPa(절대압), 수소 분압 0.5MPa(절대압), 반응 온도 187℃]에서 얻어진 반응 혼합액[조성: 요오드화메틸(MeI) 7.6％, 아세트산메틸(MA) 4.5％, 물(H2O) 2.5％, 로듐 착체 910ppm(Rh 환산), 요오드화리튬(LiI) 14.1％, 아세트알데히드(AD) 212ppm, 크로톤알데히드(CR) 2.0ppm, 2-에틸크로톤알데히드(2ECR) 2.2ppm, 프로피온산 280ppm, 나머지 아세트산(단, 미량의 불순물을 포함한다)] 400부를 증발조에 투입하고, 증발조를 가열하여 25％ 증발시켰다(증발율 25％). 증발조 관출액 중의 아세트알데히드 농도는 73ppm이었다. 증발조의 증기[조성: 요오드화메틸 27.2％, 아세트산메틸 14.7％, 물 2.0％, 아세트알데히드 689ppm, 크로톤알데히드 2.8ppm, 2-에틸크로톤알데히드 0.60ppm, 프로피온산 84.6ppm, 나머지 아세트산(단, 미량의 불순물을 포함한다)] 100부를 탈저비탑[실제 단수 20단, 투입 위치 밑에서부터 2단, 탑정압 250kPa(절대압), 탑정 온도 140℃]에 투입하고, 탑정 증기를 응축시키고, 디캔터로 수상과 유기상으로 분리 후, 수상의 일부(11부)를 탈아세트알데히드탑[실제 단수 80단, 투입 위치 밑에서부터 11단, 탑정압 280kPa(절대압), 탑정 온도 52℃]에 보내고, 아세트알데히드를 분리하여 계 외로 제거하고, 아세트알데히드 제거 후의 수용액(1.6부)을 유출액으로 하여 반응계로 리사이클하였다. 수상의 나머지는 탈저비탑으로 환류하였다. 수상의 환류량/유출량을 환류비로 하고, 환류비를 2로 하였다. 유기상(41부)은 직접 반응계로 리사이클하였다. 탈저비탑의 탑저로부터 3부를 관출액으로서 발취하고, 반응계로 리사이클하였다. 탈저비탑의 중간부(밑에서부터 4단)로부터 사이드 커트(SC)류로서 65.7부를 발취하고, 탈수탑[실제 단수 50단, 투입 위치 밑에서부터 34단, 탑정압 295kPa(절대압), 탑정 온도 150℃]에 투입하였다. 탈수탑의 탑정 증기 응축액의 일부를 탈수탑으로 환류(리사이클)하고, 나머지(19부)를 유출액으로 하여 반응계로 리사이클하였다. 탈수탑의 환류비(환류량/유출량)를 0.5로 하였다. 그 결과, 탈수탑의 탑저로부터 관출액으로서 제품 아세트산 46.7부를 얻었다. 아세트알데히드 제거량(탈AD량)은 0.0141부가 되고, 탈수탑 관출액량(제품 제조량)에 대한 탈AD량의 비는 3.02×10-4가 되었다. 제품 아세트산 중의 크로톤알데히드 함유량은 1.28ppm, 2-에틸크로톤알데히드 함유량은 0.95ppm, 프로피온산 함유량은 150ppm, 요오드화헥실 함유량은 36ppb였다. 제품 아세트산의 과망간산 타임(카멜레온 타임)을 측정한 바 40분이었다. 결과를 표 1에 나타내었다.
비교예 2
탈저비탑의 환류비를 10으로 한 것 이외에는 비교예 1과 마찬가지의 실험을 행하였다. 또한, 이 변경에 의해, 반응 혼합액 조성, 증발조의 증기 조성은 변화하였다. 결과를 표 1에 나타내었다.
실시예 1
증발조에 있어서의 증발율을 28％로 한 것 이외에는 비교예 2와 마찬가지의 실험을 행하였다. 또한, 이 변경에 의해, 반응 혼합액 조성, 증발조의 증기 조성은 변화하였다. 결과를 표 1에 나타내었다.
실시예 2
증발조에 있어서의 증발율을 31％로 한 것 이외에는 비교예 2와 마찬가지의 실험을 행하였다. 또한, 이 변경에 의해, 반응 혼합액 조성, 증발조의 증기 조성은 변화하였다. 결과를 표 1에 나타내었다.
실시예 3
증발조에 있어서의 증발율을 35％로 한 것 이외에는 비교예 2와 마찬가지의 실험을 행하였다. 또한, 이 변경에 의해, 반응 혼합액 조성, 증발조의 증기 조성은 변화하였다. 결과를 표 1에 나타내었다.
실시예 4
증발조에 있어서의 증발율을 31％로 하고, 또한 탈저비탑의 환류비를 15로 한 것 이외에는 비교예 2와 마찬가지의 실험을 행하였다. 또한, 이 변경에 의해, 반응 혼합액 조성, 증발조의 증기 조성은 변화하였다. 결과를 표 1에 나타내었다.
표 1에 있어서, AD는 아세트알데히드, MeI는 요오드화메틸, MA는 아세트산메틸, AC는 아세트산, CR은 크로톤알데히드, 2ECR은 2-에틸크로톤알데히드, PA는 프로피온산, HexI는 요오드화헥실을 나타낸다. 표 1에 있어서 각 성분의 란의 수치는 농도를 나타낸다.
Figure pct00001
[결과의 고찰]
비교예 2와 실시예 1 내지 3의 대비로부터, 증발조를 가열하여 증발율을 높여서, 증발조 관출액의 AD 농도를 저감시켜, 탈저비탑의 투입 조성을 변화시키면, 디캔터에서의 AD 농도가 상승하여, 디캔터의 MA 농도를 어느 일정값 이하로 함으로써, AD 분배 계수[수상 AD 농도(％)/유기상 AD 농도(％)]가 증대하고, 그 결과, 탈AD 효율이 상승하고, 반응조 AD 농도는 저하되고, CR, 2ECR, HexI, PA의 생성량은 저감되고, 제품 카멜레온 타임은 상승함을 알 수 있다.
비교예 1과 2, 및 실시예 2와 4의 대비로부터, 증발조의 증발율은 동일하더라도, 탈저비탑의 환류비를 높이면, 탈AD 효율은 상승하고, 반응조 AD 농도는 저하되고, CR, 2ECR, HexI, PA의 생성량은 저감되고, 제품 카멜레온 타임은 상승함을 알 수 있다.
이상으로부터, 증발조를 가열하고, 탈저비탑 탑정 디캔터중의 AD 농도를 높이거나 또는 MA 농도를 저하시키고, 또한 탈저비탑의 환류비를 높임으로써, 탈AD 효율이 상승하여, 제품 품질이 향상됨을 알 수 있다.
이상의 마무리로서, 본 발명의 구성 및 그 베리에이션을 이하에 부기해 둔다.
[1] 금속 촉매 및 요오드화메틸을 포함하는 촉매계, 그리고 아세트산, 아세트산메틸, 물의 존재 하, 메탄올과 일산화탄소를 반응조에서 반응시켜서 아세트산을 생성시키는 카르보닐화 반응 공정과,
상기 카르보닐화 반응 공정에서 얻어진 반응 혼합물을 증발조에 도입하고 가열하여, 상기 반응 혼합물을 증기류와 잔액류로 분리하는 증발 공정과,
상기 잔액류를 반응조로 리사이클하는 잔액류 리사이클 공정과,
상기 증기류를 제1 증류탑에 의해 요오드화메틸 및 아세트알데히드가 풍부한 제1 오버헤드류와 아세트산이 풍부한 제1 아세트산류로 분리함과 함께, 상기 제1 오버헤드류를 응축, 분액시켜서 수상과 유기상을 얻는 탈저비 공정과,
상기 수상 및/또는 유기상의 적어도 일부를 반응조로 리사이클하는 제1 오버헤드류 리사이클 공정과,
프로세스류 중의 아세트알데히드를 분리 제거하기 위한 아세트알데히드 분리 제거 공정
을 구비한 아세트산의 제조 방법으로서,
상기 증발조의 가열에 의해, (i) 상기 수상 중의 아세트알데히드 농도를 2340질량ppm 이상, 및/또는 (ii) 상기 수상 중의 아세트산메틸 농도를 19.0질량％ 미만, 및/또는 (iii) 상기 유기상 중의 아세트산메틸 농도를 38.0질량％ 미만으로 제어함과 함께, 당해 수상의 적어도 일부를 상기 아세트알데히드 분리 제거 공정에서 처리하고, 아세트알데히드 분리 제거 후의 잔액을 반응조 및/또는 아세트알데히드 분리 제거 공정 및/또는 기타의 프로세스로 리사이클하는 것을 특징으로 하는 아세트산의 제조 방법.
[2] 촉매계가 추가로 이온성 요오드화물을 포함하는 [1]에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[3] 제1 증류탑의 운전 조건에 대해서, 당해 제1 증류탑으로 수상만을 환류시키는 경우에는 수상의 환류비를 2 이상(바람직하게는 3 이상, 보다 바람직하게는 5 이상, 더욱 바람직하게는 8 이상, 특히 바람직하게는 10 이상, 특히 12 이상)으로 하고, 유기상만을 환류시키는 경우에는 유기상의 환류비를 1 이상(바람직하게는 1.5 이상, 보다 바람직하게는 2 이상, 더욱 바람직하게는 4 이상, 특히 바람직하게는 5 이상)으로 하고, 수상 및 유기상을 모두 환류시키는 경우에는 수상 및 유기상의 총합의 환류비를 1.5 이상(바람직하게는 2.3 이상, 보다 바람직하게는 3.5 이상, 더욱 바람직하게는 6 이상, 특히 바람직하게는 8.5 이상)으로 하는 [1] 또는 [2]에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[4] 추가로, 상기 제1 아세트산류를 제2 증류탑에 의해 물이 풍부한 제2 오버헤드류와 제1 아세트산류보다도 아세트산이 풍부한 제2 아세트산류로 분리하는 탈수 공정을 갖는 [1] 내지 [3] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[5] 상기 제2 아세트산류에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 1.10질량ppm 이하(바람직하게는 1.00질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.90질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 0.80질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 0.70질량ppm 이하, 특히 0.60질량ppm 이하) 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 0.80질량ppm 이하(바람직하게는 0.70질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.60질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 0.50질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 0.40질량ppm 이하) 및/또는 프로피온산 농도가 130질량ppm 이하(바람직하게는 120질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 110질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 80.0질량ppm 이하)인 [4]에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[6] 상기 제2 아세트산류에 있어서의 요오드화헥실 농도가 30질량ppb 이하(바람직하게는 25질량ppb 이하, 보다 바람직하게는 20질량ppb 이하, 더욱 바람직하게는 17질량ppb 이하, 특히 바람직하게는 10질량ppb 이하)인 [4] 또는 [5]에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[7] 상기 증발조에 있어서의 잔액류 중의 아세트알데히드 농도를 70질량ppm 이하(바람직하게는 60질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 50질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 40질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 30질량ppm 이하)로 하는 [1] 내지 [6] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[8] 반응조의 반응 혼합액에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 1.7질량ppm 이하(바람직하게는 1.4질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 1.2질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 1.0질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 0.8질량ppm 이하, 특히 0.6질량ppm 이하) 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 1.8질량ppm 이하(바람직하게는 1.6질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 1.4질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 1.2질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 1.0질량ppm 이하, 특히 0.8질량ppm 이하) 및/또는 프로피온산 농도가 240질량ppm 이하(바람직하게는 230질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 220질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 200질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 180질량ppm 이하)인 [1] 내지 [7] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[9] 제1 증류탑에 공급하는 상기 증기류에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 2.4질량ppm 이하(바람직하게는 2.2질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 2.0질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 1.6질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 1.2질량ppm 이하) 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 0.45질량ppm 이하(바람직하게는 0.40질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.30질량ppm 이하) 및/또는 프로피온산 농도가 106질량ppm 이하(바람직하게는 74.0질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 65.0질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 55.0질량ppm 이하)인 [1] 내지 [8] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[10] 상기 제1 아세트산류에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 1.34질량ppm 이하(바람직하게는 1.20질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 1.00질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 0.80질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 0.60질량ppm 이하) 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 0.60질량ppm 이하(바람직하게는 0.50질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.40질량ppm 이하) 및/또는 프로피온산 농도가 106질량ppm 이하(바람직하게는 100질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 90.0질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 80.0질량ppm 이하)인 [1] 내지 [9] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[11] 금속 촉매 및 요오드화메틸을 포함하는 촉매계, 그리고 아세트산, 아세트산메틸, 물의 존재 하, 메탄올과 일산화탄소를 반응조에서 반응시켜서 아세트산을 생성시키는 카르보닐화 반응 공정과,
상기 카르보닐화 반응 공정에서 얻어진 반응 혼합물을 증발조에 도입하고 가열하여, 상기 반응 혼합물을 증기류와 잔액류로 분리하는 증발 공정과,
상기 잔액류를 반응조로 리사이클하는 잔액류 리사이클 공정과,
상기 증기류를 제1 증류탑에 의해 요오드화메틸 및 아세트알데히드가 풍부한 제1 오버헤드류와 아세트산이 풍부한 제1 아세트산류로 분리함과 함께, 상기 제1 오버헤드류를 응축, 분액시켜서 수상과 유기상을 얻는 탈저비 공정과,
상기 수상 및/또는 유기상의 적어도 일부를 반응조로 리사이클하는 제1 오버헤드류 리사이클 공정과,
프로세스류 중의 아세트알데히드를 분리 제거하기 위한 아세트알데히드 분리 제거 공정
을 구비한 아세트산의 제조 방법으로서,
상기 증발조의 가열에 의해, (i) 상기 수상 중의 아세트알데히드 농도를 2340질량ppm 이상, 및/또는 (ii) 상기 수상 중의 아세트산메틸 농도를 19.0질량％ 미만, 및/또는 (iii) 상기 유기상 중의 아세트산메틸 농도를 38.0질량％ 미만으로 제어하고, 또한 상기 잔액류 중의 아세트알데히드 농도를 70질량ppm 이하로 제어하고, 상기 수상의 적어도 일부를 상기 아세트알데히드 분리 제거 공정에서 처리하고, 아세트알데히드 분리 제거 후의 잔액을 반응조 및/또는 아세트알데히드 분리 제거 공정 및/또는 기타의 프로세스로 리사이클함과 함께, 제1 증류탑의 수상의 환류비를 2 이상으로 하는 것을 특징으로 하는 아세트산의 제조 방법.
[12] 촉매계가 추가로 이온성 요오드화물을 포함하는 [11]에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[13] 상기 수상의 환류비를 3 이상(바람직하게는 5 이상, 보다 바람직하게는 8 이상, 더욱 바람직하게는 10 이상, 특히 바람직하게는 12 이상)으로 하는 [11] 또는 [12]에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[14] 추가로, 상기 제1 아세트산류를 제2 증류탑에 의해 물이 풍부한 제2 오버헤드류와 제1 아세트산류보다도 아세트산이 풍부한 제2 아세트산류로 분리하는 탈수 공정을 갖는 [11] 내지 [13] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[15] 상기 제2 아세트산류에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 1.10질량ppm 이하(바람직하게는 1.00질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.90질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 0.80질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 0.70질량ppm 이하, 특히 0.60질량ppm 이하) 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 0.80질량ppm 이하(바람직하게는 0.70질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.60질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 0.50질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 0.40질량ppm 이하) 및/또는 프로피온산 농도가 130질량ppm 이하(바람직하게는 120질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 110질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 80.0질량ppm 이하)인 [14]에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[16] 상기 제2 아세트산류에 있어서의 요오드화헥실 농도가 30질량ppb 이하(바람직하게는 25질량ppb 이하, 보다 바람직하게는 20질량ppb 이하, 더욱 바람직하게는 17질량ppb 이하, 특히 바람직하게는 10질량ppb 이하)인 [14] 또는 [15]에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[17] 상기 증발조에 있어서의 잔액류 중의 아세트알데히드 농도를 60질량ppm 이하(바람직하게는 50질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 40질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 30질량ppm 이하)로 하는 [11] 내지 [16] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[18] 반응조의 반응 혼합액에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 1.7질량ppm 이하(바람직하게는 1.4질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 1.2질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 1.0질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 0.8질량ppm 이하, 특히 0.6질량ppm 이하) 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 1.8질량ppm 이하(바람직하게는 1.6질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 1.4질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 1.2질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 1.0질량ppm 이하, 특히 0.8질량ppm 이하) 및/또는 프로피온산 농도가 240질량ppm 이하(바람직하게는 230질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 220질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 200질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 180질량ppm 이하)인 [11] 내지 [17] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[19] 제1 증류탑에 공급하는 상기 증기류에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 2.4질량ppm 이하(바람직하게는 2.2질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 2.0질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 1.6질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 1.2질량ppm 이하) 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 0.45질량ppm 이하(바람직하게는 0.40질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.30질량ppm 이하) 및/또는 프로피온산 농도가 106질량ppm 이하(바람직하게는 74.0질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 65.0질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 55.0질량ppm 이하)인 [11] 내지 [18] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[20] 상기 제1 아세트산류에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 1.34질량ppm 이하(바람직하게는 1.20질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 1.00질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 0.80질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 0.60질량ppm 이하) 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 0.60질량ppm 이하(바람직하게는 0.50질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 0.40질량ppm 이하) 및/또는 프로피온산 농도가 106질량ppm 이하(바람직하게는 100질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 90.0질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 80.0질량ppm 이하)인 [11] 내지 [19] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[21] 상기 (i)에 있어서, 수상 중의 아세트알데히드 농도가 2400질량ppm 이상(바람직하게는 2500질량ppm 이상, 보다 바람직하게는 2600질량ppm 이상)인 [11] 내지 [20] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[22] 상기 (ii)에 있어서, 수상 중의 아세트산메틸 농도가 18.5질량％ 이하(바람직하게는 17.5질량％ 이하, 보다 바람직하게는 17.0질량％ 이하)인 [11] 내지 [21] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[23] 상기 (iii)에 있어서, 유기상 중의 아세트산메틸 농도가 37.5질량％ 이하(바람직하게는 37.0질량％ 이하, 보다 바람직하게는 35.0질량％ 이하, 더욱 바람직하게는 30.0질량％ 이하, 특히 바람직하게는 25.0질량％ 이하)인 [11] 내지 [22] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[24] 상기 (iii)에 있어서, 유기상 중의 아세트산메틸 농도의 하한이 1.0질량％(바람직하게는 2.0질량％, 보다 바람직하게는 5.0질량％, 더욱 바람직하게는 10.0질량％, 특히 바람직하게는 15.0질량％, 특히 20.0질량％)인 [11] 내지 [23] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
[25] 반응조의 반응 혼합액 중의 아세트알데히드 농도가 500질량ppm 이하(바람직하게는 450질량ppm 이하, 보다 바람직하게는 400질량ppm 이하, 더욱 바람직하게는 350질량ppm 이하, 특히 바람직하게는 300질량ppm 이하, 특히 250질량ppm 이하, 그 중에서도 210질량ppm 이하)인 [11] 내지 [24] 중 어느 하나에 기재된, 아세트산의 제조 방법.
본 발명의 아세트산의 제조 방법은, 메탄올법 카르보닐화 프로세스(메탄올법 아세트산 프로세스)에 의한 아세트산의 공업적 제조법으로서 이용 가능하다.
1: 반응조
2: 증발조
3, 5, 6: 증류탑
4: 디캔터
7: 이온 교환 수지탑
8: 스크러버 시스템
9: 아세트알데히드 분리 제거 시스템
16: 반응 혼합물 공급 라인
17: 증기류 배출 라인
18, 19: 잔액류 리사이클 라인
54: 일산화탄소 함유 가스 도입 라인
55, 56: 수산화칼륨 도입 라인
57: 촉매 순환 펌프
91: 증류탑(제1 탈아세트알데히드탑)
92: 추출탑
93: 증류탑(제2 탈아세트알데히드탑)
94: 증류탑(추출 증류탑)
95: 디캔터
96: 디캔터
97: 증류탑(탈아세트알데히드탑)
98: 증류탑(추출 증류탑)
99: 디캔터
200: 침니 트레이

Claims (11)

  1. 금속 촉매 및 요오드화메틸을 포함하는 촉매계, 그리고 아세트산, 아세트산메틸, 물의 존재 하, 메탄올과 일산화탄소를 반응조에서 반응시켜서 아세트산을 생성시키는 카르보닐화 반응 공정과,
    상기 카르보닐화 반응 공정에서 얻어진 반응 혼합물을 증발조에 도입하고 가열하여, 상기 반응 혼합물을 증기류와 잔액류로 분리하는 증발 공정과,
    상기 잔액류를 반응조로 리사이클하는 잔액류 리사이클 공정과,
    상기 증기류를 제1 증류탑에 의해 요오드화메틸 및 아세트알데히드가 풍부한 제1 오버헤드류와 아세트산이 풍부한 제1 아세트산류로 분리함과 함께, 상기 제1 오버헤드류를 응축, 분액시켜서 수상과 유기상을 얻는 탈저비 공정과,
    상기 수상 및/또는 유기상의 적어도 일부를 반응조로 리사이클하는 제1 오버헤드류 리사이클 공정과,
    프로세스류 중의 아세트알데히드를 분리 제거하기 위한 아세트알데히드 분리 제거 공정
    을 구비한 아세트산의 제조 방법으로서,
    상기 증발조의 가열에 의해, (i) 상기 수상 중의 아세트알데히드 농도를 2340질량ppm 이상, 및/또는 (ii) 상기 수상 중의 아세트산메틸 농도를 19.0질량％ 미만, 및/또는 (iii) 상기 유기상 중의 아세트산메틸 농도를 38.0질량％ 미만으로 제어함과 함께, 당해 수상의 적어도 일부를 상기 아세트알데히드 분리 제거 공정에서 처리하고, 아세트알데히드 분리 제거 후의 잔액을 반응조 및/또는 아세트알데히드 분리 제거 공정 및/또는 기타의 프로세스로 리사이클하는 것을 특징으로 하는 아세트산의 제조 방법.
  2. 제1항에 있어서, 촉매계가 추가로 이온성 요오드화물을 포함하는, 아세트산의 제조 방법.
  3. 제1항 또는 제2항에 있어서, 제1 증류탑의 운전 조건에 대해서, 당해 제1 증류탑으로 수상만을 환류시키는 경우에는 수상의 환류비를 2 이상으로 하고, 유기상만을 환류시키는 경우에는 유기상의 환류비를 1 이상으로 하고, 수상 및 유기상을 모두 환류시키는 경우에는 수상 및 유기상의 총합의 환류비를 1.5 이상으로 하는, 아세트산의 제조 방법.
  4. 제1항 내지 제3항 중 어느 한 항에 있어서, 추가로, 상기 제1 아세트산류를 제2 증류탑에 의해 물이 풍부한 제2 오버헤드류와 제1 아세트산류보다도 아세트산이 풍부한 제2 아세트산류로 분리하는 탈수 공정을 갖는, 아세트산의 제조 방법.
  5. 제4항에 있어서, 상기 제2 아세트산류에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 1.10질량ppm 이하 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 0.80질량ppm 이하 및/또는 프로피온산 농도가 130질량ppm 이하인, 아세트산의 제조 방법.
  6. 제1항 내지 제5항 중 어느 한 항에 있어서, 상기 증발조에 있어서의 잔액류 중의 아세트알데히드 농도를 70질량ppm 이하로 하는, 아세트산의 제조 방법.
  7. 제1항 내지 제6항 중 어느 한 항에 있어서, 반응조의 반응 혼합액에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 1.7질량ppm 이하 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 1.8질량ppm 이하 및/또는 프로피온산 농도가 240질량ppm 이하인, 아세트산의 제조 방법.
  8. 제1항 내지 제7항 중 어느 한 항에 있어서, 제1 증류탑에 공급하는 상기 증기류에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 2.4질량ppm 이하 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 0.45질량ppm 이하 및/또는 프로피온산 농도가 106질량ppm 이하인, 아세트산의 제조 방법.
  9. 제1항 내지 제8항 중 어느 한 항에 있어서, 상기 제1 아세트산류에 있어서의 크로톤알데히드 농도가 1.34질량ppm 이하 및/또는 2-에틸크로톤알데히드 농도가 0.60질량ppm 이하 및/또는 프로피온산 농도가 106질량ppm 이하인, 아세트산의 제조 방법.
  10. 금속 촉매 및 요오드화메틸을 포함하는 촉매계, 그리고 아세트산, 아세트산메틸, 물의 존재 하, 메탄올과 일산화탄소를 반응조에서 반응시켜서 아세트산을 생성시키는 카르보닐화 반응 공정과,
    상기 카르보닐화 반응 공정에서 얻어진 반응 혼합물을 증발조에 도입하고 가열하여, 상기 반응 혼합물을 증기류와 잔액류로 분리하는 증발 공정과,
    상기 잔액류를 반응조로 리사이클하는 잔액류 리사이클 공정과,
    상기 증기류를 제1 증류탑에 의해 요오드화메틸 및 아세트알데히드가 풍부한 제1 오버헤드류와 아세트산이 풍부한 제1 아세트산류로 분리함과 함께, 상기 제1 오버헤드류를 응축, 분액시켜서 수상과 유기상을 얻는 탈저비 공정과,
    상기 수상 및/또는 유기상의 적어도 일부를 반응조로 리사이클하는 제1 오버헤드류 리사이클 공정과,
    프로세스류 중의 아세트알데히드를 분리 제거하기 위한 아세트알데히드 분리 제거 공정
    을 구비한 아세트산의 제조 방법으로서,
    상기 증발조의 가열에 의해, (i) 상기 수상 중의 아세트알데히드 농도를 2340질량ppm 이상, 및/또는 (ii) 상기 수상 중의 아세트산메틸 농도를 19.0질량％ 미만, 및/또는 (iii) 상기 유기상 중의 아세트산메틸 농도를 38.0질량％ 미만으로 제어하고, 또한 상기 잔액류 중의 아세트알데히드 농도를 70질량ppm 이하로 제어하고, 상기 수상의 적어도 일부를 상기 아세트알데히드 분리 제거 공정에서 처리하고, 아세트알데히드 분리 제거 후의 잔액을 반응조 및/또는 아세트알데히드 분리 제거 공정 및/또는 기타의 프로세스로 리사이클함과 함께, 제1 증류탑의 수상의 환류비를 2 이상으로 하는 것을 특징으로 하는 아세트산의 제조 방법.
  11. 제10항에 있어서, 촉매계가 추가로 이온성 요오드화물을 포함하는, 아세트산의 제조 방법.
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Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2001508405A (ja) 1996-10-18 2001-06-26 セラニーズ・インターナショナル・コーポレーション カルボニル化処理の流れからの過マンガン酸塩還元化合物及びアルキルヨウ化物の除去
JP2011518880A (ja) 2008-04-29 2011-06-30 セラニーズ・インターナショナル・コーポレーション 酢酸に富むフラッシュ流を与えるメタノールをカルボニル化するための方法及び装置
WO2012081418A1 (ja) * 2010-12-15 2012-06-21 株式会社ダイセル 酢酸の製造方法
WO2013137236A1 (ja) * 2012-03-14 2013-09-19 株式会社ダイセル 酢酸の製造方法
WO2014097867A1 (ja) * 2012-12-21 2014-06-26 株式会社ダイセル 酢酸の製造方法
WO2016194850A1 (ja) * 2015-06-01 2016-12-08 株式会社ダイセル 酢酸の製造方法

Family Cites Families (11)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
TW283702B (ko) * 1993-07-08 1996-08-21 Daicel Chem
JP3244350B2 (ja) 1993-07-08 2002-01-07 ダイセル化学工業株式会社 高純度酢酸の製造方法
SG44317A1 (en) * 1994-06-15 1997-12-19 Daicel Chem Process for producing high purity acetic acid
US7485749B2 (en) * 2006-08-22 2009-02-03 Lyondell Chemical Technology, L.P. Preparation of acetic acid
US7619113B2 (en) * 2007-09-27 2009-11-17 Celanese International Corporation Method and apparatus for making acetic acid with improved purification
US8586789B2 (en) * 2009-03-30 2013-11-19 Lyondell Chemical Technology, L.P. Removing hydrocarbon impurities from acetic acid production intermediate
CN105111067B (zh) * 2010-05-18 2018-02-06 国际人造丝公司 通过除去高锰酸盐还原化合物纯化乙酸物流的方法
EP2628720B1 (en) * 2010-10-06 2018-11-07 Daicel Corporation Acetic acid production method
US9233907B1 (en) * 2014-11-14 2016-01-12 Celanese International Corporation Reducing hydrogen iodide content in carbonylation processes
US9512056B2 (en) * 2015-02-04 2016-12-06 Celanese International Corporation Process to control HI concentration in residuum stream
US9302974B1 (en) * 2015-07-01 2016-04-05 Celanese International Corporation Process for producing acetic acid

Patent Citations (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2001508405A (ja) 1996-10-18 2001-06-26 セラニーズ・インターナショナル・コーポレーション カルボニル化処理の流れからの過マンガン酸塩還元化合物及びアルキルヨウ化物の除去
JP2011518880A (ja) 2008-04-29 2011-06-30 セラニーズ・インターナショナル・コーポレーション 酢酸に富むフラッシュ流を与えるメタノールをカルボニル化するための方法及び装置
WO2012081418A1 (ja) * 2010-12-15 2012-06-21 株式会社ダイセル 酢酸の製造方法
WO2013137236A1 (ja) * 2012-03-14 2013-09-19 株式会社ダイセル 酢酸の製造方法
WO2014097867A1 (ja) * 2012-12-21 2014-06-26 株式会社ダイセル 酢酸の製造方法
WO2016194850A1 (ja) * 2015-06-01 2016-12-08 株式会社ダイセル 酢酸の製造方法

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