WO2009079909A1

WO2009079909A1 - Processus catalytique intégré de réaction-rectification et dispositif spécialisé associé

Info

Publication number: WO2009079909A1
Application number: PCT/CN2008/001895
Authority: WO
Inventors: Zhibing Zhang; Zheng Zhou; Youting Wu; Min Shao
Original assignee: Nanjing University; Nanjing Tech University
Current assignee: Nanjing University; Nanjing Tech University
Priority date: 2007-12-05
Filing date: 2008-11-20
Publication date: 2009-07-02
Anticipated expiration: 2010-06-05
Also published as: US8721842B2; CN101254444B; CN101254444A; US20110144378A1

Description

一种催化反应、精馏集成工艺及其专用设备

发明领域本发明涉及一种新型催化反应精馏集成工艺，具体地说，它涉及催化反应和精馏分离两过程。背景技术'

甲酸乙酯、乙酸乙酯、醋酸丁酯、乳酸甲酯、甲基叔丁基醚等酯类、醚类物质是化学工业中的重要化工原料，酯类物质如乙酸乙酯、醋酸丁酯可用作涂料、香料、有机合成中间体原料和作为多种有机化合物的溶剂；还可在各种石油加工和制药过程中用作萃取剂，也可作调香剂的组分等。乳酸甲酯也是重要的有机化工原料和重要的精细化学品，广泛应用于食品、饮料、医药等行业。乳酸甲酯无毒、溶解性好、不易挥发，可生物降解，是极具开发价值的绿色溶剂，乳酸甲酯的水解也是得到高纯度聚乳酸的最佳途径。甲基叔丁基醚作为无铅汽油添加剂，具有优良的抗爆性，它与汽油的混溶性好，吸水少，对环境无污染。近十年由于环境保护的要求提高，限制了四乙基铅的使用，甲基叔丁基醚获得了广泛的应用。此外，石化工业中烯烃、烷烃的氧化和过氧化反应与产品分离过程，烯烃的水合反应和分离过程，以及多种加氢反应过程均需要进一步改进或强化相应的催化反应与分离技术，以提高劳动生产率，节能降耗和改善生产安全水平。以目前工业上醋酸正丁酯的生产为例，其方法大多使用硫酸或磺酸型阳离子交换树脂作催化剂，采用间歇或固定床反应生产。这些生产方法的缺点很多：若采用间歇操作，生产效能低，硫酸催化剂对设备腐蚀严重，从产品中分离催化剂需用碱中和，催化剂不能重复使用等等；若采用固体酸催化剂固定床反应工艺，则不仅反应时间长，转化率低

(通常为 50%左右），而且，原料丁醇需要过量较多，造成反应后丁醇分离困难，操作成本加大。由于这些原因，装置的一次性投资和维修费用都居高不下。因此，必须寻求新的生产工艺方法，以解决上述问题。发明内容本发明的目的是提供一种亚音速或跨音速液体喷射搅拌反应装置与精熘塔有机结合形成的一种强化的催化反应精馏集成系统。该系统特别适用于通过酯化反应制备酯类、水合反应制备醇类、醇类脱水反应或烯醇加成反应制备醚类，也适用于石化物质的加氢反应与分离，以及烯烃、烷烃的氧化或过氧化反应和产品的分离等等。其中的催化剂可以是固体型或液体型。同时根据混合物的不同分离要求，可以采用一塔或多塔精馏流程。最终达到有效降低过程能耗，大幅提髙反应和分离效率，明显节省建设投资，以及提高生产安全性的目的。本发明的目的可通过以下技术解决方案来实现：一种催化反应、精馏集成工艺，如图 1所示，它包括以下步骤：步骤 1.从储罐 G-01和储罐 G-02将两种反应原料经预热器 1和 2分别预热、并与催化剂混合后从进料口进入催化反应、精馏集成塔 T-01中部的喷射搅拌反应段 6内，所述的喷射搅拌反应段 6为催化反应、精馏集成塔 T-01中部的一个反应釜似的反应器，步骤 2. 喷射搅拌反应段 6内的反应物料经过滤式的插底管和管道 6-21进入离心泵 21，经离心泵加压后，经换热器 15加热或冷却，进入喷射搅拌反应段 6内的亚音速或跨音速喷射搅拌器 33，反应物料被高速喷射入喷射搅拌反应段 6，对反应段 6内的固液两相进行高效的混合，强化反应过程的传热和传质效率，可以大幅提高反应速度，转化率，甚至选择性，这是由于液体的循环速率相当于反应段液体实际体积的许多倍（一般为 10— 20倍），故在反应段内外形成了高度强制湍流，固体颗粒状（或粉末状）催化剂在高度湍流的液流作用下悬浮于反应段液相内，并在液相内作高速的随机运动，这样，整个反应段就接近于一个全混反应釜。因此，从微观上讲，反应物分子与催化剂活性颗粒之间，反应物分子与反应物分子之间均保持有极为充分的接触。因此，无论是其中的传热还是传质，均可接近理想化状态，可以极大地提髙分子间的扩散速率，从而有效提高反应速度和转化率。对于如上所述的大多数化学反应，可以有效地抑制副反应的进行，提高反应的选择性。步骤 3. 反应段内设有过滤式溢流管 7，反应液在达到一定高度后，可自由地经管道 6— 9进入催化反应、精镏集成塔 T-01下部的液体分布器 8，经良好分布后，进入集成塔 T-01的提馏段填料层 9中，步骤 4.进入催化反应、精镏集成塔 T-01的提馏段 9的物料在提馏段 9中，得以分馏分离，从集成塔 T-01底出来的液流一部分进入产品精馏塔 T-03进一步的分离，一部分则经再沸器 10加热成蒸汽后进入集成塔 T-01的提镏段 9，步骤 ₅.集成塔 T-01的提馏段 9上升的汽相经管道 9一 4和气体分布器 5后进入集成塔 T-01的精馏段 4继续分离，而精馏段 4下降的液体直接流入催化反应、精馏集成塔 T-01的反应段 6内，继续参与反应，经精馏段 4分离后的汽相在塔顶冷凝器 12中冷凝，冷凝液进入油水分相器 11进行分相，油相回流入集成塔 T-01的精馏段顶部，水相则经管道 11- Τ-02,进入脱水塔 Τ-02中部，在脱水塔 Τ-02内进行脱水分离，以进一步回收水相中混杂的油相，进入脱水塔 Τ-02的料液主要成分为水，含有少量的有机油相，步骤 6.上述进入脱水塔 Τ-02的料液在脱水塔 Τ-02内分离后，油水两相上升至塔顶，经冷凝器 22全凝后进入分相器 23，分相后水相回流入脱水塔 Τ-02塔顶，油相则经管道 23— 4回到塔 T-01的精馏段 4内，而进入塔 Τ-02提馏段内的水（99. 5%以上为水，其佘为有机相），经逐级提纯后从塔 Τ-02底部管道 28排出系统。步骤 7.上述步骤 4中，经精镏塔 Τ-03分离后，塔顶汽相经冷凝器 25全凝后进入冷凝液收集器 26; 冷凝液一部分回流，另一部分经管道 26— 6再次返回塔 T-01中部的反应段 6内，而精馏塔 Τ-03的塔底液为高沸点馏份，一部分通过塔底管道 29进入储罐，一部分经再沸器 27加热成蒸汽后再进入精馏塔 Τ-03底部。上述的催化反应、精馏集成工艺，在运行一段时间后需更换固体催化剂，其步骤如下：步骤 1.打开反应段 6底部通向催化剂固液分离槽 20的管道上的阀门 16和催化剂固液分离槽 20通向离心泵 21管道上的阀门 17，关闭反应段 6内插底管通向离心泵 21 管道上的阀门 14，催化剂固液分离槽 20内设有高效过滤滤网 19，料液里含有的固体催化剂颗粒被滤网截留在滤网上游，而液相料液则通过泵 21经管道 21— 6重新返回反应段内，步骤 2. 当反应段 6内的催化剂全部被收集在催化剂固液分离槽 20内后，打开上述的阀门 14，关闭上述的阀门 16和阀门 17，步骤 3. ¾储罐 G- 01和储罐 G-02通向催化反应、精馏集成塔 Τ- 01的反应段 6的管道上有催化剂加料装置 3，打开催化剂加料装置 3的盖子，加入新催化剂颗粒，然后，关闭催化剂加料装置 3的盖子，步骤 4. 打开催化剂加料装置 3的阀门，打开储罐 G- 01和储罐 G-02通向催化反应、精馏集成塔 Τ- 01的反应段 6的管道上的阀门 30，在液体反应原料的冲刷下，催化剂加料装置 3内的催化剂颗粒进入催化反应、精馏集成塔 T- 01的反应段 6, 步骤 4. 关闭催化剂加料装置 3的阀门和阀门 30，并从催化剂固液分离槽 20内清除被更换的催化剂，催化剂更换过程完成，催化反应、精镏集成工艺继续正常进行。如此更换催化剂，整个过程连续操作，方便快捷，无气体液体泄漏，不影响整套生产流程的正常运转。上述的催化反应、精镏集成工艺，可以应用于酸与醇反应生产酯、烯烃加水生产醇或烯烃加醇生产醚。上述的催化反应、精馏集成工艺的专用设备催化反应、精熘集成塔，它由三部分组成，上部分为精馏段 4，中间为喷射搅拌反应段 6，下部分为提馏段 9，精馏段实际上是一个分馏塔，它可以为板式塔或填料塔，因为存在 Maragoni效应，优选的为板式塔，在精馏段 4的底部有气体分布器 5，精馏段顶部有塔顶冷凝器 12和油水分相器，喷射搅拌反应段 6有顶盖和下底，顶盖可以是通透的或密闭的，喷射搅拌反应段 6上部有进料口和进料管，内部插有亚音速或跨音速喷射搅拌器和过滤式吸液管，过滤式吸液管与离心泵 21相连，离心泵 21出口与喷射搅拌器相通，开动离心泵 21，可以使喷射搅拌反应段 6内的液体不断循环，并喷射剧烈搅拌，喷射搅拌反应段 6内还有过滤式溢流管 7，它通向提馏段 9顶部的液体分布器 8，当反应段 6内的液体达到一定髙度后，就自动地溢流到提馏段 9顶部的液体分布器 8，流入提馏段 9，提馏段 9实际上也是一个分馏塔，它可以是填料塔或板式塔，为使提馏段 9的压降较小，优选的是填料塔，提馏段 9的底部有塔底管，塔底管流出粗产品液体，其中一部分经过再沸器 10加热后再返回进入提馏段 9的下部，为提馏段 9提供热能，维持正常的分馏操作，提馏段 9顶部蒸汽通过外侧管 9-4通向精馏段 4底部的气体分布器，进入精馏段 4进行精馏，精馏段 4底部的高沸点馏份回流至喷射搅拌反应段 6。上述的催化反应、精馏集成塔，所述的喷射搅拌反应段 6上部的进料管上有催化剂加料装置 3和阀门，塔底有导管通向催化剂固液分离器 20，催化剂固液分离器 20有管道与离心泵 21相通，催化剂固液分离器 20内有高效过滤滤网，可以用于更换催化剂。本发明与现有工艺的主要区别之处在于：（1 )塔的中部为一个全混式搅拌釜，由高速喷射泵、管道、换热器、循环泵和过滤式溢流管组成一套高速液相喷射搅拌混合系统，不仅可使该反应系统基本实现全混反应，而且安全可靠，可以连续操作；（2)通过循环泵与外部管线上串联的换热器组成的加热冷却系统，可以根据意愿及时地向反应系统添加或取出热量，极易实现控温调节；（3 )通过循环泵与催化剂固液分离槽 20组成的催化剂更新系统，使新老催化剂的更换方便快捷，无任何气体液体泄漏，整个过程保持连续操作，不影响正常生产；（4)反应精馏塔中部的喷射式搅拌反应釜，其中的液相通过溢流与该塔的提馏段相连，汽相则可以自由上升进入塔的精馏段；而提镏段上升的汽相则通过一旁路管上升进入精馏段，精馏塔下降的液相则直接进入喷射式搅拌反应釜进一步反应。真正做到了反应与分离之间的汽液有机相通，传热传质浑然于一体；（5)对于非酯化反应，只要适当修改分离塔器的结构与数量，本发明即可适用于上述所及的其它所有类型的生产过程。这使得本发明工艺具有以下优点：（1 ) 由于持续不断地将反应器中的反应产物通过精馏分离移出系统，使得反应的平衡向产物生成的方向移动，有利于提高反应转化率：（2)反应生成的热量直接为精馏过程利用，能耗低；（3 )只需一座塔就可同时完成反应和精熘两道工序，节省了投资；（4)本发明所用的喷射反应器可将反应物料（通常为液固混合物）上方的气相反复的吸送至反应器底部，有利于提高原料利用率，尤其对于加氢或氧化等有气相参与的反应；（5)在喷射反应器中，催化剂颗粒在反应器中呈悬浮状态，随反应物料一起流动，这样的接触状态非常有利于加快反应速率。

以醋酸丁酯生产为例，与传统的硫酸催化法相比，相同规模的装置，生产能力可提高两倍以上，反应转化率可提高 10%以上。设备的腐蚀大为减轻，生产成本相应下降了 30%左右。附图说明图 1为本发明说明书和实施例 1的流程示意图。其中：

1、 2为醋酸和正丁醇进料预热器， 3为催化剂加料装置， 4为塔 T-01精镏段， 5 为气体分布器， 6为催化反应段， 7为过滤式溢流管， 8为液体分布器， 9为塔 T-01提馏段， 10、 24、 27为再沸器， 11、 23为油水分相器， 12、 22、 25为塔顶冷凝器， 13、 14、 16、 17、 18、 30为阀门， 9—4、 6—9、 6—20、 6—21、 9一 T-03、 11—T-02, 26—6、 23—4、 21— 6为管道， 15为热交换器， 19为滤网， 20为过滤槽， 21、 31、 32为泵， 26 为冷凝液收集器， 28为水出口管道， 29为醋酸丁酯出口管道， 33为喷射搅拌器。

图 2为本发明实施例 2的流程示意图。其中：

1、 2为二氢月桂烯和水进料预热器， 3为催化剂加料装置， 4为塔 T-01精馏段， 5 为气体分布器， 6为催化反应段， 7为过滤式溢流管， 8为液体分布器， 9为塔 T-01提馏段， 10、 24、 27为再沸器， 11、 26为冷凝液收集器， 12、 22、 25为塔顶冷凝器， 13、 14、 16、 17、 18、 30为阀门， 9—4、 6—9、 6— 20、 6—21、 9—T-03、 11— Τ-02， 23—6、 21— 6为管道， 15为热交换器， 19为滤网， 20为过滤槽， 21、 32、 33为泵， 23为分相器， 28为水出口管道， 29为有机重组分出口管道， 30为有机轻组分出口管道， 31为二氢月桂烯醇出口管道， 34为喷射搅拌器。

图 3为本发明实施例 3的流程示意图。其中：

1为甲醇进料预热器， 2为异丁烯进料预热器， 3为催化剂加料装置， 4为塔 T-01 精馏段， 5、 31为气体分布器， 6为催化反应段， 7为过滤式溢流管， 8为液体分布器， 9为塔 T-01提馏段， 10、 24为再沸器， 11为部分冷凝器， 12为汽相通道管， 13、 14、 16、 17、 18、 25、 29为阀门， 21、 29、 30为泵， 9—4、 6—9、 6—20、 6-21, 11—4、 11 - 27、 27- Τ-02、 23—4、 21— 6为管道， 15为热交换器， 19为滤网， 20为过滤槽， 22 为塔顶冷凝器， 23为冷凝液收集器， 26为液相通道管， 27为水洗器， 28为甲基叔丁基醚出口管道， 29为水出口管道， 33为喷射搅拌器。具体实施方式以下通过实施例进一步说明本发明。

实施例 1: 酯化反应生产醋酸丁酯（三塔系统）

生产装置如图 1所示，催化反应、精馏集成塔 T-01直径为 0.4米，总高 12米，其中反应段 6高为 1.5米（？），精馏段 4高 4.5米，提馏段 9及塔釜高为 6米（？），催化剂采用耐高温的强酸性离子交换树脂。脱水塔 Τ-02 高为 9米，其中精馏段高 3米，提馏段及塔釜髙为 6米。 Τ-03高为 26米，其中精馏段高 10米，提馏段及塔釜高为 16 米。操作过程如下：

醋酸和正丁醇的物质的量之比按 1:1.1通过预热器 1、 2从进料口进入反应段 6内，催化剂和进料液混合一起进入反应段。反应约 5min后，料液通过过滤式吸液管、经管道 6-21，通过泵 21和预热器 15加热后再经管道 21— 6和亚音速液相喷射搅拌器 33进入反应段 6，实现强制喷射搅拌，喷射搅拌器 33内液相的线速度可在 150— 360m/s之间调节，一般控制在达 260m/s,釜内反应料液在高湍流状态下与催化剂得到充分接触。控制反应液在反应段 6的平均停留时间约为 30分钟，这时，反应接近平衡。反应釜内设有过滤式溢流管 7，仅允许液相流出，而将固相截留在釜内。液相经阀门 13由管道 6— 9流入液体分布器 8被均匀分布后进入提馏段 9，在提馏段分离各个组分。从提馏段上升的汽相；经管道 9一 4和气体分布器 5后进入精馏段 4，精馏段 4分离后的汽体在塔顶冷凝器 12的冷却下进入分相器 11分相，油相中醋酸含量 15.34%,丁醇含量 40.46%，醋酸丁酯含量 44.20°/。，水含量低于 19ppm，油相回流，水相经管道 11一 T - 02进入脱水塔 T-02进行分离，进一步回收水相中的油相。进入塔 T- 02的料液主要成分为水，含有少量的油相（醋酸丁酯和正丁醇)，料液在塔 T-02内分离经塔顶冷凝器 22进入分相器 23，分相后水相回流，油相中丁醇含量最多，达 39%，醋酸丁酯和水各占 25%左右，只含少量的醋酸，油相经管道 23— 4回到塔 T-01的精馏段 4内。反应生成的水从脱水塔 T-02底排出，水中丁醇低于 42ppm，醋酸丁酯的含量低于 lppm，醋酸含量为 1. 3%。

从塔 T-01提馏段 9输出的液相，经管道 9一 T- 03进入精馏塔 T-03分离，其主要成分为醋酸正丁酯、丁醇和一定量的醋酸，塔 T-03顶部汽相经冷凝器 25冷凝进入冷凝液收集器 26收集，一部分回流，剩余部分经管道 26— 6再次进入催化反应、精熘集成塔 T-01反应段 6内，高纯度的醋酸正丁酯（99.95%)产品从塔 T- 03底排出。

本实施例与现有硫酸催化法相比，醋酸的一次转化率可提高 12%以上，达 81%。系统的反应和分离为一有机整体，可连续化操作。生产能力可提高两倍左右，醋酸丁酯的单位生产成本下降了 24%。实施例 2: 水合反应生产二氢月桂烯醇 ί三塔系统）

以二氢月桂烯作为原料，在酸性催化剂作用下，与水反应生成二氢月桂烯醇种高级香料原料。催化反应、精馏集成塔 T-01直径为 1.2米，总高 28米，其中反应段 6高为 2.5米，精馏段 4高 14.5米，提馏段 9及塔釜高为 11米，催化剂采用耐高温的强酸性离子交换树脂。 Τ-02 髙为 25米，其中精馏段高 10米，提馏段及塔釜高为 15米。 Τ-03 高为 36米，其中精馏段高 16米，提馏段及塔釜高为 20米。操作过程如下：液相二氢月桂炼（纯度为 88% )与水的物质的量之比为 1 : 1.2?通过预热器 1、 2从进料口进入反应段 6内，催化剂和进料液混合后一起进入反应段。在反应过程中，反应液经过过滤式吸液管由离心泵 21抽出，通过外部预热器 15加热后经亚音速液相喷射搅拌器 34进入反应段 6，实现强制喷射搅拌。喷射搅拌器 33内液体的线速度可根据需要在 150— 360m/s之间调节,一般控制在 330m/s左右，以保证油水两相混合充分。反应段 6内反应料液在高湍流状态下与催化剂得到充分接触。控制反应液在反应段内的平均停留时间约为 25分钟，这时，反应基本接近平衡。反应釜内设有过滤式溢流管 7，仅允许液相流出，而将固相截留在釜内。液相经阀门 13由管道 6— 9流入液体分布器 8被均匀分布后进入提熘段 9，在提馏段分离各个组分。

从提馏段上升的汽相；经管道 9一 4进入精馏段 4，在精馏段 4分离后的汽相在塔顶冷凝器 12的冷凝后进入冷凝液收集器 11，其成分主要为二氢月桂烯、水和某些有机轻组分。其中一部分回流，另一部分则经管道 11一 T-02进入脱水塔 T-02进行分离。在该塔顶部得到水和某些有机轻组分（油相），汽相在塔 T-02顶冷凝器 22冷凝后进入分相器 23，分相后水相回流，油相（有机轻组分）被抽出塔外储存。如水相太多，也可引部分回反应釜。

从催化反应、精馏集成塔 T-01的提馏段 9输出的液相，其主要成分为二氢月桂烯醇，和某些有机重组分，经管道 9一 T-03进入精馏塔 T-03分离，精馏塔 T-03顶部汽相中主要成分为产品二氢月桂烯醇，纯度可达 99. 5%以上。经冷凝器 25冷凝后进入冷凝液收集器 26，其中部分回流入塔，另一部分则被引入产品储罐储存。在精熘塔 T-03的底部，主要成分为有机重组分，将通过精馏塔 T-03塔底泵排出进入重组分储罐。

本实施例与现有固定床催化水合法相比，二氢月桂烯的一次转化率可提高 18%以上，达 88%。反应时间仅相当于原来的 1/3左右。系统的反应和分离为一有机整体，可连续化操作。装置的生产能力可提髙两倍左右，二氢月桂烯醇的单位生产能耗下降了 56%左右。实施例 3: 甲醇与异丁烯醚化反应生产 ΜΤΒΕί两塔系统）

以甲醇和异丁烯作为原料，采用 AMBERLYST- 15催化剂（由天津威德国际贸易有限公司提供) .，经醚化反应可得到重要化学品甲基叔丁基醚（简称 ΜΤΒΕ )。本实施例采用的催化反应、精馏集成塔 T-01直径为 0.3米，总高 18米，其中反应段 6高为 1.2米，精镏段 4高 8米，提馏段 9及塔釜高为 8.8米。脱水塔 Τ-02高为 35米，其中精馏段高 15米，提镏段及塔釜高为 20米。其操作过程如下：

液相工业级甲醇通过预热器 1加热后，从进料口进入催化反应、精镏集成塔 T-01塔中部的反应段 6内，催化剂与其混合一起进入反应段。丁烯原料（其中含异丁烯约 16 % )经加热器 2汽化后经反应段 6底部管道进入反应段 6，反应段 6内液相经过过滤式吸液管由泵 21抽出，通过管道 6-21和外部预热器 15加热后经亚音速液相喷射搅拌器 33进入反应段 6，形成强制喷射搅拌循环。喷射搅拌器 33内液体的线速度可根据需要在 150— 360m/s之间调节，一般控制在 350m/s左右，以保证气液两相混合充分，接触很好。喷射搅拌器 33在工作过程中，在喉管吸入口处形成负压，吸入口与反应段 6顶盖上设置的汽相通道管 12相连，将未及反应的异丁烯等汽相混合物吸入喷射搅拌器 33 内，与髙速运动的液相混合，并再次被喷入反应段 6的中下部再进行反应，如此循环往复，这是这一工艺与实施例一和二的不同之处。反应汽液两相在高湍流状态下与催化剂得到充分接触。只要控制好汽液两相反应物的平均停留时间，就能保证该反应的完全进行。反应釜内设有过滤式溢流管 7，仅允许液相流出，而将固相截留在釜内。液相经阀门 13由管道 6— 9流入液体分布器 8被均匀分布后进入提馏段 9，在提馏段分离各个组分。

从提镏段上升的汽相；经管道 9一 4进入精馏段 4，在精馏段 4分离后，部分被冷凝，其余汽相进入专设的水洗器 27洗涤吸收汽相中的甲醇。不溶性汽相（其余 C4成分）被送入储罐或专用管道系统中。甲醇水溶液被送入脱水塔 T-02进行分离。在该塔顶部得到工业级甲醇，塔底则得到水，经热综合利用后被排出塔外。

进入催化反应、精熘集成塔 T- 01提馏段 9的液相，其主要成分为 MTBE及其它共沸组分，在提馏段 9充分分离后，塔底可得到成品 MTBE。

本实施例与现有固定床催化醚化反应，或搅拌型气体鼓泡式气液醚化反应相比，可极大地提高反应转化率，选择性和大幅缩短反应时间。可实现异丁烯转化率 99.9%以上，反应时间仅相当于固定床催化醚化反应的 40%左右。且系统的反应和分离为一有机整体，连续化操作，热量可综合利用。装置的生产能力和热量利用率均有大幅提高。

Claims

权利要求

1.一种催化反应、精馏集成工艺，其特征是包括以下步骤：步骤 1.从储罐（G-01 )和储罐（G-02)将两种反应原料经预热器（1和 2)分别预热、并与催化剂混合后从进料口进入催化反应、精馏集成塔（T-01 ) 中部的喷射搅拌反应段（6) 内，所述的喷射搅拌反应段（6) 为催化反应、精馏集成塔 T-01 中部的一个反应釜似的反应器，步骤 2. 喷射搅拌反应段（6) 内的反应物料经过滤式的插底管和管道（6-21 )进入离心泵（21 )，经离心泵加压后，经换热器（15 )加热或冷却，进入喷射搅拌反应段（6) 内的亚音速或跨音速喷射搅拌器（33)，反应物料被高速喷射入喷射搅拌反应段（6)，将反应段（6) 内的固液两相进行高效的混合，步骤 3. 反应段（6) 内设有过滤式溢流管（7)，反应液在达到一定高度后，可自由地经管道（6— 9)进入催化反应、精馏集成塔（T-01 )下部的液体分布器（8)，经良好分布后，进入催化反应、精馏集成塔（T-01 ) 的提塯段（9) 中，步骤 4.进入催化反应、精馏集成塔（T-01 ) 的提馏段（9) 的物料在提馏段（9) 中得以分馏分离，从催化反应、精馏集成塔（T-01 )塔底出来的液流一部分进入产品精馏塔（T-03 )进一步的分离，一部分则经再沸器（10)加热成蒸汽后进入催化反应、精馏集成塔（T-01 ) 的提馏段（9)，步骤 5.催化反应、精馏集成塔（T-01 ) 的提镏段（9) 上升的汽相经管道（9一 4) 和气体分布器 (5)后进入催化反应、精馏集成塔（T-01 ) 的精馏段（4) 继续分离，而精馏段（4)下降的液体直接流入催化反应、精馏集成塔（T-01 ) 的反应段（6) 内，继续参与反应，经精馏段（4)分离后的汽相在塔顶冷凝器（12) 中冷凝，冷凝液进入油水分相器（11 )进行分相，油相回流入催化反应、精馏集成塔（T-01 ) 的精馏段顶部，水相则经管道（11- T-02), 进入脱水塔（T-02)，在脱水塔（Τ-02) 内进行脱水分离，以进一步回收水相中混杂的油相，步骤 6.上述进入脱水塔（Τ- 02)的料液在脱水塔（Τ-02) 内分离后，油水两相上升至塔顶，经冷凝器（22)全凝后进入分相器（23)，分相后水相回流入脱水塔（Τ-02) 塔顶，油相则经管道 (23-4) 回到催化反应、精馏集成塔（T-01 ) 的精馏段（4) 内，而进入脱水塔（T-02) 提镏段内的水，经逐级提纯后从脱水塔（Τ-02)底部管道（28) 排出系统， · 步骤 7.上述步骤 4中，经精馏塔（Τ-03)分离后，塔顶汽相经冷凝器（25)全凝后进入冷凝液收集器（26); 冷凝液一部分回流，另一部分经管道（26— 6)再次返回塔 (T-01 ) 中部的反应段（6) 内或进入储罐，而精馏塔（Τ-03 ) 的塔底液为高沸点馏份，一部分通过塔底管道（29)进入储罐，一部分经再沸器（27)加热成蒸汽后再进入精馏塔 (Τ-03 )底部。

2.根据权利要求 1所述的催化反应、精镏集成工艺，其特征是：在运行一段时间后需更换固体催化剂，其步骤如下：步骤 1.关闭反应段（6) 内插底管通向离心泵（21 ) 管道上的阀门（14)，打开反应段（6)底部通向催化剂固液分离槽（20) 的管道上的阀门（16)和催化剂固液分离槽（20)通向离心泵（21 ) 管道上的阀门（17)，催化剂固液分离槽（20) 内设有高效过滤滤网（19)，料液里含有的固体催化剂颗粒被滤网截留在滤网上游，而液相料液则通过泵（21 ) 经管道（21— 6)重新返回反应段内，步骤 2. 当反应段（6) 内的催化剂全部被收集在催化剂固液分离槽（20)内后，关闭上述的阀门（ 16)和阀门（17)，步骤 3. 在储罐 (G-01)和储罐 (G- 02)通向催化反应、精镏集成塔 (Τ- 01)的反应段 (6) 的管道上有催化剂加料装置（3)，打开催化剂加料装置（3) 的盖子，加入新催化剂颗粒，然后，关闭催化剂加料装置（3) 的盖子，步骤 4. 打开催化剂加料装置 (3)的阀门，打开储罐 (G-01)和储罐 (G-02)通向催化反应、精馏集成塔 (T-01)的反应段 (6)的管道上的阀门（30)，在液体反应原料的冲刷下，催化剂加料装置 (3)内的催化剂颗粒进入催化反应、精熘集成塔 (Τ- 01)的反应段 (6)，步骤 4. 关闭催化剂加料装置 (3)的阀门和阀门（30)，并从催化剂固液分离槽 (20) 内清除被更换的催化剂，催化剂更换过程完成，催化反应、精馏集成工艺继续正常进行。

3. 根据权利要求 1所述的催化反应、精馏集成工艺，其特征是：应用于酸与醇反应生产酯、烯烃加水生产醇或烯烃加醇生产醚。

4. 一种根据权利要求 1所述的催化反应、精馏集成工艺的专用设备催化反应、精馏集成塔，其特征是：它由三部分组成，上部分为精馏段（4)，中间为喷射搅拌反应段 (6), 下部分为提馏段 (9)，精馏段实际上是一个分馏塔，它为板式塔或填料塔，在精镏段 (4)的底部有气体分布器 (5)，精馏段顶部有塔顶冷凝器 (12)和油水分相器，喷射搅拌反应段 (6)有顶盖和下底，顶盖可以是通透的或密闭的，喷射搅拌反应段 (6)上部有进料口和进料管，内部插有亚音速或跨音速喷射搅拌器 (33)和过滤式吸液管，过滤式吸液管与离心泵 (21)相连，离心泵 (21)出口与喷射搅拌器 (33)相通，开动离心泵 (21)，可以使喷射搅拌反应段 (6)内的液体不断循环，并喷射剧烈搅拌，喷射搅拌反应段 (6)内还有过滤式溢流管 (7)，它通向提馏段 (9)顶部的液体分布器 (8)，当反应段 (6)内的液体达到一定高度后，就自动地溢流到提熘段 (9)顶部的液体分布器 (8)，流入提馏段 (9)，提熘段 (9)实际上也是一个分馏塔，它是填料塔或板式塔，提馏段 (9)的底部有塔底管，塔底管流出粗产品液体，其中一部分经过再沸器 (10)加热后再返回进入提镏段 (9)的下部，提馏段 (9)顶部蒸汽通过外侧管 (9-4)通向精馏段 (4)底部的气体分布器 (8)，进入精馏段 (4)进行精馏，精镏段 (4)底部的高沸点馏份回流至喷射搅拌反应段 (6)。

5.根据权利要求 4所述的催化反应、精馏集成塔，其特征是：精馏段（4)实际上是一个板式塔。

6.根据权利要求 4所述的催化反应、精馏集成塔，其特征是：提镏段（9) 实际上是一个填料塔。

7. 根据权利要求 4所述的催化反应、精馏集成塔，其特征是：所述的喷射搅拌反应段 (6)上部的进料管上有催化剂加料装置 (3)和阀门，塔底有导管通向催化剂固液分离器 (20)，催化剂固液分离器 (20)有管道与离心泵 (21)相通，催化剂固液分离器 (20)内有高效过滤滤网（19)，用于更换催化剂。