WO2024058338A1 - 아크릴산 제조방법 - Google Patents

아크릴산 제조방법 Download PDF

Info

Publication number
WO2024058338A1
WO2024058338A1 PCT/KR2023/006774 KR2023006774W WO2024058338A1 WO 2024058338 A1 WO2024058338 A1 WO 2024058338A1 KR 2023006774 W KR2023006774 W KR 2023006774W WO 2024058338 A1 WO2024058338 A1 WO 2024058338A1
Authority
WO
WIPO (PCT)
Prior art keywords
acrylic acid
cooling tower
lactic acid
tower
extraction
Prior art date
Application number
PCT/KR2023/006774
Other languages
English (en)
French (fr)
Inventor
유병길
김미경
신대영
정다빈
Original Assignee
주식회사 엘지화학
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by 주식회사 엘지화학 filed Critical 주식회사 엘지화학
Priority to EP23837534.9A priority Critical patent/EP4361124A1/en
Priority to JP2024509455A priority patent/JP2024535987A/ja
Priority to CN202380012994.6A priority patent/CN118119590A/zh
Publication of WO2024058338A1 publication Critical patent/WO2024058338A1/ko

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C07C51/43—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation
    • C07C51/44—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation by distillation
    • C07C51/46—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation by distillation by azeotropic distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/347—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by reactions not involving formation of carboxyl groups
    • C07C51/377—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by reactions not involving formation of carboxyl groups by splitting-off hydrogen or functional groups; by hydrogenolysis of functional groups
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C07C51/43—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation
    • C07C51/44—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation by distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C07C51/487—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by treatment giving rise to chemical modification
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C57/00—Unsaturated compounds having carboxyl groups bound to acyclic carbon atoms
    • C07C57/02—Unsaturated compounds having carboxyl groups bound to acyclic carbon atoms with only carbon-to-carbon double bonds as unsaturation
    • C07C57/03—Monocarboxylic acids
    • C07C57/04—Acrylic acid; Methacrylic acid

Definitions

  • the present invention relates to a method for producing acrylic acid, and more specifically, to a method for producing acrylic acid through a dehydration reaction of lactic acid, while simultaneously reducing the loss of acrylic acid and effectively removing by-products.
  • Acrylic acid is used as a polymer raw material used in fibers, adhesives, paints, fiber processing, leather, and construction materials, and its demand is expanding.
  • the acrylic acid is also used as a raw material for absorbent resins and is widely used industrially in absorbent articles such as paper diapers and sanitary napkins, agricultural and horticultural water retention agents, and industrial waterproofing materials.
  • acrylic acid production methods generally involve air oxidation of propylene, but this method converts propylene into acrolein through a gas phase catalytic oxidation reaction and produces acrylic acid by subjecting this to a gas phase catalytic oxidation reaction.
  • Acetic acid is produced as a by-product. , which has the problem of being difficult to separate from acrylic acid.
  • the method of producing acrylic acid using propylene uses propylene obtained by refining crude oil, a fossil resource, as a raw material, and considering the recent rise in crude oil prices and global warming, there are problems in terms of raw material costs and environmental pollution.
  • the problem to be solved by the present invention is to effectively separate unreacted lactic acid from the reaction product produced through acrylic acid production through a dehydration reaction of lactic acid, in order to solve the problems mentioned in the background technology of the above invention, and to reduce energy consumption.
  • the purpose is to provide a method for reducing .
  • the reaction product supplying to a first cooling tower and separating it into a lower fraction containing unreacted lactic acid and an upper fraction containing water, light gas components and acrylic acid
  • supplying the upper fraction of the first cooling tower to a second cooling tower to produce water and acrylic acid It provides a method for producing acrylic acid, comprising the steps of separating a lower fraction containing, and purifying the lower fraction of the second cooling tower to obtain acrylic acid.
  • the acrylic acid production method of the present invention by first separating unreacted lactic acid before distilling the reaction product containing acrylic acid, energy costs can be reduced compared to the case where unreacted lactic acid is separated after distillation.
  • the amount of energy required for water distillation in the azeotropic distillation tower is reduced, and at the same time, not only is the loss of acrylic acid reduced, but high purity acrylic acid can be obtained.
  • 1 is a process flow diagram of a method for producing acrylic acid in one embodiment of the present invention.
  • Figure 2 is a process flow chart according to the acrylic acid production method according to Comparative Example.
  • the term “stream” may refer to the flow of fluid within a process, or may also refer to the fluid itself flowing within a pipe. Specifically, the stream may refer to both the fluid itself and the flow of the fluid flowing within the pipes connecting each device.
  • the fluid may mean gas or liquid, and the case where the fluid contains a solid component is not excluded.
  • the “bottom” of the device refers to the point at a height of 95% to 100% from the top of the device, unless otherwise specified. It means, specifically, it can mean the bottom (bottom of the tower).
  • the “top” of the device refers to a point 0% to 5% in height from the top of the device, unless otherwise specified, and may specifically mean the top (top). .
  • the operating temperature of the cooling tower may refer to the operating temperature of the lower part of the cooling tower
  • the operating pressure of the cooling tower may refer to the operating pressure of the upper part of the cooling tower
  • a method for producing acrylic acid according to an embodiment of the present invention includes supplying an aqueous solution of lactic acid to a reactor and performing a dehydration reaction to obtain a reaction product containing unreacted lactic acid, water, light gas components, and acrylic acid. 1 feeding to a cooling tower and separating it into a lower fraction containing unreacted lactic acid and an upper fraction containing water, light gas components and acrylic acid, feeding the upper fraction of the first cooling tower to a second cooling tower containing water and acrylic acid It may include the step of separating the lower fraction, and purifying the lower fraction of the second cooling tower to obtain acrylic acid.
  • the method for producing acrylic acid may include the step of supplying an aqueous lactic acid solution to a reactor and performing a dehydration reaction to obtain a reaction product containing unreacted lactic acid, water, light gas components, and acrylic acid. .
  • the conventional acrylic acid production method generally involves air oxidation of propylene, but this method converts propylene into acrolein through a gas phase catalytic oxidation reaction and produces acrylic acid by performing a gas phase catalytic oxidation reaction, with acetic acid as a by-product. is produced, which has the problem of being difficult to separate from acrylic acid.
  • the method of producing acrylic acid using propylene uses propylene obtained by refining crude oil, a fossil resource, as a raw material, and considering the recent rise in crude oil prices and global warming, there are problems in terms of raw material costs and environmental pollution.
  • lactic acid is first separated from a reaction product containing acrylic acid prepared through a dehydration reaction of lactic acid before the distillation process, thereby shortening the time during which high-concentration lactic acid is exposed to high temperature.
  • a reaction product containing acrylic acid can be prepared by first supplying an aqueous lactic acid solution to the reactor and performing a dehydration reaction.
  • the dehydration reaction may be performed as a gas phase reaction in the presence of a catalyst.
  • the lactic acid concentration of the lactic acid aqueous solution may be 10 wt% or more, 20 wt% or more, or 30 wt% or more, and 40 wt% or less, 50 wt% or less, 60 wt% or less, or 70 wt% or less.
  • oligomers such as dimers and trimers may be formed through equilibrium reactions, so it can be used in the form of an aqueous solution with a concentration within the above range.
  • the reactor may include a reactor capable of a dehydration reaction of conventional lactic acid, and the reactor may include a reaction tube filled with a catalyst, and a reaction gas containing volatile components of an aqueous lactic acid solution as a raw material is supplied to the reaction tube. As it passes through, lactic acid can be dehydrated through a gas phase contact reaction to produce acrylic acid.
  • the reaction gas may further include any one or more of water vapor, nitrogen, and air for concentration adjustment.
  • the operating conditions of the reactor may be under normal lactic acid dehydration reaction conditions.
  • the operating temperature of the reactor may mean the set temperature of the heat medium used to control the temperature of the reactor.
  • the catalyst used in the dehydration reaction of lactic acid may include, for example, one or more types selected from the group consisting of sulfate-based catalysts, phosphate-based catalysts, and nitrate-based catalysts.
  • the sulfate may include Na 2 SO 4 , K 2 SO 4 , CaSO 4 and Al 2 (SO 4 ) 3
  • the phosphate may include Na 3 PO 4 , Na 2 HPO 4 , NaH 2 PO 4 , K 3 PO 4 , K 2 HPO 4 , KH 2 PO 4 , CaHPO 4 , Ca 3 (PO 4 ) 2 , AlPO 4 , CaH 2 P 2 O 7 and Ca 2 P 2 O 7 .
  • Nitrates may include NaNO 3 , KNO 3 and Ca(NO 3 ) 2 .
  • the catalyst may be supported on a support.
  • the carrier may include one or more selected from the group consisting of diatomaceous earth, alumina, silica, titanium dioxide, carbide, and zeolite.
  • the reaction product prepared through the dehydration reaction of lactic acid may include water (H 2 O), light gas components, and unreacted lactic acid in addition to acrylic acid, which is the desired product.
  • the method of producing acrylic acid through the dehydration reaction of lactic acid can secure raw material competitiveness compared to the conventional method of air oxidizing propylene and solve the problem of environmental pollution, but the conversion rate of lactic acid is low and various by-products are produced. The yield of acrylic acid is relatively low. Therefore, process development is needed to improve economic feasibility.
  • the present invention can provide a method for improving economic efficiency by not only increasing the recovery rate of unreacted lactic acid but also reducing overall equipment and energy costs.
  • the method for producing acrylic acid according to an embodiment of the present invention may include the step of supplying the reaction product to a first cooling tower and separating it into a lower fraction containing unreacted lactic acid and an upper fraction containing water, light gas components, and acrylic acid. You can.
  • the reactor discharge stream 1 containing the reaction product is a gaseous stream, and the reactor discharge stream 1 may be supplied to the first cooling tower 10 to be cooled. That is, unreacted lactic acid with a relatively high boiling point among the gaseous reaction products supplied to the first cooling tower (10) is condensed by cooling to form a liquid condensate, and is separated into the lower fraction of the first cooling tower (10). You can. Meanwhile, the remaining components except unreacted lactic acid among the reaction products, specifically water, light gas components, and acrylic acid, can be separated as a gas phase into the upper fraction of the first cooling tower 10.
  • the light gas component is a component with a boiling point lower than that of water, and may specifically include carbon monoxide, carbon dioxide, and acetaldehyde in addition to diluting gas.
  • the recovery rate of lactic acid can be increased by preventing deformation of lactic acid due to exposure to high temperature, such as oligomerization, and the recovered lactic acid can be used again to produce acrylic acid. It can be efficiently reused as a raw material for dehydration reaction. Additionally, since there is no need to provide a separate distillation device to separate and recover unreacted lactic acid in the subsequent process, energy costs for operating the distillation device can be reduced. Furthermore, the amount of energy required for azeotropic distillation can be reduced by separating unreacted lactic acid before going through the azeotropic distillation process described later.
  • the operating temperature of the first cooling tower 10 may be 100 °C or higher, 110 °C or higher, or 120 °C or higher, and 180 °C or lower, 170 °C or lower, or 160 °C or lower. If the temperature is less than 100°C, components other than unreacted lactic acid may be excessively condensed, the purity of the recovered lactic acid may decrease, and there is a risk of loss of the desired product, acrylic acid. On the other hand, if the temperature is above 180°C, the unreacted lactic acid cannot be sufficiently condensed, which means that the unreacted lactic acid is discharged to the top of the first cooling tower 10, so not only does the recovery rate of lactic acid decrease, but the high purity It may become difficult to obtain acrylic acid.
  • the operating pressure of the first cooling tower 10 is 1 kg/cm 2 or more, 1.5 kg/cm 2 or more, or 1.8 kg/cm 2 or more, and 20 kg/cm 2 or less, 10 kg/cm 2 or less, or 5 kg/cm 2 or more. It may be kg/cm 2 or less.
  • the pressure is high, the volumetric flow rate can be reduced to reduce the equipment cost of the cooling tower.
  • dimers of lactic acid and acrylic acid may be generated, so it is necessary to set an appropriate operating pressure to prevent dimers from being generated. need.
  • the composition of the lower discharge stream and the upper discharge stream of the first cooling tower 10 can be controlled, and through this, the second cooling tower 10 It is possible to easily control the composition of the acrylic acid aqueous solution stream discharged from the bottom of the cooling tower 20.
  • the upper fraction discharged from the first cooling tower may not contain unreacted lactic acid, and even if it does, the content of unreacted lactic acid may be 5% by weight or less, specifically 3% by weight or less.
  • the ratio of the flow rate of water in the stream discharged to the bottom of the first cooling tower to the flow rate (kg/hr) of water contained in the reaction product introduced into the first cooling tower 10 may be 15% by weight or less, and the first cooling tower 10 may be 15% by weight or less.
  • the ratio of the flow rate of acrylic acid in the stream discharged to the bottom of the first cooling tower compared to the flow rate (kg/hr) of acrylic acid contained in the reaction product introduced in (10) may be 15% by weight or less.
  • the purpose is to cool the gaseous reaction product so that it is suitable for introduction into the acrylic acid purification process, and not for material separation. This is because it is difficult to recover materials of the desired purity when separating materials by cooling.
  • the present invention controls the cooling amount of the cooling tower to control the amount of the cooled component, so that in addition to cooling the reaction product, which is the original purpose, it can also achieve the effect of separation of materials.
  • the top fraction containing water, light gas components and acrylic acid can be supplied to the second cooling tower 20 as the top discharge stream 12 of the first cooling tower 10.
  • the lower fraction containing the unreacted lactic acid is discharged as the lower discharge stream 11 of the first cooling tower 10, and the lactic acid recovered from the lower discharge stream 11 is supplied to the reactor to produce lactic acid. It can be reused in dehydration reactions.
  • the top discharge stream 12 of the first cooling tower 10 supplied to the second cooling tower 20 is further cooled and separated into a lower fraction containing water and acrylic acid and an upper fraction containing light gas components. It can be.
  • the operating temperature of the second cooling tower 20 may be 60°C or higher, 80°C or higher, or 100°C or higher, and 140°C or lower, 130°C or lower, or 120°C or lower, and the operating pressure may be 0.8 kg/cm 2 or higher and 1.0 kg. /cm 2 or more or 1.3 kg/cm 2 or more, and 20 kg/cm 2 or less, 10 kg/cm 2 or less, or 5 kg/cm 2 or less.
  • light gas components including diluent gas and acetaldehyde can be removed from the system, and the composition of the acrylic acid aqueous solution stream 21 containing acrylic acid and water discharged from the lower part of the second cooling tower 20 can be controlled. can do.
  • the acrylic acid aqueous solution stream 21 derived from the lower fraction of the second cooling tower 20 containing the water and acrylic acid can be introduced into a purification process to obtain acrylic acid.
  • the purification process is a process for obtaining high purity acrylic acid from water and some impurities in an acrylic acid aqueous solution. Not only must the obtained acrylic acid be recovered with high purity, but also the amount of energy used in the process must be reduced considering economic feasibility. .
  • the purification process may be performed by an extraction process in which the aqueous acrylic acid solution is separated into an extract liquid containing acrylic acid and the extraction solvent and a raffinate liquid containing water using an extraction solvent in an extraction tower.
  • the extraction process has the advantage of reducing energy usage compared to the distillation process, but it may be difficult to obtain high purity acrylic acid because some by-products that must be removed along with water are included in the extract.
  • the purification process may be performed by an azeotropic distillation process.
  • an azeotropic solvent assuming the use of an azeotropic solvent, the separation efficiency of water and acrylic acid increases compared to a simple extraction process, which has the advantage of obtaining high-purity acrylic acid.
  • this involves distillation of water with high specific heat, which requires excessive energy usage, making it uneconomical. In some respects it may be less desirable.
  • a part of the acrylic acid aqueous solution stream 21 is supplied to the extraction tower 100 as the first acrylic acid aqueous solution stream 22, and the remainder is supplied as the second acrylic acid aqueous solution stream 23.
  • the purification process can be performed by supplying it to the azeotropic distillation column 200 and performing the extraction process and the azeotropic distillation process in parallel.
  • the acrylic acid aqueous solution stream 21 by dividing the acrylic acid aqueous solution stream 21 and supplying it to the extraction tower 100 and the azeotropic distillation tower 200, not only can the energy consumption of the subsequent process be reduced, but also a portion of the acrylic acid aqueous solution stream 21 can be contained. Efficient separation of by-products can be achieved.
  • the flow rate ratio of the first acrylic acid aqueous solution stream 22 supplied to the extraction tower to the total flow rate of the acrylic acid aqueous solution stream 21 before branching is 30% by weight. It may be % to 70% by weight, and specifically, it may be 40% to 50% by weight.
  • the flow rate ratio is 30% by weight or more, the flow rate introduced into the azeotropic distillation tower 200 decreases, and the amount of energy consumed in distilling water with high specific heat in the azeotropic distillation tower 200 can be reduced.
  • the extraction tower 100 removes most of the water contained in the first acrylic acid aqueous solution stream 22 without using a large amount of energy and supplies it to the azeotropic distillation tower 200, thereby producing the azeotropic distillation tower 200, which will be described later. It allows you to save energy used in distillation. In this respect, it is preferable for extraction in the extraction tower 100 to bring the extraction solvent into contact with the extraction tower feed stream through a liquid-liquid contact method in terms of improving the energy efficiency of the entire process.
  • the extraction solvent may be a hydrocarbon solvent that can form an azeotrope with water but does not form an azeotrope with acrylic acid, but can sufficiently extract it, and it is advantageous in the extraction process to have a boiling point of 10 to 120°C.
  • the extraction solvent is benzene, toluene, xylene, n-heptane, cycloheptane, cycloheptene, 1-heptene (1- heptene), ethyl-benzene, methyl-cyclohexane, n-butyl acetate, isobutyl acetate, isobutyl acrylate, n-propyl acetate, isopropyl acetate, methyl isobutyl ketone, 2-methyl-1-heptene, 6-methyl- 1-Heptene (6-methyl-1-heptene), 4-methyl-1-heptene, 2-ethyl-1-hexene, ethylcyclopentane (ethylcyclopentane), 2-methyl-1-hexene, 2,3-dimethylpentane, 5-methyl-1-hexene ) and isopropyl-butyl-ether.
  • the extraction tower 100 may be an extraction device based on a liquid-liquid contact method.
  • the extraction device may include a Karr reciprocating plate column, a rotary-disk contactor, a Scheibel column, a Kuhni column, or a spray extraction tower. , a packed extraction tower, a pulsed packed column, a bank of mixer-settlers, a mixer, and a centrifugal counter current extractor.
  • water contained in the first acrylic acid aqueous solution stream 22 can be recovered as a raffinate.
  • the recovered raffinate may be discharged to the extraction tower bottom discharge stream 101.
  • energy consumption can be greatly reduced by reducing the operating burden of the distillation process described later.
  • the second acrylic acid aqueous solution stream 23 and the extraction tower top discharge stream 102 are supplied to the azeotropic distillation tower 200, and a distillation process on these streams can be performed.
  • the distillation process in the azeotropic distillation tower 200 for the stream supplied to the azeotropic distillation tower 200 may be a process of separating an upper fraction containing water and an extraction solvent and a lower fraction containing acrylic acid by azeotropic distillation. there is.
  • the azeotropic solvent is a hydrophobic solvent that can form an azeotropic form with water but does not form an azeotropic form with acrylic acid, and any hydrocarbon-based solvent that satisfies the above physical properties can be applied without limitation.
  • the azeotropic solvent may have a boiling point lower than that of acrylic acid, and may preferably have a boiling point of 10 to 120°C.
  • azeotropic solvents satisfying the above physical properties include benzene, toluene, xylene, n-heptane, cycloheptane, cycloheptene, 1-heptene, ethyl-benzene, methyl-cyclohexane, n-butyl acetate, isobutyl acetate, isobutyl acrylic isobutyl acrylate, n-propyl acetate, isopropyl acetate, methyl isobutyl ketone, 2-methyl-1-heptene ), 6-methyl-1-heptene, 4-methyl-1-heptene, 2-ethyl-1-heptene (2-ethyl-1- hexene), ethylcyclopentane, 2-methyl-1-hexene, 2,3-dimethylpentane, 5-methyl-1-hexene (5) It may be one or more solvents selected from the group
  • the azeotropic solvent may be the same as or different from the extraction solvent applied to the extraction tower 100. However, in consideration of production efficiency according to the continuous process, it is preferable that the azeotropic solvent is the same as the extraction solvent. In this way, when the same compound is used as the azeotropic solvent and the extraction solvent, at least a portion of the azeotropic solvent distilled and recovered in the azeotropic distillation tower 200 may be supplied to the extraction tower 100 and used as part of the extraction solvent.
  • the azeotropic ratio of acrylic acid and water is broken. Accordingly, the water in the second acrylic acid aqueous solution stream 23 and the azeotropic solvent used in azeotropic distillation form an azeotropic form together and can be recovered as an upper fraction of the azeotropic distillation column 200. And, the lower fraction 201 containing acrylic acid can be recovered from the bottom of the azeotropic distillation tower 200.
  • a layer separator is a liquid-liquid layer separator, which is a device for separating immiscible fluids using gravity or centrifugal force due to density differences. Relatively light liquids are transferred to the top of the layer separator, and relatively heavy liquids are transferred to the layer separator. It can be separated into the lower part of.
  • the azeotropic distillation tower top discharge stream 202 supplied to the layer separator may be separated into an organic layer containing an azeotropic solvent and an aqueous layer containing water.
  • the organic layer separated in the layer separator is discharged as a layer separator discharge stream, and the layer separator discharge stream containing the azeotropic solvent or extraction solvent is circulated to one or more of the extraction tower and the azeotropic distillation column and reused as the azeotropic solvent or extraction solvent. It can be.
  • a 30% by weight aqueous lactic acid solution and nitrogen (N 2 ) as a dilution gas were supplied to the reactor to prepare a reaction product containing unreacted lactic acid, water, light gas components, and acrylic acid through a dehydration reaction.
  • the reactor discharge stream containing the reaction products was fed to the first cooling tower (10). Condensing the reactor discharge stream in the first cooling tower (10), forming a first cooling tower bottom discharge stream (11) comprising unreacted lactic acid and a first cooling tower top discharge stream (12) comprising water, light gas components and acrylic acid. separated into . At this time, the lower operating temperature of the first cooling tower 10 was controlled to 125°C, and the upper operating pressure was controlled to 1.9 kg/cm 2 .
  • the first cooling tower top discharge stream 12 is supplied to the second cooling tower 20 for cooling and condensation, thereby producing a bottom discharge stream 21 of the second cooling tower containing water and acrylic acid and a light gas component containing nitrogen. was separated into the top discharge stream 24 of the second cooling tower.
  • the lower operating temperature of the second cooling tower 20 was controlled to 107°C, and the upper operating pressure was controlled to 1.3 kg/cm 2 .
  • a part of the bottom discharge stream 21 of the second cooling tower is supplied as the first acrylic acid aqueous solution stream 22 to the extraction tower 100, and the remainder is supplied as the second acrylic acid aqueous solution stream 23 to the azeotropic distillation tower 200.
  • the mass flow ratio of the first acrylic acid aqueous solution stream (22) supplied to the extraction tower (100) compared to the flow rate of the lower discharge stream (21) of the second cooling tower was maintained at 50% by weight.
  • the extraction tower 100 acrylic acid is dissolved using toluene as an extraction solvent, and then the extract liquid containing acrylic acid and the extraction solvent is separated into the upper discharge stream 102 of the extraction tower 100 and the azeotropic distillation tower 200. ), and water was separated from the lower discharge stream (101) of the extraction tower (100).
  • distillation is performed in the azeotropic distillation tower (200) supplied with the second acrylic acid aqueous solution stream (23) and the upper discharge stream (102) of the extraction tower (100), to obtain acrylic acid at the bottom and water and extraction at the top.
  • a stream containing solvent was discharged.
  • the stream containing water and the extraction solvent was supplied to a layer separator to separate the water and the extraction solvent, and then the water was discharged out of the system, and the extraction solvent was divided into the extraction tower (100) and the azeotropic distillation tower (200) and circulated. .
  • ingredient unit One 2 3 4 5 6 7 8 flux 11000 1362 9638 1023 8615 2949 3928 1738 N 2 kg/hr 1000 0 1000 1000 0 0 0 0 lactic acid kg/hr 600 535 65 0 65 26 0 38 water kg/hr 7480 612 6868 22 6846 2917 3928 0 acrylic acid kg/hr 1920 214 1706 One 1705 5 0 1699 Furtherance N 2 wt% 9% 0% 12% 98% 0% 0% 0% 0% 0% lactic acid wt% 5% 39% One% 0% One% One% One% 0% 2% water wt% 68% 45% 71% 2% 79% 99% 100% 0% acrylic acid wt% 17% 16% 18% 0% 20% 0% 0% 98%
  • Example 2 the same method as Example 1 was performed, except that 40% by weight of aqueous lactic acid solution was supplied to the reactor compared to Example 1, and the temperature at the bottom of the first cooling tower 10 was controlled to 133°C.
  • ingredient unit One 2 3 4 5 6 7 8 flux 11000 2729 8271 1023 7248 1742 3942 1567 N 2 kg/hr 1000 0 1000 1000 0 0 0 0 lactic acid kg/hr 2000 1740 260 0 260 72 0 188 water kg/hr 6400 769 5631 22 5609 1669 3940 0 acrylic acid kg/hr 1600 220 1380 One 1379 0 0 1379 Furtherance N 2 wt% 9% 0% 12% 98% 0% 0% 0% 0% lactic acid wt% 18% 64% 3% 0% 4% 4% 0% 12% water wt% 58% 28% 68% 2% 77% 96% 100% 0% acrylic acid wt% 15% 8% 17% 0% 19% 0% 0% 88%
  • Comparative Example 1 uses one cooling tower to separate light gas components, and in order to achieve the same content of acrylic acid in the stream from which acrylic acid is recovered as 98 wt% as in Example 1, a separate cooling tower is installed downstream of the extraction tower and azeotropic distillation tower. This is the case when a distillation tower of
  • a reaction product was prepared using the same aqueous lactic acid solution as in Example 1. Specifically, a 30% by weight aqueous lactic acid solution and nitrogen (N 2 ) as a dilution gas were supplied to the reactor to prepare a reaction product containing unreacted lactic acid, water, light gas components, and acrylic acid through a dehydration reaction.
  • N 2 nitrogen
  • the reaction product was supplied to the cooling tower 10, and light gas components such as nitrogen were separated at the top, and streams containing lactic acid, acrylic acid, and water were separated at the bottom.
  • the lower operating temperature of the cooling tower 10 was controlled to 108°C, and the upper operating pressure was controlled to 1.3 kg/cm 2 .
  • Both the bottom discharge stream of the extraction tower 100 and the bottom discharge stream of the azeotropic distillation tower 200 contained lactic acid, and first and second lactic acid separation towers 300 and 400 were used to separate the lactic acid contained in each. had to be introduced.
  • lactic acid and water contained in the lower discharge stream of the extraction tower 100 are separated by distillation by the first lactic acid separation tower 300, and the azeotrope is separated by the second lactic acid separation tower 400. Lactic acid and acrylic acid contained in the distillation tower 200 were separated by distillation.
  • acrylic acid was obtained from the top of the second lactic acid separation tower (400), and in order to achieve the same acrylic acid content (98 wt%) as in Example 1, it was obtained from the first and second lactic acid separation towers (300, 400).
  • the energy required was 1.65 Gcal/hr and 0.18 Gcal/hr, respectively.
  • Comparative Example 1 the same method as Comparative Example 1 was performed, except that a 40% by weight aqueous lactic acid solution was supplied to the reactor and the temperature at the bottom of the cooling tower 10 was controlled to 109°C.
  • ingredient unit One 2 3 4 5 6 7 8 flux 11000 1023 9977 4482 983 1412 1567 1533 N 2 kg/hr 1000 1000 0 0 0 0 0 0 lactic acid kg/hr 2000 0 2000 0 0 498 188 1314 water kg/hr 6400 22 6378 4481 983 914 0 0 acrylic acid kg/hr 1600 One 1599 One 0 0 1379 219 Furtherance N 2 wt% 9% 98% 0% 0% 0% 0% 0% 0% 0% 0% 0% lactic acid wt% 18% 0% 20% 0% 0% 35% 12% 86% water wt% 58% 2% 64% 100% 100% 65% 0% 0% acrylic acid wt% 15% 0% 16% 0% 0% 0% 0% 88% 14%
  • Example 1 the concentration of the aqueous lactic acid solution for the dehydration reaction of lactic acid was 30 wt%.
  • Tables 1 and 3 when separating unreacted lactic acid and light gas components using two cooling towers as in Example 1, the overall process to achieve the same acrylic acid content (98 wt%) as in Comparative Example 1 Energy could be saved.
  • 1.83 Gcal/hr of energy was required to operate a separate distillation column to recover unreacted lactic acid, which is about 3.3 Gcal/hr for the recovered unreacted lactic acid (flow rate: 0.563 ton/hr). Gcal/ton of energy was required.
  • Example 2 and Comparative Example 2 above are cases in which the concentration of the aqueous lactic acid solution for the dehydration reaction of lactic acid is 40 wt%.
  • the concentration of the aqueous lactic acid solution for the dehydration reaction of lactic acid is 40 wt%.
  • Tables 2 and 4 when separating unreacted lactic acid and light gas components using two cooling towers as in Example 2, the overall process to achieve the same acrylic acid content (88 wt%) as compared to Comparative Example 2 Energy could be saved.
  • 1.51 Gcal/hr of energy was required to operate a separate distillation column to recover unreacted lactic acid, which is about 0.8 Gcal/hr for the recovered unreacted lactic acid (flow rate: 1.812 ton/hr). Gcal/ton of energy was required.

Landscapes

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

Abstract

본 발명은 젖산 수용액을 반응기에 공급하여 탈수 반응시켜 미반응 젖산, 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산을 포함하는 반응 생성물을 수득하는 단계, 상기 반응 생성물을 제1 냉각탑으로 공급하여 미반응 젖산을 포함하는 하부 분획 및 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산을 포함하는 상부 분획으로 분리하는 단계, 상기 제1 냉각탑의 상부 분획을 제2 냉각탑으로 공급하여 물 및 아크릴산을 포함하는 하부 분획을 분리하는 단계, 및 상기 제2 냉각탑의 하부 분획을 정제하여 아크릴산을 수득하는 단계를 포함하는 아크릴산 제조방법을 제공한다.

Description

아크릴산 제조방법
관련출원과의 상호인용
본 출원은 2022년 09월 14일자 한국특허출원 제10-2022-0115905호에 기초한 우선권의 이익을 주장하며, 해당 한국특허출원의 문헌에 개시된 모든 내용은 본 명세서의 일부로서 포함된다.
기술분야
본 발명은 아크릴산 제조방법에 관한 것으로, 보다 상세하게는 젖산의 탈수 반응을 통해 아크릴산을 제조하는데 있어, 아크릴산의 손실을 줄임과 동시에 부산물을 효과적으로 제거하는 방법에 관한 것이다.
아크릴산은 섬유, 점착제, 도료, 섬유 가공, 피혁, 건축용 재료 등에 사용되는 중합체 원료로서 이용되어 그 수요는 확대되고 있다. 또한, 상기 아크릴산은 흡수성 수지의 원료로서도 사용되어 종이 기저귀, 생리대 등의 흡수 물품, 농원예용 보수제 및 공업용 지수재 등 공업적으로 많이 이용되고 있다.
종래의 아크릴산 제조방법은 프로필렌을 공기 산화하는 방법이 일반적이지만 이 방법은 프로필렌을 기상 접촉 산화 반응에 의해 아크롤레인으로 변환시키고, 이것을 기상 접촉 산화 반응시켜 아크릴산을 제조하는 방법으로서, 부산물로서 초산이 생성되며, 이는 아크릴산과 분리가 어려운 문제가 있다. 또한, 상기 프로필렌을 이용한 아크릴산 제조방법은 화석 자원인 원유를 정제해 얻어진 프로필렌을 원료로 하며, 최근의 원유가격 상승이나 지구 온난화 등의 문제를 감안하면 원료 비용이나 환경 오염 측면에서 문제가 있다.
이에 대해, 탄소중립의 바이오매스 원료로부터 아크릴산을 제조하는 방법에 대한 연구가 진행되었다. 예를 들어, 젖산(Lactic Acid, LA)의 기상 탈수 반응을 통해 아크릴산(Acrylic Acid, AA)를 제조하는 방법이 있다. 이 방법은 일반적으로 300 ℃이상의 고온 및 촉매의 존재 하에서 젖산의 분자 내 탈수 반응을 통해 아크릴산을 제조하는 방법이다. 상기 젖산의 탈수 반응을 통해 아크릴산을 포함하는 반응 생성물이 생성되는데, 전환율에 따라서 상기 반응 생성물 내에는 미반응 젖산이 포함된다. 상기 반응 생성물 내 미반응 젖산이 포함되어 있는 경우에는 분리 공정에서 회수해야만 공정의 경제성을 향상시킬 수 있다. 그러나, 상기 젖산은 고농도 및 고온에서 올리고머화 반응이 빠르게 진행되어, 이를 회수하는데 어려움이 있었다.
본 발명에서 해결하고자 하는 과제는, 상기 발명의 배경이 되는 기술에서 언급한 문제들을 해결하기 위하여, 젖산의 탈수 반응을 통해 아크릴산 제조를 통해 생성되는 반응 생성물로부터 미반응 젖산을 효과적으로 분리하고, 에너지 사용량을 저감시키는 방법을 제공하는 것을 목적으로 한다.
상기의 과제를 해결하기 위한 본 발명의 일 실시예에 따르면, 젖산 수용액을 반응기에 공급하여 탈수 반응시켜 미반응 젖산, 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산을 포함하는 반응 생성물을 수득하는 단계, 상기 반응 생성물을 제1 냉각탑으로 공급하여 미반응 젖산을 포함하는 하부 분획 및 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산을 포함하는 상부 분획으로 분리하는 단계, 상기 제1 냉각탑의 상부 분획을 제2 냉각탑으로 공급하여 물 및 아크릴산을 포함하는 하부 분획을 분리하는 단계, 및 상기 제2 냉각탑의 하부 분획을 정제하여 아크릴산을 수득하는 단계를 포함하는 아크릴산 제조방법을 제공한다.
본 발명의 아크릴산 제조방법에 따르면, 아크릴산을 포함하는 반응 생성물을 증류하기 전에 미반응 젖산을 먼저 분리함으로써, 증류 이후에 미반응 젖산을 분리하는 경우에 비하여 에너지 비용을 절감할 수 있다.
특히 반응 생성물을 증류하기 전에 2기의 냉각탑을 이용하여 후속하는 아크릴산 정제에 유리한 조성을 갖는 아크릴산 수용액을 형성함으로써, 아크릴산 정제에 소요되는 에너지 비용을 절감하고, 동시에 고순도의 아크릴산을 얻을 수 있다.
또한, 냉각탑에서 배출되는 아크릴산 수용액을 추출탑과 공비 증류탑으로 나누어 공급함으로써, 공비 증류탑에서 물의 증류에 요구되는 에너지 사용량을 절감하고, 동시에 아크릴산의 손실을 감소할 뿐만 아니라 고순도의 아크릴산을 얻을 수 있다.
도 1은 본 발명의 일 실시예에서 아크릴산 제조방법에 따른 공정 흐름도이다.
도 2는 비교예에 따른 아크릴산 제조방법에 따른 공정 흐름도이다.
본 발명의 설명 및 청구범위에서 사용된 용어나 단어는, 통상적이거나 사전적인 의미로 한정해서 해석되어서는 아니되며, 발명자는 그 자신의 발명을 가장 최선의 방법으로 설명하기 위해 용어의 개념을 적절하게 정의할 수 있다는 원칙에 입각하여, 본 발명의 기술적 사상에 부합하는 의미와 개념으로 해석되어야만 한다.
본 발명에서 용어 "스트림(stream)"은 공정 내 유체(fluid)의 흐름을 의미하는 것일 수 있고, 또한, 배관 내에서 흐르는 유체 자체를 의미하는 것일 수 있다. 구체적으로, 상기 스트림은 각 장치를 연결하는 배관 내에서 흐르는 유체 자체 및 유체의 흐름을 동시에 의미하는 것일 수 있다. 또한, 상기 유체는 기체(gas) 또는 액체(liquid)를 의미할 수 있으며, 상기 유체에 고체 성분(solid)이 포함되어 있는 경우에 대해서 배제하는 것은 아니다.
한편, 본 발명에서 냉각탑, 추출탑, 증류탑 등의 장치에 있어서, 상기 장치의 "하부"라 함은, 특별한 언급이 없는 한, 상기 장치의 최상부로부터 아랫쪽으로 95 % 내지 100 %의 높이의 지점을 의미하며, 구체적으로 최하단(탑저)을 의미할 수 있다. 마찬가지로, 상기 장치의 "상부"라 함은, 특별한 언급이 없는 한, 상기 장치의 최상부로부터 아랫쪽으로 0 % 내지 5 %의 높의의 지점을 의미하며, 구체적으로 최상부(탑정)을 의미할 수 있다.
또한, 특별한 언급이 없는 한, 본 발명에서 냉각탑의 운전 온도는 냉각탑의 하부의 운전 온도를 의미하며, 냉각탑의 운전 압력은 냉각탑의 상부의 운전 압력을 의미할 수 있다. 이하, 도 1 등을 참고하여 본 발명의 구현예에 포함될 수 있는 각 공정을 설명한다.
본 발명의 일 실시예에 따르는 아크릴산의 제조 방법은, 젖산 수용액을 반응기에 공급하여 탈수 반응시켜 미반응 젖산, 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산을 포함하는 반응 생성물을 수득하는 단계, 상기 반응 생성물을 제1 냉각탑으로 공급하여 미반응 젖산을 포함하는 하부 분획 및 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산을 포함하는 상부 분획으로 분리하는 단계, 상기 제1 냉각탑의 상부 분획을 제2 냉각탑으로 공급하여 물 및 아크릴산을 포함하는 하부 분획을 분리하는 단계, 및 상기 제2 냉각탑의 하부 분획을 정제하여 아크릴산을 수득하는 단계를 포함할 수 있다.
먼저, 본 발명의 일 실시예에 따르는 아크릴산의 제조 방법은 젖산 수용액을 반응기에 공급하여 탈수 반응시켜 미반응 젖산, 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산을 포함하는 반응 생성물을 수득하는 단계를 포함할 수 있다.
구체적으로, 종래의 아크릴산 제조방법은 프로필렌을 공기 산화하는 방법이 일반적이지만 이 방법은 프로필렌을 기상 접촉 산화 반응에 의해 아크롤레인으로 변환시키고, 이것을 기상 접촉 산화 반응시켜 아크릴산을 제조하는 방법으로서, 부산물로서 초산이 생성되며, 이는 아크릴산과 분리가 어려운 문제가 있다. 또한, 상기 프로필렌을 이용한 아크릴산 제조방법은 화석 자원인 원유를 정제해 얻어진 프로필렌을 원료로 하며, 최근의 원유가격 상승이나 지구 온난화 등의 문제를 감안하면 원료 비용이나 환경 오염 측면에서 문제가 있다.
상기 종래의 아크릴산 제조방법의 문제점을 해결하고자, 탄소중립의 바이오매스 원료로부터 아크릴산을 제조하는 방법에 대한 연구가 진행되었다. 예를 들어, 젖산(Lactic Acid, LA)의 기상 탈수 반응을 통해 아크릴산(Acrylic Acid, AA)를 제조하는 방법이 있다. 이 방법은 일반적으로 고온 및 촉매의 존재 하에서 젖산의 분자 내 탈수 반응을 통해 아크릴산을 제조하는 방법이다. 상기 젖산의 탈수 반응을 통해 아크릴산을 포함하는 반응 생성물이 생성되는데, 전환율에 따라서 상기 반응 생성물 내에는 미반응 젖산이 포함된다. 상기 반응 생성물 내 미반응 젖산이 포함되어 있는 경우에는 분리 공정에서 회수해야만 공정의 경제성을 향상시킬 수 있다. 그러나, 상기 젖산은 고농도 및 고온에서 올리고머화 반응이 빠르게 진행되어 이를 회수하는데 어려움이 있었다. 나아가, 젖산을 회수하기 위하여 별도의 증류탑 등을 구비하는 경우 운전에 필요한 에너지를 많이 필요로 하므로 전체적인 공정 비용이 증가되는 문제가 있었다.
이에 대해, 본 발명에서는 상기 종래의 문제를 해결하기 위해서, 젖산의 탈수 반응을 통해 제조된 아크릴산을 포함하는 반응 생성물로부터 증류 공정 전에 젖산을 먼저 분리함으로써, 고농도의 젖산이 고온에 노출되는 시간을 단축하여 젖산의 올리고머화를 방지함으로써 미반응 젖산의 회수율을 향상시킬 수 있을 뿐만 아니라, 후속 공정에서 젖산 분리를 위한 별도의 증류 장치 등의 설비비 및 이의 운전을 위한 운전비를 절감할 수 있는 방법을 제공하고자 한다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 먼저 반응기에 젖산 수용액을 공급하여 탈수 반응시켜 아크릴산을 포함하는 반응 생성물을 제조할 수 있다. 이 때, 상기 탈수 반응은 촉매의 존재 하에 기상 반응으로 수행될 수 있다. 예를 들어, 상기 젖산 수용액의 젖산 농도는 10 중량% 이상, 20 중량% 이상 또는 30 중량% 이상 및 40 중량% 이하, 50 중량% 이하, 60 중량% 이하 또는 70 중량% 이하일 수 있다. 상기 젖산은 고농도로 존재할 경우, 평형반응에 의해 이량체, 삼량체 등의 올리고머가 형성될 수도 있으므로 상기 범위의 농도의 수용액 형태로 사용할 수 있다.
상기 반응기는 통상의 젖산의 탈수 반응이 가능한 반응기를 포함할 수 있으며, 상기 반응기는 촉매가 충전된 반응관을 포함할 수 있고, 상기 반응관에 원료인 젖산 수용액의 휘발 성분을 포함하는 반응 가스를 통과시키면서 기상 접촉반응에 의해 젖산을 탈수시켜 아크릴산을 생성할 수 있다. 상기 반응 가스는 젖산 이외에 농도 조정을 위한 수증기, 질소 및 공기 중 어느 하나 이상의 희석 가스를 더 포함할 수 있다.
상기 반응기의 운전 조건은 통상의 젖산의 탈수 반응 조건 하에서 이루어질 수 있다. 이 때, 상기 반응기의 운전 온도는 반응기의 온도 제어를 위하여 사용되는 열매체 등의 설정 온도를 의미할 수 있다.
상기 젖산의 탈수 반응에 사용되는 촉매는 예를 들어, 황산염계 촉매, 인산염계 촉매 및 질산염계 촉매로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상을 포함할 수 있다. 구체적인 예로서, 상기 황산염은 Na2SO4, K2SO4, CaSO4 및 Al2(SO4)3를 포함할 수 있고, 상기 인산염은 Na3PO4, Na2HPO4, NaH2PO4, K3PO4, K2HPO4, KH2PO4, CaHPO4, Ca3(PO4)2, AlPO4, CaH2P2O7 및 Ca2P2O7을 포함할 수 있으며, 상기 질산염은 NaNO3, KNO3 및 Ca(NO3)2를 포함할 수 있다. 또한, 상기 촉매는 담지체에 담지될 수 있다. 상기 담지체는 예를 들어, 규조토, 알루미나, 실리카, 이산화티타늄, 탄화물 및 제올라이트로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상을 포함할 수 있다.
상기 젖산의 탈수 반응을 통해 제조되는 반응 생성물은 목적하는 생성물인 아크릴산 이외에 물(H2O), 경질 가스 성분 및 미반응 젖산을 포함할 수 있다.
상기 젖산의 탈수 반응을 통해 아크릴산을 제조하는 방법은 종래의 프로필렌을 공기 산화하는 방법 대비 원료 경쟁력을 확보할 수 있고, 환경 오염의 문제를 해소할 수 있으나, 젖산의 전환율이 낮고, 부산물이 다양하게 생성되어 아크릴산의 수율이 낮은 편이다. 따라서, 경제성을 향상시키기 위한 공정 개발이 필요하다. 이에 대해, 본 발명은 미반응 젖산의 회수율을 높일 뿐만 아니라 전체적인 설비비 및 에너지 비용을 절감하여 경제성을 향상시키기 위한 방법을 제공할 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르는 아크릴산 제조방법은 상기 반응 생성물을 제1 냉각탑으로 공급하여 미반응 젖산을 포함하는 하부 분획 및 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산을 포함하는 상부 분획으로 분리하는 단계를 포함할 수 있다.
구체적으로, 상기 반응 생성물을 포함하는 반응기 배출 스트림(1)은 기상스트림이며, 반응기 배출 스트림(1)이 상기 제1 냉각탑(10)으로 공급되어 냉각될 수 있다. 즉, 상기 제1 냉각탑(10)으로 공급된 기상의 반응 생성물 중 비교적 비점이 높은 미반응 젖산은 냉각됨으로써 응축되어 액상의 응축물을 형성하며, 상기 제1 냉각탑(10)의 하부 분획으로 분리될 수 있다. 한편, 상기 반응 생성물 중 미반응 젖산을 제외한 나머지 성분, 구체적으로 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산은 기상으로서 상기 제1 냉각탑(10)의 상부 분획으로 분리될 수 있다. 여기서, 상기 경질 가스 성분은 물 보다 비점이 낮은 성분으로서, 구체적으로는 희석 가스 외에도 일산화탄소, 이산화탄소, 및 아세트알데히드를 포함할 수 있다.
상기 반응 생성물에 포함된 미반응 젖산을 냉각에 의하여 선분리함으로써, 젖산이 고온에 노출됨에 따른 변형, 예를 들어 올리고머화를 방지하여 젖산의 회수율을 높일 수 있고, 회수된 젖산을 다시 아크릴산 제조를 위한 탈수 반응의 원료로서 효율적으로 재사용할 수 있다. 또한 후속 공정에서 미반응 젖산을 분리 및 회수하기 위한 별도의 증류 장치 등을 구비할 필요가 없어지므로 증류 장치 운전을 위한 에너지 비용을 절감할 수 있다. 더 나아가, 미반응 젖산을 후술하는 공비 증류 공정을 거치기 전에 분리시킴으로써 공비 증류에 요구되는 에너지 사용량을 줄일 수 있다.
이를 위하여 상기 제1 냉각탑(10)의 운전 온도는 100 ℃이상, 110 ℃이상 또는 120 ℃이상, 및 180 ℃이하, 170 ℃이하 또는 160 ℃이하일 수 있다. 상기 온도가 100 ℃ 미만인 경우에는 미반응 젖산 이외의 성분도 과량으로 응축될 수 있으며, 회수되는 젖산의 순도가 저하되며, 원하는 생성물인 아크릴산의 손실이 초래될 우려가 있다. 한편, 상기 온도가 상기 온도가 180 ℃ 초과인 경우에는 미반응 젖산이 충분히 응축되지 못하며, 이는 곧 상기 제1 냉각탑(10)의 상부로 미반응 젖산이 배출되므로 젖산의 회수율이 떨어질 뿐만 아니라, 고순도의 아크릴산을 수득하기 어렵게 될 수 있다.
또한, 상기 제1 냉각탑(10)의 운전 압력은 1 kg/cm2 이상, 1.5 kg/cm2 이상 또는 1.8 kg/cm2 이상, 및 20 kg/cm2 이하, 10 kg/cm2 이하 또는 5 kg/cm2 이하일 수 있다. 상기 압력이 높은 경우에 부피 유량을 감소시켜 냉각탑의 장치 비용을 줄일 수 있으나, 냉각탑의 운전 온도가 높아지기 때문지기 때문에 젖산 및 아크릴산의 이합체가 생성될 수 있으므로, 이합체가 생성되지 않는 적절한 운전 압력 설정이 필요하다.
상기 범위 내의 운전 온도 및 운전 압력으로 상기 제1 냉각탑(10)의 운전 조건을 제어함으로써 상기 제1 냉각탑(10)의 하부 배출 스트림과 상부 배출 스트림의 조성을 제어할 수 있으며, 이를 통하여, 상기 제2 냉각탑(20)의 하부로부터 배출되는 아크릴산 수용액 스트림의 조성 제어를 용이하게 할 수 있다.
이러한 관점에서, 상기 제1 냉각탑에서 배출된 상부 분획에는 미반응 젖산이 포함되지 아니할 수 있고, 포함되더라도 미반응 젖산의 함량은 5 중량% 이하, 구체적으로는 3 중량% 이하로 포함될 수 있다.
한편, 상기 제1 냉각탑(10)으로 도입되는 반응 생성물에 포함된 물의 유량(kg/hr) 대비 제1 냉각탑 하부로 배출되는 스트림 내 물의 유량의 비율은 15 중량% 이하일 수 있고, 상기 제1 냉각탑(10)으로 도입되는 반응 생성물에 포함된 아크릴산의 유량(kg/hr) 대비 제1 냉각탑 하부로 배출되는 스트림 내 아크릴산의 유량의 비율은 15 중량% 이하일 수 있다.
종래 아크릴산의 제조방법에 있어서, 냉각탑이 사용되더라도 이는 기상의 반응 생성물을 아크릴산 정제 공정에 도입하기 적절하도록 냉각하는 것이었고, 물질의 분리를 위하여 냉각하는 것이 아니었다. 냉각에 의하여 물질을 분리하는 경우 원하는 순도의 물질을 회수하기가 어렵기 때문이다. 그러나 본 발명은 냉각탑의 냉각량을 제어하여 냉각되는 성분의 양을 조절하여 본래의 목적인 반응 생성물의 냉각 이외에도 물질의 분리라는 효과도 아울러 얻을 수 있다.
한편, 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산을 포함하는 상기 상부 분획은 상기 제1 냉각탑(10)의 상부 배출 스트림(12)로서 제2 냉각탑(20)으로 공급될 수 있다. 한편, 상기 미반응 젖산을 포함하는 상기 하부 분획은 상기 제1 냉각탑(10)의 하부 배출 스트림(11)으로서 배출되고, 상기 하부 배출 스트림(11)으로부터 회수된 젖산은 상기 반응기로 공급되어 젖산의 탈수 반응에 재이용될 수 있다.
이어, 제2 냉각탑(20)으로 공급된 상기 제1 냉각탑(10)의 상부 배출 스트림(12)은 추가로 냉각됨으로써, 물 및 아크릴산을 포함하는 하부 분획과 경질 가스 성분을 포함하는 상부 분획으로 분리될 수 있다.
상기 제2 냉각탑(20)의 운전 온도는 60 ℃ 이상, 80 ℃ 이상 또는 100 ℃ 이상, 및 140 ℃ 이하, 130 ℃ 이하 또는 120 ℃ 이하일 수 있고, 운전 압력은 0.8 kg/cm2 이상, 1.0 kg/cm2 이상 또는 1.3 kg/cm2 이상, 및 20 kg/cm2 이하, 10 kg/cm2 이하 또는 5 kg/cm2 이하일 수 있다. 상기 범위 내의 운전 온도 및 운전 압력으로 상기 제2 냉각탑(20)의 운전 조건을 제어함으로써 상기 제2 냉각탑(20)의 상부 배출 스트림(24)으로 분리되는 경질 가스 성분의 조성을 제어하여 아크릴산의 손실을 최소화함과 동시에 희석 가스와 아세트알데히드를 포함하는 경질 가스 성분을 계외로 제거할 수 있고, 상기 제2 냉각탑(20)의 하부로부터 배출되는 아크릴산과 물을 포함하는 아크릴산 수용액 스트림(21)의 조성을 제어할 수 있다.
한편, 상기 물 및 아크릴산을 포함하는 제2 냉각탑(20)의 하부 분획으로부터 유래한 상기 아크릴산 수용액 스트림(21)은 아크릴산을 수득하기 위한 정제 공정으로 도입될 수 있다. 상기 정제 공정은 아크릴산 수용액 내 물 및 일부 불순물로부터 고순도의 아크릴산을 수득하기 위한 공정으로서, 수득되는 아크릴산을 고순도로 회수하여야 할 뿐만 아니라, 경제성을 고려하여 공정에 수반되는 에너지 사용량을 저감할 수 있어야 한다.
예를 들어, 상기 정제 공정은 상기 아크릴산 수용액을 추출탑에서 추출 용매를 사용하여 아크릴산과 추출 용매를 포함하는 추출액과 물을 포함하는 추잔액으로 분리하는 추출 공정에 의하여 수행될 수 있다. 그러나, 추출 공정에 의하는 경우 증류 공정보다는 에너지 사용량을 저감할 수 있다는 장점은 있으나, 물과 함께 제거되어야 하는 일부 부산물이 추출액에 포함됨으로써 고순도의 아크릴산을 얻기가 어려울 수 있다.
한편, 상기 정제 공정의 다른 예로서 상기 정제 공정이 공비 증류 공정에 의하여 수행될 수도 있다. 이 경우 공비 용매의 사용을 전제로 물과 아크릴산의 분리 효율이 단순한 추출 공정에 비하여 높아지므로 고순도의 아크릴산을 얻을 수 있다는 장점이 있으나, 이는 비열이 높은 물의 증류를 수반하므로 과도한 에너지 사용량을 요구하므로 경제성 측면에서는 덜 바람직할 수 있다.
따라서, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 아크릴산 수용액 스트림(21)의 일부를 제1 아크릴산 수용액 스트림(22)으로서 추출탑(100)으로 공급하고, 나머지를 제2 아크릴산 수용액 스트림(23)으로서 공비 증류탑(200)으로 공급하여 상기 추출 공정과 공비 증류 공정을 병행하는 방식으로 상기 정제 공정을 수행할 수 있다. 즉, 상기 아크릴산 수용액 스트림(21)을 나누어 추출탑(100) 및 공비 증류탑(200)으로 공급함으로써, 후속 공정의 에너지 사용량을 절감할 수 있을 뿐만 아니라, 상기 아크릴산 수용액 스트림(21) 내 일부 포함될 수 있는 부산물의 효율적인 분리를 달성할 수 있다.
구체적으로, 분기 전의 상기 아크릴산 수용액 스트림(21), 즉 분기 후의 제1 아크릴산 수용액 스트림 및 제2 아크릴산 수용액 스트림의 총 유량 대비 상기 추출탑으로 공급되는 제1 아크릴산 수용액 스트림(22)의 유량비는 30 중량% 내지 70 중량%일 수 있고, 구체적으로는 40 중량% 내지 50 중량%일 수 있다. 상기 유량비가 30 중량% 이상인 경우에 공비 증류탑(200)으로 도입되는 유량이 감소하며 공비 증류탑(200)에서 비열이 높은 물을 증류함에 소모되는 에너지의 양을 줄일 수 있다. 한편, 상기 유량비가 70 중량% 이하인 경우에 공비 증류탑(200) 상부로 부산물을 효율적으로 분리시켜 계 내에 상기 부산물의 축적을 방지할 수 있으며, 동시에 고순도의 아크릴산을 수득할 수 있고, 추출탑(100)에서 물의 제거를 위하여 필요한 추출제의 양을 줄일 수 있고, 공비 증류탑(200)에 투입되는 추출제의 유량이 감소하여 증류에 소모되는 에너지의 양을 줄일 수 있으며, 부산물을 효율적으로 분리시켜 고순도의 아크릴산을 수득할 수 있다.
한편, 상기 추출탑(100)은 큰 에너지 사용 없이 제1 아크릴산 수용액 스트림(22)에 포함된 대부분의 물을 제거시키고, 이를 공비 증류탑(200)에 공급함으로써, 후술할 공비 증류탑(200)에서 공비 증류에 사용되는 에너지를 절감할 수 있게 한다. 이러한 측면에서 상기 추출탑(100)에서의 추출은 추출 용매와 상기 추출탑 공급 스트림을 액-액 접촉 방식에 의하여 접촉시키는 것이 전체 공정의 에너지 효율 향상 측면에서 바람직하다.
이때, 상기 추출 용매는 물과 공비를 이룰 수 있고 아크릴산과는 공비를 이루지 않지만 충분히 추출할 수 있는 탄화수소류 용매일 수 있으며, 또한 10 내지 120 ℃의 끓는점을 갖는 것이 추출 공정상 유리하다. 구체적으로, 상기 추출 용매는 벤젠(benzene), 톨루엔(toluene), 자일렌(xylene), n-헵탄(n-heptane), 사이클로헵탄(cycloheptane), 사이클로헵텐(cycloheptene), 1-헵텐(1-heptene), 에틸-벤젠(ethyl-benzene), 메틸-사이클로헥산(methyl-cyclohexane), n-부틸 아세테이트(n-butyl acetate), 이소부틸 아세테이트(isobutyl acetate), 이소부틸 아크릴레이트(isobutyl acrylate), n-프로필 아세테이트(n-propyl acetate), 이소프로필 아세테이트(isopropyl acetate), 메틸 이소부틸 케톤(methyl isobutyl ketone), 2-메틸-1-헵텐(2-methyl-1-heptene), 6-메틸-1-헵텐(6-methyl-1-heptene), 4-메틸-1-헵텐(4-methyl-1-heptene), 2-에틸-1-헥센(2-ethyl-1-hexene), 에틸사이클로펜탄(ethylcyclopentane), 2-메틸-1-헥센(2-methyl-1-hexene), 2,3-디메틸펜탄(2,3-dimethylpentane), 5-메틸-1-헥센(5-methyl-1-hexene) 및 이소프로필-부틸-에테르(isopropyl-butyl-ether)로 이루어진 군에서 선택되는 1종 이상의 용매일 수 있다.
또한, 상기 추출탑(100)은 액-액 접촉 방식에 따른 추출 장치가 이용될 수 있다. 비제한적인 예를 들면, 상기 추출 장치는 Karr type의 왕복 플레이트 컬럼(Karr reciprocating plate column), 회전-원판형 컬럼(rotary-disk contactor), Scheibel 컬럼, Kuhni 컬럼, 분무 추출탑(spray extraction tower), 충진 추출탑(packed extraction tower), 펄스 충진컬럼(pulsed packed column), 혼합-침강기(mixer-settler)의 뱅크, 믹서 및 원심분리기(centrifugal counter current extractor) 등일 수 있다.
이와 같은 방법으로 추출탑(100)으로 공급된 제1 아크릴산 수용액 스트림(22) 내 물이 상당 부분 제거되고, 추출 용매 및 아크릴산을 포함하는 추출액(extract)이 얻어지며, 상기 추출액은 추출탑 상부 배출 스트림(102)으로서 상기 공비 증류탑(200)에 공급될 수 있다.
또한, 상기 추출 공정을 통해 제1 아크릴산 수용액 스트림(22)에 포함되어 있는 물은 추잔액(raffinate)으로 회수될 수 있다. 회수된 추잔액은 추출탑 하부 배출 스트림(101)으로 배출될 수 있다. 이처럼 상기 추출 공정에서 물이 회수됨에 따라, 후술하는 증류 공정의 운전 부담을 줄여 에너지 소비량을 크게 낮출 수 있다.
이어, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 아크릴산 수용액 스트림(23) 및 상기 추출탑 상부 배출 스트림(102)은 공비 증류탑(200)으로 공급되고, 이들 스트림에 대한 증류 공정이 수행될 수 있다. 상기 공비 증류탑(200)으로 공급되는 스트림에 대한 공비 증류탑(200) 내에서의 증류 공정은, 공비 증류에 의하여 물 및 추출 용매를 포함하는 상부 분획과 아크릴산을 포함하는 하부 분획을 분리하는 공정일 수 있다.
본 발명에 따르면, 공비 증류탑(200)에서의 증류는 공비 용매의 존재 하에 수행되는 것이 공정상 유리하다. 여기서, 상기 공비 용매는 물 과 공비를 이룰 수 있고, 아크릴산과는 공비를 이루지 않는 소수성 용매로서, 상기 물성을 만족하는 탄화수소계 용매가 제한 없이 적용될 수 있다. 그리고, 상기 공비 용매는 아크릴산보다 끓는점이 낮은 것일 수 있으며, 바람직하게는 10 내지 120 ℃의 끓는점을 갖는 것일 수 있다.
본 발명에 따르면, 상기 물성을 만족하는 공비 용매는 벤젠(benzene), 톨루엔(toluene), 자일렌(xylene), n-헵탄(n-heptane), 사이클로헵탄(cycloheptane), 사이클로헵텐(cycloheptene), 1-헵텐(1-heptene), 에틸-벤젠(ethyl-benzene), 메틸-사이클로헥산(methyl-cyclohexane), n-부틸 아세테이트(n-butyl acetate), 이소부틸 아세테이트(isobutyl acetate), 이소부틸 아크릴레이트(isobutyl acrylate), n-프로필 아세테이트(n-propyl acetate), 이소프로필 아세테이트(isopropyl acetate), 메틸 이소부틸 케톤(methyl isobutyl ketone), 2-메틸-1-헵텐(2-methyl-1-heptene), 6-메틸-1-헵텐(6-methyl-1-heptene), 4-메틸-1-헵텐(4-methyl-1-heptene), 2-에틸-1-헥센(2-ethyl-1-hexene), 에틸사이클로펜탄(ethylcyclopentane), 2-메틸-1-헥센(2-methyl-1-hexene), 2,3-디메틸펜탄(2,3-dimethylpentane), 5-메틸-1-헥센(5-methyl-1-hexene) 및 이소프로필-부틸-에테르(isopropyl-butyl-ether)로 이루어진 군에서 선택되는 1종 이상의 용매일 수 있다.
그리고, 상기 공비 용매는 추출탑(100)에 적용되는 추출 용매와 같거나 다른 것일 수 있다. 다만, 연속 공정에 따른 생산 효율 등을 감안하여, 상기 공비 용매는 추출 용매와 같은 것이 바람직하다. 이와 같이 공비 용매와 추출 용매로 같은 화합물이 사용될 경우, 공비 증류탑(200)에서 증류되어 회수된 공비 용매의 적어도 일부는 추출탑(100)로 공급되어 추출 용매의 일부로 사용될 수 있다.
상기와 같은 공비 증류탑(200)으로 공비 용매가 투입되면 아크릴산 및 물의 공비가 깨지게 된다. 그에 따라, 제2 아크릴산 수용액 스트림(23) 내의 물과 공비 증류에 사용된 공비 용매가 함께 공비를 이루어 공비 증류탑(200)의 상부 분획으로 회수될 수 있다. 그리고, 공비 증류탑(200)의 하부로는 아크릴산을 포함하는 하부 분획(201)이 회수될 수 있다.
이렇게 회수된 공비 증류탑의 상부 분획은 공비 증류탑 상부 배출 스트림(202)을 통하여 층 분리기로 공급될 수 있다. 층 분리기는 액-액 층 분리기로서, 서로 섞이지 않는 유체를 밀도 차이에 의하여 중력 또는 원심력 등을 이용하여 분리하기 위한 장치로서, 상대적으로 가벼운 액체는 층 분리기의 상부로, 상대적으로 무거운 액체는 층 분리기의 하부로 분리될 수 있다. 구체적으로, 층 분리기에 공급된 공비 증류탑 상부 배출 스트림(202)은 공비 용매를 포함하는 유기층과 물을 포함하는 수층으로 분리될 수 있다.
또한, 층 분리기에서 분리된 상기 유기층은 층 분리기 배출 스트림으로 배출되며, 공비 용매 또는 추출 용매를 포함하는 상기 층 분리기 배출 스트림은 추출탑 및 공비 증류탑 중 하나 이상으로 순환되어 공비 용매 또는 추출 용매로 재사용될 수 있다.
이상, 본 발명에 따른 아크릴산 제조방법을 기재 및 도면에 도시하였으나, 상기의 기재 및 도면의 도시는 본 발명을 이해하기 위한 핵심적인 구성만을 기재 및 도시한 것으로, 상기 기재 및 도면에 도시한 공정 및 장치 이외에, 별도로 기재 및 도시하지 않은 공정 및 장치는 본 발명에 따른 아크릴산 제조방법을 실시하기 위해 적절히 응용되어 이용될 수 있다.
이하, 실시예에 의하여 본 발명을 더욱 상세하게 설명하고자 한다. 그러나, 하기 실시예는 본 발명을 예시하기 위한 것으로 본 발명의 범주 및 기술사상 범위 내에서 다양한 변경 및 수정이 가능함은 통상의 기술자에게 있어서 명백한 것이며, 이들 만으로 본 발명의 범위가 한정되는 것은 아니다.
실시예
실시예 1
도 1에 도시된 공정 흐름도에 따라, Aspen 사의 Aspen Plus 시뮬레이터를 이용하여, 아크릴산 제조 공정을 시뮬레이션 하였다.
구체적으로, 반응기에 30 중량%의 젖산 수용액과, 희석 가스로서 질소(N2)를 공급하여 탈수 반응을 통해 미반응 젖산, 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산을 포함하는 반응 생성물을 제조하였다.
상기 반응 생성물을 포함하는 반응기 배출 스트림을 제1 냉각탑(10)으로 공급하였다. 상기 제1 냉각탑(10)에서 반응기 배출 스트림을 응축시키고, 미반응 젖산을 포함하는 제1 냉각탑 하부 배출 스트림(11)과 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산을 포함하는 제1 냉각탑 상부 배출 스트림(12)로 분리하였다. 이 때, 상기 제1 냉각탑(10)의 하부 운전 온도를 125℃로, 상부 운전 압력을 1.9 kg/cm2으로 제어하였다.
이어, 제1 냉각탑 상부 배출 스트림(12)을 제2 냉각탑(20)으로 공급하여 냉각 및 응축시킴으로써, 물 및 아크릴산을 포함하는 제2 냉각탑의 하부 배출 스트림(21)과 질소를 포함하는 경질 가스 성분을 제2 냉각탑의 상부 배출 스트림(24)로 분리하였다. 이 때, 상기 제2 냉각탑(20)의 하부 운전 온도를 107℃로, 상부 운전 압력을 1.3 kg/cm2으로 제어하였다.
제2 냉각탑의 하부 배출 스트림(21)의 일부를 제1 아크릴산 수용액 스트림(22)으로서 추출탑(100)으로 공급하고, 나머지를 제2 아크릴산 수용액 스트림(23)으로서 공비 증류탑(200)으로 공급하되, 제2 냉각탑의 하부 배출 스트림(21)의 유량 대비 상기 추출탑(100)으로 공급되는 제1 아크릴산 수용액 스트림(22)의 질량 유량비는 50 중량%로 유지하였다.
한편, 상기 추출탑(100)에서는 추출 용매로서 톨루엔을 사용하여 아크릴산을 용해시킨 후 아크릴산과 추출 용매를 포함하는 추출액을 상기 추출탑(100) 상부 배출 스트림(102)으로 분리하여 상기 공비 증류탑(200)으로 공급하고, 상기 추출탑(100)의 하부 배출 스트림(101)으로는 물을 분리하였다.
또한, 제2 아크릴산 수용액 스트림(23) 및 추출탑(100) 상부 배출 스트림(102)이 공급된 공비 증류탑(200)에서 증류를 수행하여, 하부로는 아크릴산을 수득하고, 상부로는 물과 추출 용매를 포함하는 스트림을 배출시켰다. 이어, 물과 추출 용매를 포함하는 스트림을 층 분리기로 공급하여 물과 추출 용매를 분리한 후, 물은 계 외로 배출시키고, 추출 용매는 추출탑(100)과 공비 증류탑(200)으로 나누어 순환시켰다.
이 때, 각 스트림 내 성분별 유량(kg/hr)과 조성(wt%)을 하기 표 1에 나타내었다.
성분 단위 1 2 3 4 5 6 7 8
유량 11000 1362 9638 1023 8615 2949 3928 1738
N2 kg/hr 1000 0 1000 1000 0 0 0 0
젖산 kg/hr 600 535 65 0 65 26 0 38
물 kg/hr 7480 612 6868 22 6846 2917 3928 0
아크릴산 kg/hr 1920 214 1706 1 1705 5 0 1699
조성
N2 wt% 9% 0% 12% 98% 0% 0% 0% 0%
젖산 wt% 5% 39% 1% 0% 1% 1% 0% 2%
물 wt% 68% 45% 71% 2% 79% 99% 100% 0%
아크릴산 wt% 17% 16% 18% 0% 20% 0% 0% 98%
실시예 2
도 1에 도시된 공정 흐름도에 따라, Aspen 사의 Aspen Plus 시뮬레이터를 이용하여, 아크릴산 제조 공정을 시뮬레이션 하였다.
구체적으로, 실시예 1 대비 반응기에 40 중량%의 젖산 수용액을 공급한 것과 제1 냉각탑(10)의 하부 온도를 133 ℃로 제어한 것을 제외하고는 실시예 1과 동일한 방법으로 실시하였다.
이 때, 각 스트림 내 성분별 유량(kg/hr)과 조성(wt%)을 하기 표 2에 나타내었다.
성분 단위 1 2 3 4 5 6 7 8
유량 11000 2729 8271 1023 7248 1742 3942 1567
N2 kg/hr 1000 0 1000 1000 0 0 0 0
젖산 kg/hr 2000 1740 260 0 260 72 0 188
물 kg/hr 6400 769 5631 22 5609 1669 3940 0
아크릴산 kg/hr 1600 220 1380 1 1379 0 0 1379
조성
N2 wt% 9% 0% 12% 98% 0% 0% 0% 0%
젖산 wt% 18% 64% 3% 0% 4% 4% 0% 12%
물 wt% 58% 28% 68% 2% 77% 96% 100% 0%
아크릴산 wt% 15% 8% 17% 0% 19% 0% 0% 88%
비교예
비교예 1
도 2에 도시된 공정 흐름도에 따라, Aspen 사의 Aspen Plus 시뮬레이터를 이용하여, 아크릴산 제조 공정을 시뮬레이션 하였다.
비교예 1은 1기의 냉각탑을 사용하여 경질 가스 성분을 분리하며, 아크릴산이 회수되는 스트림 내 아크릴산의 함량을 실시예 1과 동일하게 98 wt%로 구현하기 위하여 추출탑 및 공비 증류탑의 하류에 별도의 증류탑을 사용한 경우이다.
실시예 1과 마찬가지의 젖산 수용액을 사용하여 반응 생성물을 제조하였다. 구체적으로, 반응기에 30 중량%의 젖산 수용액과, 희석 가스로서 질소(N2)를 공급하여 탈수 반응을 통해 미반응 젖산, 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산을 포함하는 반응 생성물을 제조하였다.
상기 반응 생성물을 냉각탑(10)에 공급하여 상부로 질소 등 경질 가스 성분을 분리하고, 하부로는 젖산, 아크릴산 및 물을 포함하는 스트림을 분리하였다. 이 때, 상기 냉각탑(10)의 하부 운전 온도를 108 ℃로, 상부 운전 압력을 1.3 kg/cm2으로 제어하였다.
이후, 상기 냉각탑(10)의 하부 배출 스트림의 일부를 추출탑(100)으로 공급하고, 나머지를 공비 증류탑(200)으로 공급하되, 냉각탑의 하부 배출 스트림의 유량 대비 상기 추출탑(100)으로 공급되는 아크릴산 수용액 스트림의 질량 유량비는 50 중량%로 유지하였다.
한편, 상기 추출탑(100)에서는 추출 용매로서 톨루엔을 사용하여 아크릴산을 용해시킨 후 아크릴산과 추출 용매를 포함하는 추출액을 상기 추출탑(100) 상부 배출 스트림으로 분리하여 상기 공비 증류탑(200)으로 공급하였다. 이어, 공비 증류탑(200)에서 증류를 수행하여, 젖산과 아크릴산을 포함하는 하부 배출 스트림과 물과 추출 용매를 포함하는 상부 배출 스트림을 분리하였다.
상기 추출탑(100)의 하부 배출 스트림과 상기 공비 증류탑(200)의 하부 배출 스트림은 모두 젖산을 포함하였고, 각각에 포함된 젖산을 분리하기 위하여 제1 및 제2 젖산 분리탑(300, 400)을 도입하여야 했다.
구체적으로, 상기 제1 젖산 분리탑(300)에 의하여 상기 추출탑(100)의 하부 배출 스트림내 포함된 젖산과 물이 증류에 의하여 분리되며, 상기 제2 젖산 분리탑(400)에 의하여 상기 공비 증류탑(200)에 포함된 젖산과 아크릴산이 증류에 의하여 분리되었다.
한편, 아크릴산은 상기 제2 젖산 분리탑(400)의 상부로부터 수득되었고, 실시예 1과 동일한 아크릴산 함량(98wt%)을 달성하기 위하여, 상기 제1 및 제2 젖산 분리탑(300, 400)에서 필요한 에너지는 각각 1.65 Gcal/hr 및 0.18 Gcal/hr이었다.
비교예 1의 각 스트림 내 성분별 유량(kg/hr)과 조성(wt%)을 하기 표 3에 나타내었다.
성분 단위 1 2 3 4 5 6 7 8
유량 11000 1023 9977 4275 2669 811 1737 485
N2 kg/hr 1000 1000 0 0 0 0 0 0
젖산 kg/hr 600 0 600 0 0 246 37 317
물 kg/hr 7480 22 7458 4275 2622 555 6 0
아크릴산 kg/hr 1920 1 1919 0 46 10 1694 168
조성
N2 wt% 9% 98% 0% 0% 0% 0% 0% 0%
젖산 wt% 5% 0% 6% 0% 0% 30% 2% 65%
물 wt% 68% 2% 75% 100% 98% 68% 0% 0%
아크릴산 wt% 17% 0% 19% 0% 2% 1% 98% 35%
비교예 2
도 2에 도시된 공정 흐름도에 따라, Aspen 사의 Aspen Plus 시뮬레이터를 이용하여, 아크릴산 제조 공정을 시뮬레이션 하였다.
구체적으로, 비교예 1 대비 반응기에 40 중량%의 젖산 수용액을 공급한 것과 냉각탑(10)의 하부 온도를 109 ℃로 제어한 것을 제외하고는 비교예 1과 동일한 방법으로 실시하였다.
비교예 2의 경우에, 반응기에 40 중량%의 젖산 수용액이 공급된 실시예 2와 비교하여, 아크릴산이 회수되는 스트림 내의 동일한 아크릴산 함량(88wt%)을 달성하기 위하여, 상기 제1 및 제2 젖산 분리탑(300, 400)에서 필요한 에너지는 각각 1.35 Gcal/hr 및 0.16 Gcal/hr이었다.
비교예 2의 각 스트림 내 성분별 유량(kg/hr)과 조성(wt%)을 하기 표 4에 나타내었다.
성분 단위 1 2 3 4 5 6 7 8
유량 11000 1023 9977 4482 983 1412 1567 1533
N2 kg/hr 1000 1000 0 0 0 0 0 0
젖산 kg/hr 2000 0 2000 0 0 498 188 1314
물 kg/hr 6400 22 6378 4481 983 914 0 0
아크릴산 kg/hr 1600 1 1599 1 0 0 1379 219
조성
N2 wt% 9% 98% 0% 0% 0% 0% 0% 0%
젖산 wt% 18% 0% 20% 0% 0% 35% 12% 86%
물 wt% 58% 2% 64% 100% 100% 65% 0% 0%
아크릴산 wt% 15% 0% 16% 0% 0% 0% 88% 14%
즉, 위 실시예 1 및 비교예 1은 젖산의 탈수 반응을 위한 젖산 수용액의 농도가 30 wt%인 경우이다. 표 1 및 표 3을 참고할 때, 실시예 1과 같이 2 기의 냉각탑을 사용하여 미반응 젖산과 경질 가스 성분을 분리하는 경우에 비교예 1 대비 동일한 아크릴산 함량(98wt%)를 달성하기 위한 전체 공정 에너지를 절감할 수 있었다. 구체적으로 비교예 1의 경우 미반응 젖산을 회수하기 위한 별도의 증류탑을 운전하기 위하여 1.83 Gcal/hr의 에너지를 필요로 하였고, 이는 회수되는 미반응 젖산(유량: 0.563 ton/hr)에 대하여 약 3.3 Gcal/ton의 에너지를 필요로 하였다.
마찬가지로, 위 실시예 2 및 비교예 2은 젖산의 탈수 반응을 위한 젖산 수용액의 농도가 40 wt%인 경우이다. 표 2 및 표 4를 참고할 때, 실시예 2과 같이 2 기의 냉각탑을 사용하여 미반응 젖산과 경질 가스 성분을 분리하는 경우에 비교예 2 대비 동일한 아크릴산 함량(88wt%)를 달성하기 위한 전체 공정 에너지를 절감할 수 있었다. 구체적으로 비교예 2의 경우 미반응 젖산을 회수하기 위한 별도의 증류탑을 운전하기 위하여 1.51 Gcal/hr의 에너지를 필요로 하였고, 이는 회수되는 미반응 젖산(유량: 1.812 ton/hr)에 대하여 약 0.8 Gcal/ton의 에너지를 필요로 하였다.

Claims (10)

  1. 젖산 수용액을 반응기에 공급하여 탈수 반응시켜 미반응 젖산, 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산을 포함하는 반응 생성물을 수득하는 단계,
    상기 반응 생성물을 제1 냉각탑으로 공급하여 미반응 젖산을 포함하는 하부 분획 및 물, 경질 가스 성분 및 아크릴산을 포함하는 상부 분획으로 분리하는 단계,
    상기 제1 냉각탑의 상부 분획을 제2 냉각탑으로 공급하여 물 및 아크릴산을 포함하는 하부 분획을 분리하는 단계, 및
    상기 제2 냉각탑의 하부 분획을 정제하여 아크릴산을 수득하는 단계를 포함하는 아크릴산 제조방법.
  2. 제1항에 있어서,
    상기 제1 냉각탑의 운전 온도는 100 ℃ 내지 180 ℃이고, 운전 압력은 1 kg/cm2 내지 20 kg/cm2인 아크릴산 제조방법.
  3. 제1항에 있어서,
    상기 제1 냉각탑에서 배출된 상부 분획에 포함된 미반응 젖산의 함량은 5 중량% 이하인 아크릴산 제조방법.
  4. 제1항에 있어서,
    상기 제2 냉각탑의 운전 온도는 60 ℃ 내지 140 ℃이고, 운전 압력은 0.8 kg/cm2 내지 20 kg/cm2인 아크릴산 제조방법.
  5. 제1항에 있어서,
    상기 제1 냉각탑의 하부 분획으로부터 미반응 젖산을 회수하고, 회수된 미반응 젖산을 반응기로 순환시키는 아크릴산 제조방법.
  6. 제1항에 있어서,
    상기 반응 생성물에 포함된 아크릴산의 유량 대비 상기 제1 냉각탑의 하부 배출 스트림 내 포함된 아크릴산의 유량의 비율은 15 중량% 이하인 아크릴산 제조방법.
  7. 제1항에 있어서,
    제2 냉각탑의 상부로 경질 가스 성분을 분리하는 아크릴산 제조방법.
  8. 제1항에 있어서,
    상기 제2 냉각탑의 하부 분획의 일부를 제1 아크릴산 수용액 스트림으로서 추출탑으로 공급하고, 나머지를 제2 아크릴산 수용액 스트림으로서 공비 증류탑으로 공급하며,
    상기 추출탑에서 얻어지는 아크릴산 및 추출 용매를 포함하는 추출액을 공비 증류탑으로 공급하고,
    상기 공비 증류탑의 하부 분획으로부터 아크릴산을 수득하는 아크릴산 제조방법.
  9. 제8항에 있어서,
    제1 아크릴산 수용액 스트림 및 제2 아크릴산 수용액 스트림의 총 유량 대비 상기 추출탑으로 공급되는 제1 아크릴산 수용액 스트림의 질량 유량비는 30 중량% 내지 70 중량%인 아크릴산 제조방법.
  10. 제8항에 있어서,
    상기 공비 증류탑 상부 분획을 층 분리기에 공급하여 물과 추출 용매를 분리하고, 분리된 추출 용매는 추출탑 및 공비 증류탑 중 하나 이상으로 순환시키는 아크릴산 제조방법.
PCT/KR2023/006774 2022-09-14 2023-05-18 아크릴산 제조방법 WO2024058338A1 (ko)

Priority Applications (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
EP23837534.9A EP4361124A1 (en) 2022-09-14 2023-05-18 Method for preparing acrylic acid
JP2024509455A JP2024535987A (ja) 2022-09-14 2023-05-18 アクリル酸の製造方法
CN202380012994.6A CN118119590A (zh) 2022-09-14 2023-05-18 制备丙烯酸的方法

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
KR10-2022-0115905 2022-09-14
KR1020220115905A KR20240037081A (ko) 2022-09-14 2022-09-14 아크릴산 제조방법

Publications (1)

Publication Number Publication Date
WO2024058338A1 true WO2024058338A1 (ko) 2024-03-21

Family

ID=89722993

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
PCT/KR2023/006774 WO2024058338A1 (ko) 2022-09-14 2023-05-18 아크릴산 제조방법

Country Status (5)

Country Link
EP (1) EP4361124A1 (ko)
JP (1) JP2024535987A (ko)
KR (1) KR20240037081A (ko)
CN (1) CN118119590A (ko)
WO (1) WO2024058338A1 (ko)

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2009242285A (ja) * 2008-03-31 2009-10-22 Mitsubishi Chemicals Corp アクリル酸の製造方法
JP2014189510A (ja) * 2013-03-26 2014-10-06 Nippon Shokubai Co Ltd アクリル酸の製造方法
KR20160122749A (ko) * 2014-02-20 2016-10-24 알케마 인코포레이티드 아크릴산의 제조 공정 및 시스템
KR20170113177A (ko) * 2016-03-29 2017-10-12 아르끄마 프랑스 개선된 (메트)아크릴산 제조 방법
KR20220078233A (ko) * 2020-12-03 2022-06-10 주식회사 엘지화학 아크릴산 제조방법

Family Cites Families (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPH0274838U (ko) 1988-11-25 1990-06-07

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP2009242285A (ja) * 2008-03-31 2009-10-22 Mitsubishi Chemicals Corp アクリル酸の製造方法
JP2014189510A (ja) * 2013-03-26 2014-10-06 Nippon Shokubai Co Ltd アクリル酸の製造方法
KR20160122749A (ko) * 2014-02-20 2016-10-24 알케마 인코포레이티드 아크릴산의 제조 공정 및 시스템
KR20170113177A (ko) * 2016-03-29 2017-10-12 아르끄마 프랑스 개선된 (메트)아크릴산 제조 방법
KR20220078233A (ko) * 2020-12-03 2022-06-10 주식회사 엘지화학 아크릴산 제조방법

Also Published As

Publication number Publication date
EP4361124A1 (en) 2024-05-01
KR20240037081A (ko) 2024-03-21
CN118119590A (zh) 2024-05-31
JP2024535987A (ja) 2024-10-04

Similar Documents

Publication Publication Date Title
WO2017217708A1 (ko) 용매 회수 장치 및 용매 회수 방법
WO2015005726A1 (ko) 비스페놀a 제조 장치 및 제조 방법
WO2024058338A1 (ko) 아크릴산 제조방법
WO2013039288A1 (ko) 에너지 기여 결합 증류를 이용한 방향족 화합물 산화반응시 반응기 배출물로부터 물을 분리하고 카르복실산을 회수하는 장치 및 방법
WO2024058340A1 (ko) 아크릴산 제조방법
WO2024058339A1 (ko) 아크릴산 제조방법
WO2017003209A1 (ko) 증류 장치
US20110021789A1 (en) Process for separating off fumaric acid and other minor components during the production of maleic anhydride
WO2023063526A1 (ko) 아크릴산 제조방법
WO2023063525A1 (ko) 아크릴산 제조방법
WO2023063549A1 (ko) 아크릴산 제조방법
WO2024049101A1 (ko) 고순도 (메트)아크릴산의 제조방법
KR20030093326A (ko) 말레산 무수물의 흡수를 위해 사용된 유기 용매를정제하는 방법
WO2024049105A1 (ko) 고순도 (메트)아크릴산의 제조방법
WO2024049103A1 (ko) 고순도 (메트)아크릴산의 제조방법
WO2022119127A1 (ko) 아크릴산 제조방법
WO2024049106A1 (ko) 고순도 (메트)아크릴산의 제조방법
WO2024049107A1 (ko) 고순도 (메트)아크릴산의 제조방법
WO2012115356A2 (ko) 방향족 화합물 산화반응시 반응기 배출물로부터 초산을 회수하는 방법
KR20240037085A (ko) 아크릴산 제조방법
WO2022235025A1 (ko) 이소프로필 알코올 제조방법
KR20240037088A (ko) 아크릴산 제조방법
WO2023101296A1 (ko) 카보네이트의 제조 방법
KR20240031053A (ko) 고순도 아크릴산의 제조방법
KR20240031054A (ko) 고순도 아크릴산의 제조방법

Legal Events

Date Code Title Description
WWE Wipo information: entry into national phase

Ref document number: 202380012994.6

Country of ref document: CN

ENP Entry into the national phase

Ref document number: 2023837534

Country of ref document: EP

Effective date: 20240118

WWE Wipo information: entry into national phase

Ref document number: 202417009689

Country of ref document: IN

ENP Entry into the national phase

Ref document number: 2024509455

Country of ref document: JP

Kind code of ref document: A

REG Reference to national code

Ref country code: BR

Ref legal event code: B01A

Ref document number: 112024002829

Country of ref document: BR