专利名称：一种采用反应精馏技术生产甲酸的方法
技术领域：
本发明涉及一种甲酸的生产方法，尤其涉及一种碳ー化工生产中以CO和甲醇为原料羰基化合成甲酸甲酷，并进一歩水解生产甲酸的方法。
背景技术：
甲酸是ー种重要的Cl化工原料，其生产方法主要有甲酸钠法和甲酸甲酯水解法；甲酸钠法是较早的生产方法，存在生产エ艺落后、成本高、环境污染严重且难以大規模连续生产等问题，仅适用于小型化工生产。甲酸甲酯水解法是目前普遍采用的连续化生产方法，是将甲酸甲酯先水解为甲酸和甲醇，再将水解产物精馏分离的传统方法；由于甲酸甲酯水解平衡常数较低(反应温度下为0. 2左右)，反应生成的甲酸和甲醇在精馏分离过程中很容易发生再酯化反应又重新生成甲酸甲酷，从而使得生产中单程浄水解率较低，现有生产エ艺在原料水酯摩尔比2-4:1条件下单程水解率一般只有20%左右，由于需将大量未水解的甲酸甲酯进一歩分离提纯再循环使用，导致负荷较大，能耗较高。近年来，国内外对甲酸甲酯水解エ艺进行了大量的研究；美国专利US4299981A公开了ー种水解反应结合闪蒸循环的方法；该方法首先将反应器的水解产物降压闪蒸出一部分未水解的甲酸甲酯返回水解反应器继续反应，剩下仍含有部分甲酸甲酯的物料进入预分塔进行分离，从预分塔顶获得甲酸甲酯和甲醇混合物，塔釜得到甲酸水溶液，然后再将塔顶和塔底产物分别再进行分离提纯；由于部分甲酸甲酯被闪蒸出，剩下产物中甲酸和甲醇的含量提高，在预分塔中会发生逆向酯化反应致使单程水解率降低；为了尽可能避免这ー现象，提出了将预分塔在负压下操作，使沿塔的操作温度降低以抑制甲酸和甲醇的再酯化；该エ艺不仅流程复杂，预分塔压カ的降低也会导致塔顶冷凝温度大幅下降，需要消耗大量低温冷媒；中国专利CN101481304A公开了ー种利用阳离子交换树脂作催化剂在反应精馏塔内水解甲酸甲酯生产甲酸的方法，该方法エ艺流程短，在优化条件下操作可以使甲酸甲酯水解的单程转化率达到70-90%，但因催化剂的使用寿命和稳定性问题，较难推广到大型化连续生产过程中。本发明以现在エ业生产中所存在的单程转化率低、操作要求高等现实问题为依据，以提高甲酸甲酯水解的单程转化率和降低能耗为出发点，提出了一种采用反应精馏技术生产甲酸的新方法。
发明内容
本发明的目的在于针对现有生产技术的不足，提供一种甲酸甲酯水解生产甲酸的方法，该方法能够有效控制逆向酯化反应的发生率，实现较高的单程水解转化率。本发明的目的是通过以下技术方案来实现的一种采用反应精馏技术生产甲酸的方法，该方法包括以下步骤
(I)根据生产任务要求确定单位时间需处理的新鮮甲酸甲酯原料的流量，按水酯进料摩尔比2-4:1计算需要的总原料水的流量。(2)新鮮甲酸甲酯原料通过甲酸甲酯原料泵送至甲酸甲酯原料加热器加热到80-120°C后送入反应器，原料水通过输水泵送至原料水加热器也加热到80-120°C后分为第一精馏塔原料水与反应器原料水，第一精馏塔原料水与反应器原料水比例为0. 5-2:1 ;反应器原料水送入反应器，第一精馏塔原料水送入第一精馏塔从上向下第3-7块理论板处。(3)新鮮甲酸甲酯原料、后续エ艺循环返回的循环甲酸甲酯物料和反应器原料水在反应器压力0. 5-1. 5MPa下发生水解反应，水解产物送至闪蒸罐，闪蒸罐在压カ
0.1-0. 5MPa、温度50-100で下加热汽化后形成汽相物料和液相物料；汽相物料和液相物料分别送至第一精馏塔从上向下的第6-10和第14-18块理论板处；第一精馏塔理论板数为20-30块，操作压カ为0-0. 3MPa，侧线采出口设在第一精馏塔从上向下第10-14块理论板处；调节ー塔再沸器加热蒸汽的流量，控制第一精馏塔的塔底温度110-160で，使第一精馏塔的塔底为不含甲酸甲酯和甲醇的纯甲酸水溶液；甲酸水溶液从第一精馏塔的塔底排出；第一精馏塔内上升蒸汽进入一塔冷凝器，冷凝后按回流比为1-4进行操作；塔顶获得未水解的甲酸甲酯送至循环甲酸甲酯物料泵，侧线采出富含甲醇的汽相物料送入第二精馏塔。(4)将第一精馏塔侧线采出的汽相物料送入第二精馏塔从上向下第10-16块理论板处；第二精馏塔理论板数为20-30块，操作压カ为0-0. 3MPa ;调节ニ塔再沸器加热蒸汽的流量，控制第二精馏塔的塔底温度70-120°C，使第二精馏塔的塔底为不含甲酸甲酯的纯甲醇水溶液；甲醇水溶液从第二精馏塔的塔底排出；第二精馏塔内上升蒸汽进入ニ塔冷凝器，冷凝后按回流比为1-4进行操作，第一精馏塔侧线带出的甲酸甲酯和在第二精馏塔中再酷化生成的甲酸甲酯从第二精馏塔的塔顶送至循环甲酸甲酯物料泵，与第一精馏塔塔顶获得的未水解的甲酸甲酷混合，形成循环甲酸甲酯物料。(5)循环甲酸甲酷物料泵将第一精馏塔和第二精馏塔塔顶送来的甲酸甲酯送至循环甲酸甲酯物料加热器加热到80-120°C后送入反应器，和反应器原料水以及新鮮甲酸甲酯原料混合在反应器压力0. 5-1. 5MPa下发生水解反应，水解产物送至闪蒸罐。本发明的有益效果在干
(I)本发明エ艺简单，水解产物之一的甲酸从第一精馏塔底采出，另ー产物甲醇则全部从第二精馏塔底采出。(2)本发明两台精馏塔顶采出的物料不需进行甲酸甲酯和甲醇的再分离，可直接循环至反应器參与反应，物料中所含的少量甲醇可以使反应在均一液相中进行，可提高水解速率。(3)本发明通过侧线采出甲醇来抑制精馏塔内的再酷化反应，可实现较高的单程水解转化率(40-55%)，因而未水解的甲酸甲酯循环量大幅下降，可降低整个系统的能量消耗。计算表明，采用本发明与当前エ艺相比可节能20-30%左右。(4)本发明操作方便，反应器的原料配比可灵活掌握，易于进行连续化大規模生产。
图I是本发明的エ艺流程简 图中，新鮮甲酸甲酯原料I、原料水2、循环甲酸甲酯物料3、甲酸甲酯原料泵4、输水泵5、循环甲酸甲酯物料泵6、甲酸甲酯原料加热器7、原料水加热器8、循环甲酸甲酯物料加热器9、反应器10、闪蒸罐11、第一精馏塔12、一塔冷凝器13、一塔再沸器14、侧线采出物料15、第二精馏塔16、ニ塔冷凝器17、ニ塔再沸器18、一塔底产品19、ニ塔底产品20、反应器原料水21、第一精馏塔原料水22、汽相物料23、液相物料24。
具体实施例方式本发明提出的一种甲酸甲酯水解反应精馏生产甲酸的方法，包括以下步骤
I.根据生产 任务要求确定单位时间需处理的新鮮甲酸甲酯原料I的流量，按水酯进料摩尔比2-4:1计算需要的总原料水2的流量。2.新鮮甲酸甲酯原料I通过甲酸甲酯原料泵4送至甲酸甲酯原料加热器7加热到80-120°C后送入反应器10，原料水2通过输水泵5送至原料水加热器8也加热到80_120°C后分为第一精馏塔原料水22与反应器原料水21，第一精馏塔原料水22与反应器原料水21比例为0. 5-2:1 ;反应器原料水21送入反应器10，第一精馏塔原料水22送入第一精馏塔12从上向下第3-7块理论板处。3.新鮮甲酸甲酯原料I、后续エ艺循环返回的循环甲酸甲酯物料3和反应器原料水21在反应器压力0. 5-1. 5MPa下发生水解反应，水解产物送至闪蒸罐11，闪蒸罐11在压力0. 1-0. 5MPa、温度50-100°C下加热汽化后形成汽相物料23和液相物料24 ;汽相物料23和液相物料24分别送至第一精馏塔12从上向下的第6-10和第14-18块理论板处；第一精馏塔12理论板数为20-30块，操作压カ为0-0. 3MPa，侧线采出ロ设在第一精馏塔12从上向下第10-14块理论板处；调节ー塔再沸器14加热蒸汽的流量，控制第一精馏塔12的塔底温度110-160°C，使第一精馏塔12的塔底为不含甲酸甲酯和甲醇的纯甲酸水溶液；甲酸水溶液从第一精馏塔12的塔底排出；第一精馏塔12内上升蒸汽进入一塔冷凝器13，冷凝后按回流比为1-4进行操作；塔顶获得未水解的甲酸甲酯送至循环甲酸甲酯物料泵6，侧线采出富含甲醇的汽相物料15送入第二精馏塔16。4.将第一精馏塔12侧线采出的汽相物料15送入第二精馏塔16从上向下第10-16块理论板处；第二精馏塔16理论板数为20-30块，操作压カ为0-0. 3MPa ;调节ニ塔再沸器18加热蒸汽的流量，控制第二精馏塔16的塔底温度70-120で，使第二精馏塔16的塔底为不含甲酸甲酯的纯甲醇水溶液；甲醇水溶液从第二精馏塔16的塔底排出；第二精馏塔16内上升蒸汽进入ニ塔冷凝器17，冷凝后按回流比为1-4进行操作，第一精馏塔12侧线带出的甲酸甲酯和在第二精馏塔16中再酯化生成的甲酸甲酯从第二精馏塔16的塔顶送至循环甲酸甲酯物料泵6，与第一精馏塔12塔顶获得的未水解的甲酸甲酯混合，形成循环甲酸甲酯物料3。5.循环甲酸甲酯物料泵6将第一精馏塔12和第二精馏塔16塔顶送来的甲酸甲酯送至循环甲酸甲酯物料加热器9加热到80-120°C后送入反应器10，和反应器原料水21以及新鮮甲酸甲酯原料I混合在反应器压力0. 5-1. 5MPa下发生水解反应，水解产物送至闪蒸罐11。本发明中，反应器10可以为以甲酸为自催化剂的管式均相反应器，闪蒸罐11可以为带夹套、盘管或列管式的普通加热蒸发罐，第一精馏塔12和第二精馏塔16均可以为常用的板式塔或填料塔。
从第一精馏塔 12侧线采出的物料可以是汽相，也可以是液相，优选为汽相。侦_采出的汽相可以直接进入第二精馏塔16，也可以冷凝液化后再进入第二精馏塔16。从第一精馏塔12塔底获得的甲酸水溶液中甲酸含量为55_70wt%，其余为水；侧线采出物料中含甲醇含量为50-70wt%，甲酸含量为0. 5-2. 5wt%,甲酸甲酯含量为15_35wt%，其余为水；在第二精馏塔16塔底获得的甲醇水溶液中甲醇含量为65-85wt%，其余为水。本发明中，反应产物在闪蒸罐11内加热汽化后形成的汽相物料23和液相物料24分别从第一精馏塔12的中上部和中下部进料；对于上部进料，甲醇、甲酸和水作为重组分向下聚集；对于下部进料，甲酸甲酯和甲醇又作为轻组分向上聚集；两股进料的共同作用是在两进料ロ的中间区域形成一甲醇富集区；如将甲醇富集区内的物料适时从塔内采出，将使塔内各塔板液相中甲醇含量大大下降，有利于促进水解；此外，由于第一精馏塔顶又加入补充的第一精馏塔原料水22，将更有利于促使甲酸甲酯的进一歩水解；但在采出区附近由于甲醇的富集作用可能导致该处塔内发生逆向酯化反应；申请人经过大量实验发现，通过侧线采出富含甲醇的汽相物料，在整个塔内水解率可显著大于再酯化率，综合效果是塔内水解反应更占优势。为了防止采出的物料含有较多的甲酸，可使侧线采出物料为汽相；但即便如此物料中仍会含有少量的甲酸，导致甲酸不能全部从第一精馏塔底采出；为了简化后续分离エ艺，在第二精馏塔16中将带入的少量甲酸与甲醇发生酯化反应再生成甲酸甲酷，连同侧线物料自身带入的甲酸甲酯一起从第二精馏塔16的塔顶蒸出返回反应器，从第二精馏塔16的塔底即可获得不含甲酸的甲醇水溶液。根据所述エ艺，采用本发明单程水解转化率可达40-55%，优于当前传统エ艺单程水解转化率不高于20%的水平。下面通过具体实施例对本发明作进ー步的描述，但不应将本发明理解为仅适用于以下案例。实施例I
如附图I所示，流量为3180kg/h的水经输水泵5加压到0. 8MPa(表压)后送入原料水加热器8加热到100°C，分流成第一精馏塔原料水22( 1590kg/h)与反应器原料水21( 1590kg/h)。流量为4140kg/h的新鲜甲酸甲酯原料(含甲酸甲酯为98. 5%，甲酸0. 5%，水I. 0%)经甲酸甲酯原料泵4加压到0. 8MPa (表压)后送入甲酸甲酯原料加热器7加热至100°C进入反应器10，反应器排出的物料进入闪蒸罐11，闪蒸罐11在压カ0. 12MPa(表压)、温度60-65°C下汽化，汽相物料23和液相物料24分别进入第一精馏塔从上向下的第6和第14块理论板处(该塔总理论板为20)，第一精馏塔原料水22进入该塔从上向下的第3块理论板处。在第一精馏塔12的第10块理论板处汽相采出物料15进入第二精馏塔16的第10块理论板(该塔总理论板为20)。两塔顶采出的循环甲酸甲酯物料3通过循环甲酸甲酯物料泵6加压到0. 8MPa (表压)送至循环甲酸甲酯物料加热器9加热到100°C后送入反应器10。第一精馏塔12塔顶压カ为0. IlMPa(表压)，温度为54. 9°C，回流比为2. 5 ;第二精馏塔16塔顶压カ为0. IMPa(表压)，温度为53. 3°C，回流比为3. 5 ;操作稳定后获得循环甲酸甲酯物料3流量为5987kg/h，第一精馏塔底获得物料流量为4687kg/h(甲酸含量67. lwt%),温度为133-138°C，第二精馏塔底获得物料流量为2633kg/h (甲醇含量82. 6wt%)，温度为86-91 °C。根据物流结果，实际水酯进料总摩尔比为2. 6:1，第一精馏塔原料水22与反应器原料水21分配比为1:1，可得单程总水解转化率为43. 1%。实施例2
如附图I所示，流量为3670kg/h的水经输水泵5加压到0. 6MPa(表压)后送入原料水加热器8加热到80°C，分流成第一精馏塔原料水22 (1835kg/h)与反应器原料水21 (1835kg/h)。流量为4140kg/h的新鲜甲酸甲酯原料(含甲酸甲酯为98. 5%，甲酸0. 5%，水I. 0%)经甲 酸甲酯原料泵4加压到0. 6MPa (表压)后送入甲酸甲酯原料加热器7加热至80°C进入反应器10，反应器排出的物料进入闪蒸罐11，闪蒸罐11在压カ0. 12MPa (表压)、温度60-65°C下汽化，汽相物料23和液相物料24分别进入第一精馏塔从上向下的第6和第14块理论板处(该塔总理论板为20)，第一精馏塔原料水22进入该塔从上向下的第3块理论板处。在第一精馏塔12的第10块理论板处汽相采出物料15进入第二精馏塔16的第13块理论板(该塔总理论板为25)。两塔顶采出的循环甲酸甲酯物料3通过循环甲酸甲酯物料泵6加压到0. 6MPa (表压)送至循环甲酸甲酯物料加热器9加热到80°C后送入反应器10。第一精馏塔12塔顶压カ为0. IlMPa(表压)，温度为55. 4°C，回流比为2. 5 ;第二精馏塔16塔顶压カ为0. IMPa(表压)，温度为53. 3°C，回流比为3. 5 ;操作稳定后获得循环甲酸甲酯物料3流量为5192kg/h，第一精馏塔底获得物料流量为5040kg/h(甲酸含量62. 4wt%),温度为131-136 °C，第二精馏塔底获得物料流量为2770kg/h (甲醇含量78. 5wt%)，温度为89-94 0C o根据物流结果，实际水酯进料总摩尔比为3. 0:1，第一精馏塔原料水22与反应器原料水21分配比为1:1，可得单程总水解转化率为46. 6%。实施例3
如附图I所示，流量为3670kg/h的水经输水泵5加压到I. 2MPa(表压)后送入原料水加热器8加热到120°C，分流成第一精馏塔原料水22( 1835kg/h)与反应器原料水21( 1835kg/h)。流量为4140kg/h的新鲜甲酸甲酯原料(含甲酸甲酯为98. 5%，甲酸0. 5%，水I. 0%)经甲酸甲酯原料泵4加压到I. 2MPa (表压)后送入甲酸甲酯原料加热器7加热至120°C进入反应器10，反应器排出的物料进入闪蒸罐11，闪蒸罐11在压カ0. 22MPa(表压)、温度73-78°C下汽化，汽相物料23和液相物料24分别进入第一精馏塔从上向下的第10和第18块理论板处(该塔总理论板为30)，第一精馏塔原料水22进入该塔从上向下的第6块理论板处。在第一精馏塔12的第14块理论板处汽相采出物料15进入第二精馏塔16的第15块理论板(该塔总理论板为30)。两塔顶采出的循环甲酸甲酯物料3通过循环甲酸甲酯物料泵6加压到I. 2MPa (表压)送至循环甲酸甲酯物料加热器9加热到120°C后送入反应器10。第一精馏塔12塔顶压カ为0. 21MPa(表压)，温度为68. 8°C，回流比为2 ;第ニ精馏塔16塔顶压カ为0. 2MPa (表压)，温度为66. 5°C，回流比为2 ;操作稳定后获得循环甲酸甲酯物料3流量为4735kg/h，第一精馏塔底获得物料流量为5043kg/h (甲酸含量62. 4wt%),温度为142-147°C，第二精馏塔底获得物料流量为2767kg/h (甲醇含量78. 6wt%)，温度为105-110°C。根据物流结果，实际水酯进料总摩尔比为3. 0:1，第一精馏塔原料水22与反应器原料水21分配比为1:1，可得单程总水解转化率为48. 9%。实施例4
如附图I所示，流量为4282kg/h的水经输水泵5加压到0. 8MPa(表压)后送入原料水加热器8加热到100°C，分流成第一精馏塔原料水22(1427kg/h)与反应器原料水21(2855kg/h)。流量为4140kg/h的新鲜甲酸甲酯原料(含甲酸甲酯为98. 5%，甲酸0. 5%，水I. 0%)经甲酸甲酯原料泵4加压到0. 8MPa (表压)后送入甲酸甲酯原料加热器7加热至100°C进入反应器10，反应器排出的物料进入闪蒸罐11，闪蒸罐11在压カ0. 12MPa(表压)、温度63-68°C下汽化，汽相物料23和液相物料24分别进入第一精馏塔从上向下的第8和第16块理论板处(该塔总理论板为25)，第一精馏 塔原料水22进入该塔从上向下的第4块理论板处。在第一精馏塔12的第12块理论板处汽相采出物料15进入第二精馏塔16的第13块理论板(该塔总理论板为25)。两塔顶采出的循环甲酸甲酯物料3通过循环甲酸甲酯物料泵6加压到0. 8MPa (表压)送至循环甲酸甲酯物料加热器9加热到100°C后送入反应器10。第一精馏塔12塔顶压カ为0. IlMPa(表压)，温度为55. 8°C，回流比为2. 5 ;第二精馏塔16塔顶压カ为0. IMPa (表压)，温度为53. 5°C，回流比为3 ;操作稳定后获得循环甲酸甲酯物料3流量为5353kg/h，第一精馏塔底获得物料流量为5319kg/h(甲酸含量59. 2wt%),温度为130-135°C，第二精馏塔底获得物料流量为3103kg/h (甲醇含量70. lwt%)，温度为92-97 °C。根据物流结果，实际水酯进料总摩尔比为3. 5:1，第一精馏塔原料水22与反应器原料水21分配比为0. 5:1，可得单程总水解转化率为46. 4%。实施例5
如附图I所示，流量为4282kg/h的水经输水泵5加压到0. 8MPa(表压)后送入原料水加热器8加热到100°C，分流成第一精馏塔原料水22(2855kg/h)与反应器原料水21( 1427kg/h)。流量为4140kg/h的新鲜甲酸甲酯原料(含甲酸甲酯为98. 5%，甲酸0. 5%，水I. 0%)经甲酸甲酯原料泵4加压到0. 8MPa (表压)后送入甲酸甲酯原料加热器7加热至100°C进入反应器10，反应器排出的物料进入闪蒸罐11，闪蒸罐11在压カ0. 22MPa(表压)、温度75-80°C下汽化，汽相物料23和液相物料24分别进入第一精馏塔从上向下的第8和第16块理论板处(该塔总理论板为25)，第一精馏塔原料水22进入该塔从上向下的第4块理论板处。在第一精馏塔12的第12块理论板处汽相采出物料15进入第二精馏塔16的第13块理论板(该塔总理论板为25)。两塔顶采出的循环甲酸甲酯物料3通过循环甲酸甲酯物料泵6加压到0. 8MPa (表压)送至循环甲酸甲酯物料加热器9加热到100°C后送入反应器10。第一精馏塔12塔顶压カ为0. 21MPa(表压)，温度为70. 5°C，回流比为3. 5 ;第二精馏塔16塔顶压カ为0. 2MPa(表压)，温度为67. 7°C，回流比为3. 5 ;操作稳定后获得循环甲酸甲酯物料3流量为4105kg/h，第一精馏塔底获得物料流量为5288kg/h(甲酸含量59. 5wt%),温度为141-146°C，第二精馏塔底获得物料流量为3134kg/h (甲醇含量69.4wt%)，温度为108-113°C。根据物流结果，实际水酯进料总摩尔比为3. 5:1，第一精馏塔原料水22与反应器原料水21分配比为2:1，可得单程总水解转化率为53. 6%。
权利要求
1.一种以甲酸甲酯为原料采用反应精馏技术生产甲酸的方法，其特征在于，该方法包括以下步骤 (1)根据生产任务要求确定单位时间需处理的新鲜甲酸甲酯原料的流量，按水酯进料摩尔比2-4:1计算需要的总原料水的流量； (2)新鲜甲酸甲酯原料通过甲酸甲酯原料泵送至甲酸甲酯原料加热器加热到80-120°C后送入反应器，原料水通过输水泵送至原料水加热器也加热到80-120°C后分为第一精馏塔原料水与反应器原料水，第一精馏塔原料水与反应器原料水比例为0. 5-2:1 ;反应器原料水送入反应器，第一精馏塔原料水送入第一精馏塔从上向下第3-7块理论板处； (3)新鲜甲酸甲酯原料、后续工艺循环返回的循环甲酸甲酯物料和反应器原料水在反应器压力0. 5-1. 5MPa下发生水解反应，水解产物送至闪蒸罐，闪蒸罐在压力0. 1-0. 5MPa、温度50-10(TC下加热汽化后形成汽相物料和液相物料；汽相物料和液相物料分别送至第一精馏塔从上向下的第6-10和第14-18块理论板处；第一精馏塔理论板数为20-30块，操作压力为0-0. 3MPa，侧线采出口设在第一精馏塔从上向下第10-14块理论板处；调节一塔再沸器加热蒸汽的流量，控制第一精馏塔的塔底温度110-160°C，使第一精馏塔的塔底为不含甲酸甲酯和甲醇的纯甲酸水溶液；甲酸水溶液从第一精馏塔的塔底排出；第一精馏塔内上升蒸汽进入一塔冷凝器，冷凝后按回流比为1-4进行操作；塔顶获得未水解的甲酸甲酯送至循环甲酸甲酯物料泵，侧线采出富含甲醇的汽相物料送入第二精馏塔； (4)将第一精馏塔侧线采出的汽相物料送入第二精馏塔从上向下第10-16块理论板处；第二精馏塔理论板数为20-30块，操作压力为0-0. 3MPa ;调节二塔再沸器加热蒸汽的流量，控制第二精馏塔的塔底温度70-120°C，使第二精馏塔的塔底为不含甲酸甲酯的纯甲醇水溶液；甲醇水溶液从第二精馏塔的塔底排出；第二精馏塔内上升蒸汽进入二塔冷凝器，冷凝后按回流比为1-4进行操作，第一精馏塔侧线带出的甲酸甲酯和在第二精馏塔中再酯化生成的甲酸甲酯从第二精馏塔的塔顶送至循环甲酸甲酯物料泵，与第一精馏塔塔顶获得的未水解的甲酸甲酯混合，形成循环甲酸甲酯物料； (5 )循环甲酸甲酯物料泵将第一精馏塔和第二精馏塔塔顶送来的循环甲酸甲酯物料送至循环甲酸甲酯物料加热器加热到80-120°C后送入反应器，和反应器原料水以及新鲜甲酸甲酯原料混合在反应器压力0. 5-1. 5MPa下发生水解反应，水解产物送至闪蒸罐。
2.根据权利要求I所述采用反应精馏技术生产甲酸的方法，其特征在于，反应器可以为以甲酸为自催化剂的管式均相反应器，闪蒸罐可以为带夹套、盘管或列管式的普通加热蒸发罐，第一精馏塔和第二精馏塔均可以为常用的板式塔或填料塔。
3.根据权利要求I所述采用反应精馏技术生产甲酸的方法，其特征在于，从第一精馏塔侧线采出的物料可以是汽相，也可以是液相，优选为汽相；侧线采出的汽相可以直接进入第二精馏塔，也可以冷凝液化后再进入第二精馏塔。
全文摘要
本发明公开了一种采用反应精馏技术生产甲酸的方法，该方法首先将甲酸甲酯与部分原料水在水解反应器中进行均相反应，反应产物经过闪蒸后分别将汽相物料和液相物料送至第一精馏塔的中上部和中下部，另一部分原料水从塔顶加入，在第一精馏塔的汽液相进料位置之间侧线采出富含甲醇的物料进入第二精馏塔进行深度分离，产品甲酸和甲醇分别在两座精馏塔底获得。该方法在第一精馏塔内最大限度地促进了水解反应并抑制了酯化反应，可实现较高的单程水解转化率，在水酯进料摩尔比2-4:1的条件下单程转化率可从20%提高至40-55%，甲酸甲酯循环量及能量消耗均显著降低，整体工艺可节能20-30%左右，可实现显著的经济效益。
文档编号C07C51/09GK102617322SQ20121006299
公开日2012年8月1日 申请日期2012年3月12日 优先权日2012年3月12日
发明者汲银平, 王成习 申请人:浙江大学