一种甲醇羰基化制醋酸的生产方法

一种甲醇羰基化制醋酸的生产方法
【专利摘要】本发明公开了一种甲醇羰基化制醋酸的生产方法。该方法直接将反应釜液相和顶部的气相部分合并送入闪蒸塔闪蒸，闪蒸后的液相溶液送入换热器，通过热交换移出反应热，控制反应釜温度恒定。使用该方法进行甲醇羰基化制醋酸的生产，反应釜温度波动幅可以控制在小于0.5℃，CO的转化率为95%。本发明提供的方法可以简化工艺流程，减少设备投入。
【专利说明】一种甲醇羰基化制醋酸的生产方法

【技术领域】
[0001] 本发明涉及一种甲醇羰基化生产醋酸的方法。

【背景技术】
[0002] 醋酸是重要的有机化工原料之一，主要用于生产醋酸乙烯、醋酐、醋酸纤维素、醋 酸酯类、对苯二甲酸、氯乙酸等，可广泛用于化工、轻工、纺织、医药、印染等领域。目前生产 醋酸的主要方法有乙醛氧化法、烯烃直接氧化法及甲醇羰基化法。其中，甲醇羰基化法具有 甲醇转化率高、副产物小等优点，逐渐成为生产醋酸的主要方法之一。
[0003] 甲醇羰基化生产醋酸的工艺主要包括C0造气和醋酸生产两部分。其中以采用天 然气为原料生产C0为例，C0造气部分主要包括加氢脱硫、天然气蒸汽转换、脱C02、干燥、氢 气分离、压缩等工序。醋酸生产部分又可分为羰基化反应、闪蒸、精馏分离水、醋酸甲酯、碘 甲烷、醋酸产品精馏脱除丙酸、高压和低压碘甲烷吸收系统、催化剂制备等工序。
[0004] 现有技术中，甲醇羰基化生产醋酸所进行的反应是以C0和甲醇为原料，产物醋酸 作溶剂，贵金属Ir-R U或Rh为主催化剂，添加醋酸甲酯、碘甲烷、碘化锂和水组成均相催化 反应体系。甲醇羰基化生产醋酸进行的步骤一般包括，甲醇和C0送入反应釜中与均相催化 剂溶液接触，将接触后所得的混合物送入闪蒸塔中。经过闪蒸将混合物分离成含醋酸的气 相组分和含主催化剂的液相组分，其中含醋酸的气相组分被送入轻组分精馏塔中进行精馏 分离出醋酸产品，将含催化剂的液相组分循环返回反应釜。
[0005] 甲醇和C0在反应釜中进行羰基化反应的过程中，反应釜的顶部会形成气相部分， 该部分包含（1)未反应的原料：C0和甲醇，（2)反应釜中液相溶液的饱和蒸汽：醋酸、醋酸 甲酯、碘甲烷和水，以及（3)副反应生成物：C0 2、CH4、H2。为了保证反应釜中羰基化反应的进 行、保持反应釜中一定的C0分压和反应总压、以及防止反应生成的气相副产物0) 2、014和& 的不断累积，需要在羰基化反应进行过程中连续不断地将该气相部分以一定的流量从反应 釜的顶部排放。排出的该气相部分通常进行处理以回收其中可再用的醋酸、醋酸甲酯、碘甲 烷、水和甲醇。
[0006] 现有技术中单独设立有处理反应釜顶部的气相部分排放和回收的方法和工艺流 程。首先从反应釜的顶部排放出的气相部分经过冷凝器冷凝至30°C以下，然后送入气液分 离器中。经在气液分离器中分离后，沸点高的醋酸、醋酸甲酯、碘甲烷、水和甲醇以液体形式 返回反应釜中，不凝气CO、C0 2、CH4、H2以及少量的液相溶液的饱和蒸汽被送入高压吸收塔， 在塔内回收其中的微量碘甲烷。经高压吸收塔处理后的气体符合排放标准，被送入火炬燃 烧。
[0007] 甲醇和C0在反应釜中进行羰基化反应的过程中，每生成1吨醋酸将会伴随产生 2260kJ的热量，为了保证羰基化反应的正常进行，必须通过热交换的方式将产生的这部分 反应热移出反应釜，以防止反应釜过热。
[0008] 现有技术中采取在反应釜外部另外安装一台或者两台（一台备用）高压液体循环 泵，将反应液从反应釜中抽出通过换热器冷却后再从反应釜顶部加注会反应釜，以实现移 出反应热控制反应温度恒定的目的。
[0009] CN1562939A公开了一种生产醋酸的羰基化反应器，包括全混流反应段釜式反应 器，其特征在于，还包括一塔式反应器，塔式反应器的底部与全混流反应段釜式反应器的顶 部相连并互通。应用该反应器进行羰基化反应制醋酸时，从羰基化反应器底部的出口抽出 一股反应液作为羰基化反应器塔式段的催化剂，通过催化剂泵输送，这股反应液分成2路， 一路直接进羰基化反应器上部的催化剂口，另一路经过催化剂冷却器冷却后进冷激口，从 而实现调节反应器塔式段温度，控制塔式段反应液进口板上的温度来调整反应器塔式段出 口反应液的温度。该专利中，塔式反应器内C0浓度从底部到上部逐渐降低，使得放空尾气 中C0浓度降低，提高了 C0的转化率。该专利采取用抽出部分反应液，用催化剂泵输送其中 部分经冷却器冷却移出反应热，实现调节反应器塔式段温度。该方法中安装的塔式反应器 内有多层塔板和多个开口，结构和控制复杂，并且为了配合该反应器，该方法中的工艺流程 复杂。
[0010] CN101885678A公开了一种甲醇低压羰基化合成醋酸用反应设备。该发明的目的是 克服使用机械搅拌的机械传动易损坏的缺陷，采用液体循环用液力达到搅拌的目的。其中 该设备连接有液体循环泵和换热器，用于实现将反应液从反应釜中引出再经换热器换热后 返回反应釜以形成液体循环。
[0011] CN1651388A公开了一种羰基化生产乙酸/醋酐中尾气轻组分的回收方法。该方法 主要是为了回收生产的放空尾气中的轻组分和净化尾气，处理反应釜顶部的气相部分的排 放仍是常规的排放和回收工艺。
[0012] 由此可见，已有技术中处理反应釜顶部的气相部分通常需要单独设立气液分离装 置进行该气相部分的排放和回收，需要较多的设备和操作控制点，使整套装置和生产流程 复杂。已有技术中均采取使用液体循环泵和换热器将反应釜中的反应液进行循环换热。实 际工艺中至少额外需要1-2台（1台备用）高压液体循化泵。由于醋酸属于腐蚀性介质，特 别是，甲醇羰基化制醋酸的反应液中含有少量氢碘酸和水，更进一步增加了对反应装置的 腐蚀性，因此在醋酸生产装置中必须选用锆材制造的高压液体循环泵，防止因设备腐蚀损 坏造成的停工停产和安全事故。锆是一种价格极其昂贵的稀有金属，一台锆材液体循环泵 通常价值千万元以上。已有技术中采取的将反应液循环的方法以实现移出反应热的目的， 存在设备投资和运转费用高的问题。因此，为了甲醇羰基化反应制醋酸工艺更方便地进行 工业应用并减少甲醇羰基化制醋酸工业生产装置设备投资和运转维护的费用，需要新的反 应釜顶部的气相部分排放和回收的方法以及新的移出反应热的方法。


【发明内容】

[0013] 本发明的目的是提供新的反应釜顶部的气相部分排放和回收的方法，提供了一种 甲醇羰基化制醋酸的生产方法。
[0014] 本发明的另一个目的是提供新的甲醇羰基化制醋酸反应热移出的新方法，提供一 种甲醇羰基化制醋酸的生产方法。
[0015] 为了实现上述目的，本发明提供一种甲醇羰基化制醋酸的生产方法，该方法包 括：
[0016] (1)在溶剂和催化剂存在下，将甲醇和C0通入反应釜内进行羰基化反应，将反应 釜底部的液相部分和反应釜顶部的气相部分分别送入闪蒸塔进行闪蒸，分离得到液相组分 和气相组分，液相组分经冷却后回流至反应釜；
[0017] (2)将步骤（1)中分离得到的气相组分送入轻组分精馏塔中进行精馏分离，得到轻 组分和重组分；
[0018] (3)将步骤（2)中的重组分送入重组分精馏塔中进行精馏分离，得到醋酸产品。
[0019] 使用本发明提供的甲醇羰基化制醋酸的生产方法时，反应温度波动幅度仍可以控 制在小于0. 5°C的范围内，C0的转化率仍可达95%，具有很好的生产效果。
[0020] 本发明的甲醇羰基化制醋酸的生产方法可以带来以下的优点：
[0021] 一是简化了工艺流程。通过将反应釜顶部的气相部分直接送入闪蒸塔，取消了现 有技术中单独处理反应釜顶部的气相部分而特别需要的排放和回收流程，并取消了高压回 收碘甲烷的系统。通过将闪蒸后的液相泵入换热器，取消了现有技术中单独循环反应液移 出反应热的流程。
[0022] 二是减少了设备和控制单元。取消了现有技术中为处理反应釜顶部的气相部分的 排放和回收所需要的冷凝器、气液分离器、高压吸收塔以及现有技术中为了移出反应热而 需要单独循环反应液的高压泵等设备。本发明生产醋酸的过程存在酸腐蚀，对生产装置要 求高，材料一般为锆材，因此本发明的方法减少了使用锆材的设备数量和费用，同时也减少 了控制排放和回收需要的控制单元数量，降低了日后维护费用。
[0023] 本发明的其他特征和优点将在随后的【具体实施方式】部分予以详细说明。

【专利附图】

【附图说明】
[0024] 图1为本发明提供的甲醇羰基化制醋酸的生产方法的工艺流程示意图。
[0025] 图2为现有技术的甲醇羰基化制醋酸的生产方法的工艺流程示意图。
[0026] 附图标记说明
[0027] 1、反应釜； 2、闪蒸塔； 3、重组分精馏塔；4、轻组分精馏塔；
[0028] 5、液液分离器； 6、气液分离器；7、第一换热器； 8、第一冷凝器；
[0029] 9、第二冷凝器； 10、第三冷凝器；11、重相循环泵；12、主催化剂循环 栗；
[0030] 13、反应液循环泵；14、第二换热器 15、压力调节器

【具体实施方式】
[0031] 以下对本发明的【具体实施方式】进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体 实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
[0032] 本发明提供一种甲醇羰基化制醋酸的生产方法，该方法包括：
[0033] ( 1)在溶剂和催化剂存在下，将甲醇和C0通入反应釜1内进行羰基化反应，将反应 釜1底部的液相部分和反应釜1顶部的气相部分分别送入闪蒸塔2进行闪蒸，分离得到液 相组分和气相组分，液相组分经冷却后回流至反应釜1 ;
[0034] (2)将步骤（1)中分离得到的气相组分送入轻组分精馏塔4中进行精馏分离，得到 轻组分和重组分；
[0035] (3)将步骤（2)中的重组分送入重组分精馏塔3中进行精馏分离，得到醋酸产品。
[0036] 根据本发明，本发明提供的方法还包括：将步骤（2)中的轻组分送入液液分离器5 中进行分离，得到重相、轻相和不凝性气体尾气，将重相回流至反应釜1，将轻相回流至轻组 分精馏塔4,将不凝性气体尾气排放至低压吸收塔。
[0037] 根据本发明，在进行甲醇羰基化生产醋酸时，通过将反应釜1顶部的气相部分直 接送入闪蒸塔2的工艺流程，以完成该气相部分的排放和回收。另外通过将闪蒸后的液相 直接送入第二换热器14换热降温，实现移出反应热的工艺流程，以达到控制反应釜1温度 恒定的目的。
[0038] 本发明提供的方法利用工艺流程中分离醋酸产品和回收可以循环使用的物料的 装置和条件，实现对气相部分的处理，从而不用单独设立排放和回收气相部分的流程和装 置。本发明提供的方法还利用了闪蒸后将含有主催化剂的液相组分溶液送回反应釜1的主 催化剂循环泵12,结合第二换热器14冷却液相组分，从而取消了单独设立移出反应热的工 艺流程和相应设置的反应液循环泵。如图1中本发明提供的甲醇羰基化制醋酸的生产方法 的工艺流程示意图所示，将甲醇和C0送入反应釜1进行羰基化反应。将反应釜1底部的液 相部分从反应釜1的底部送入闪蒸塔2 ;将反应釜1顶部的气相部分从反应釜1的顶部经 压力调节器15调节压力后，并入反应釜1底部的液相部分一起送入闪蒸塔2进行闪蒸，分 离得到液相组分和气相组分。闪蒸得到的液相组分从闪蒸塔2的底部通过主催化剂循环泵 12送入第二换热器14进行换热降温，以移出反应热。将经第二换热器14换热后温度降低 的液相组分回流至反应釜1帮助控制反应釜1内的羰基化反应温度恒定。闪蒸得到的气相 组分从闪蒸塔2的顶部送入轻组分精馏塔4进行精馏分离，分离得到轻组分和重组分：轻组 分从轻组分精馏塔4的顶部排出经第一冷凝器8冷凝后送入液液分离器5,在液液分离器 5中又进一步分离出重相、轻相和不凝性气体尾气；重组分从轻组分精馏塔4的塔底排出进 入重组分精馏塔3中，在重组分精馏塔3中精馏分离出丙酸和醋酸产品。在液液分离器5 分离得到的重相通过重相循环泵11回流至反应釜1，轻相回流至轻组分精馏塔4,不凝性气 体尾气从液液分离器5的顶部排出经第二冷凝器9冷凝后排放至低压吸收塔进一步处理符 合排放标准后送入火炬燃烧。
[0039] 根据本发明，送入反应釜1中进行羰基化反应的甲醇和C0之间的摩尔比没有特别 的限定，可以根据本领域中常规的甲醇羰基化制醋酸的生产方法进行选择，也可以根据获 得的目标产物的要求选择。优选情况下，甲醇与C0的摩尔比为1 :1-1. 5,进一步优选甲醇： C0的摩尔比为1 :1-1.2。进行羰基化反应过程中可以调整C0和甲醇投料量，使得反应釜1 和闪蒸塔2以及轻组分精馏塔4处于稳定工作状态。
[0040] 根据本发明，所述催化剂可以是实现甲醇羰基化反应的催化剂，优选情况下，所述 催化剂为含有主催化剂、助催化剂、醋酸甲酯和水的均相催化剂。
[0041] 本发明中，所述溶剂可以是常规甲醇羰基化制醋酸的方法使用的溶剂，例如可以 是醋酸。
[0042] 根据本发明，所述溶剂和所述催化剂加入到反应釜1中，其中所述溶剂和所述催 化剂含有的各组分的含量可以是满足甲醇羰基化反应进行即可。优选情况下，以所述溶剂 和所述催化剂的总重量为基准，主催化剂的含量为〇. 005-0. 5重量％，助催化剂的含量为 5-20重量％，醋酸甲酯的含量为2-20重量％，水的含量为2-10重量％，溶剂的含量为50-78 重量0/〇。
[0043] 本发明中，在所述催化剂中含有水可以保持甲醇羰基化反应进行有较高的反应速 率。可以直接补加水与甲醇、溶剂、催化剂一起进入反应釜1中；也可以使用通过分离装置 从液液分离器5分离得到的轻相中分离出的水，并按照控制量返回反应釜1中，以保持羰基 化反应的物料液相中的水含量在上述的含量范围内。用于分离出水的分离装置可以是本领 域常规使用的分离装置，例如，可以采用本领域中常规的精馏塔将液液分离器5分离得到 的轻相的一部分进行精馏，分离出过量的水，精馏塔可以为板式塔和填料塔，优选填料塔。 [0044] 根据本发明，所述主催化剂可以为本领域中用于甲醇羰基化反应的各种催化剂， 优选情况下，所述主催化剂为铑、含铑化合物、铱、含铱化合物、钌和含钌化合物中的至少一 种。其中，所述含铑化合物为选自铑的醋酸化合物、铑的齒化物、铑的氧化物和铑的配合物 中的至少一种；所述含铱化合物为选自铱的醋酸化合物、铱的卤化物、铱的氧化物和铱的配 合物中的至少一种；所述含钌化合物为选自钌的醋酸化合物、钌的卤化物、钌的氧化物和钌 的配合物中的至少一种。选择所述主催化剂例如可以为但不限于：Rh、Ir-Ru、Rh-Ir-Ru、 Rh(CH3C00)3、RhCl3、Rhfe3、RhI 3、Rh203、RhCl3 · 3H20、Rhfc3 · 3H20、RhI3 · 3H20、[Rh(C0)2Cl]2、 [Rh(C0)2Br]2、IrCl3、IrBr3、Irl 3、IrCl3. 3H20、IrBr3 · 3H20、Irl3 · 3H20、[Ir(C0)2Cl]2、 [Ir(C0)2Br]2、[Ir(C0)2I]2、Ir 4(C0)12、lr203、Ir(CH3C00) 3、Ru(CH3C00)3、RuC13、RuBr 3、 RuC13 · 3H20、Rufc3 · 3H20、[Ru(C0)3C12]2、[Ru(C0) 3Br2]2 和 Ru203 中的一种或多种。
[0045] 本发明中，所述助催化剂可以是本领域中用于甲醇羰基化反应的常规助催化剂， 例如可以为碘甲烷。当主催化剂为铑和/或含铑化合物时，所述助催化剂中还可以含有碘 化锂。
[0046] 根据本发明，在所述溶剂和所述催化剂存在下以及羰基化反应条件下，甲醇和 C0在反应釜1中进行羰基化反应。所述羰基化反应的条件可以为本领域所公知的反应 条件，优选情况下，所述羰基化反应的条件包括：反应的压力为2. 5-4MPa，反应的温度为 180-2KTC;进一步优选，所述羰基化反应的条件包括：反应的压力为2. 5-3. 2MPa，反应的温 度为 185-195°C。
[0047] 根据本发明，在闪蒸塔2中进行闪蒸，将送入闪蒸塔2中的反应釜1顶部的气相 部分和羰基化反应的产物分离为液相组分和气相组分。所述闪蒸可以按照本领域常规 的条件实施，只要实现上述分离即可。优选情况下，所述闪蒸的条件包括：闪蒸的压力为 0. 2-0. 6MPa，闪蒸的温度为125-160°C。进一步优选，闪蒸的压力为0. 4-0. 6MPa，闪蒸的温 度为140-160°C。闪蒸获得的液相组分可以是含有主催化剂。
[0048] 根据本发明，所述液相组分可以从闪蒸塔2的底部排出经过冷却后再回流至反应 釜1中。本发明中，所述液相组分被冷却后再回流至反应釜1中，可以帮助控制反应釜1中 羰基化反应进行的反应温度恒定，防止反应釜过热，从而有利于羰基化反应的正常进行。优 选情况下，步骤（1)中液相组分经冷却达到的温度为110-140°C。可以实现控制反应釜1中 羰基化反应进行的反应温度恒定。
[0049] 根据本发明，所述冷却可以有多种冷却的方式实现。优选情况下，步骤（1)中所述 冷却的方式可以为换热器换热冷却。例如通过主催化剂循环泵12将所述液相组分送入第 二换热器14,经换热降温后回流至反应釜1中。
[0050] 根据本发明，闪蒸得到的气相组分可以包括但不限于：醋酸、醋酸甲酯、水、碘甲 烷、甲醇、CO、CH 4、C02、H2和N2的一种或多种。所述气相组分可以进一步进行分离以回收其 中可以利用的物质。可以将所述气相组分送入轻组分精馏塔4进行精馏分离。
[0051] 本发明中，轻组分精馏塔4用于对所述气相组分进行精馏分离。所述轻组分精馏 塔4内的总的塔板数或理论塔板数没有特别的限定，可以在较宽的范围变动。为获得更好 的分离效果，优选情况下，所述轻组分精馏塔4内的总的塔板数可以为20-70,进一步优选 为 40-60。
[0052] 根据本发明，轻组分精馏塔4可以采用本领域中常规的设备类型，例如可以为板 式塔和填料塔，其中，板式塔可以为泡罩塔、筛板塔和浮阀塔中的一种或多种。
[0053] 根据本发明，所述轻组分精馏塔的操作条件可以为本领域中用于甲醇羰基化制醋 酸的工艺中的各种轻组分精馏条件，例如所述轻组分精馏塔塔顶的温度可以为100-130°C， 塔底的温度可以为140_165°C，回流比可以为1 :1. 1-3,塔内的压力可以为0. 05-0. 4MPa ;优 选情况下，塔顶的温度为110-120°〇，塔底的温度为150-1601：，回流比为1:1.2-2，塔内的 压力为 〇· 1-0. 3MPa。
[0054] 本发明中，回流比是指在精馏塔的操作中，由精馏塔塔顶返回塔内的回流液的摩 尔流量与塔顶馏出产品的摩尔流量的比值。
[0055] 根据本发明，在轻组分精馏塔4内进行完成精馏分离后，从轻组分精馏塔4的底部 排出重组分，从轻组分精馏塔4的顶部排出轻组分。所述轻组分可以为包括但不限于：醋酸 甲酯、7K、碘甲烷、醋酸、甲醇、CO、CH 4、C02、H2和N2中的一种或多种。所述重组分可以为包 括但不限于：醋酸、少量副产物丙酸和少量水。
[0056] 根据本发明，从轻组分精馏塔4分离获得的轻组分可以进一步进行分离。所述轻 组分经第一冷凝器8冷凝后，送入液液分离器5中。冷凝达到的温度可以是利于所述轻组 分进行冷凝分离的温度，例如可以为20-50°C。
[0057] 根据本发明，在液液分离器5中，经冷凝的所述轻组分可以分离出重相、轻相和不 凝性气体尾气。所述分离的方式可以为本领域技术人员所熟知的各种分离方式，只要可以 使碘甲烷返回反应釜1可用作助催化剂即可，例如可以为静置进行液液分离的方法。其中 重相可以通过重相循环泵11回流至反应釜1中，轻相可以回流至轻组分精馏塔4中，不凝 性气体尾气可以从液液分离器5的顶部排出。重相主要含有碘甲烷和醋酸甲酯，轻相主要 含有水和醋酸甲酯，不凝性气体尾气主要包括CO、CH 4、C02、H2以及少量气化的醋酸、醋酸甲 酯、水、碘甲烧、甲醇。
[0058] 根据本发明，不凝性气体尾气可以经过进一步的冷凝后送往低压吸收塔，冷凝达 到的温度可以为10_20°C。低压吸收塔用于进一步吸收排放的不凝性气体尾气中的碘甲烷， 然后不凝性气体尾气排放至火炬燃烧处理。
[0059] 根据本发明，从轻组分精馏塔4分离获得的重组分可以被送至重组分精馏塔3。重 组分精馏塔用于对重组分进行精馏分离得到醋酸产品。重组分精馏塔3内的总的塔板数或 理论塔板数没有特别的限定，可以在较宽的范围内变动，优选情况下，所述重组分精馏塔3 的总的塔板数为50-85,进一步优选为60-75。
[0060] 根据本发明，重组分精馏塔3中精馏分离的条件可以为本领域中各种用于甲醇羰 基化制醋酸的生产工艺中的精馏塔的操作条件，例如所述精馏分离的条件包括：塔顶的温 度可以为120-145°C，塔底的温度可以为135-160°C，回流比可以为1 :1. 1-3,塔内的压力可 以为0. 05-0. 4MPa ;优选情况下，塔顶的温度为130-140°C，塔底的温度为140-155°C，回流 比为1 :1. 5-2. 5,塔内的压力为0· 1-0. 3MPa。
[0061] 本发明中，回流比是指在精馏塔的操作中，由精馏塔塔顶返回塔内的回流液的摩 尔流量与塔顶馏出产品的摩尔流量的比值。
[0062] 根据本发明，重组分精馏塔3可以为本领域中常规的设备类型，例如可以为板式 塔和填料塔。其中，所述板式塔可以为泡罩塔、筛板塔和浮阀塔中的一种或多种。
[0063] 本发明中，当主催化剂、碘甲烷和水经过多次循环或其他原因导致损失而使得主 催化剂、碘甲烷和水的用量不能满足所需羰基化反应的需求时，可以通过连续进料的方式 或者间歇补充的方式进行补充主催化剂、碘甲烷和水的用量，优选以连续进料方式进行补 充。
[0064] 图2是现有技术的甲醇羰基化制醋酸的生产方法的工艺流程示意图。与本发明提 供的方法不同的是，该方法和工艺流程中单独设立处理反应釜1顶部的气相部分排放和回 收的装置，并且另需高压吸附系统处理排放尾气；还有单独设置用于移出反应热的反应液 循环泵13和第一换热器7。具体地如图2所示，反应釜1顶部的气相部分经第三冷凝器10 冷凝后送入气液分离器11中进行分离：分离得到的液相回流至反应釜1，分离得到的不凝 气送入高压吸收塔进一步处理符合排放标准后送入火炬燃烧。其中，第三冷凝器10的冷凝 的温度可以为30-50°C，气液分离器11中的分离条件可以包括分离的温度为30-50°C，分离 的压力为2. 5-3. 2MPa。反应釜1底部排出的液相部分中的一部分经过反应液循环泵13送 入第一换热器7,换热后的液相部分回流至反应釜1，实现控制反应釜1内的反应温度。
[0065] 以下通过实施例对本发明的【具体实施方式】进行详细说明。应当理解的是，此处所 描述的【具体实施方式】仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。除非特殊说明，下列 实施例和对比例中所用物质均可以通过商购得到。
[0066] C0的浓度通过气相色谱方法，使用6890N气相色谱仪器(安捷伦公司制）测定。
[0067] 按照以下公式计算C0的转化率：
[0068]

【权利要求】
1. 一种甲醇羰基化制醋酸的生产方法，该方法包括： (1) 在溶剂和催化剂存在下，将甲醇和C0通入反应釜内进行羰基化反应，将反应釜底 部的液相部分和反应釜顶部的气相部分分别送入闪蒸塔进行闪蒸，分离得到液相组分和气 相组分，液相组分经冷却后回流至反应釜； (2) 将步骤（1)中分离得到的气相组分送入轻组分精馏塔中进行精馏分离，得到轻组分 和重组分； (3) 将步骤（2)中的重组分送入重组分精馏塔中进行精馏分离，得到醋酸产品。
2. 根据权利要求1所述的方法，其中，步骤（1)中液相组分经冷却达到的温度为 110-140。。。
3. 根据权利要求1所述的方法，其中，步骤（1)中所述冷却的方式为换热器换热冷却。
4. 根据权利要求1所述的方法，其中，甲醇与CO的摩尔比为1 :1-1. 5。
5. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化剂为含有主催化剂、助催化剂、醋酸甲 酯和水的均相催化剂。
6. 根据权利要求5所述的方法，其中，以所述溶剂和所述催化剂的总重量为基准，主催 化剂的含量为0. 005-0. 5重量％，助催化剂的含量为5-20重量％，醋酸甲酯的含量为2-20 重量％，水的含量为2-10重量％，溶剂的含量为50-78重量％。
7. 根据权利要求5或6所述的方法，其中，所述主催化剂为铑、含铑化合物、铱、含铱化 合物、钌和含钌化合物中的至少一种。
8. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述羰基化反应的条件包括：反应的温度为 180-2KTC，反应的压力为2. 5-4MPa。
9. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述闪蒸的条件包括：闪蒸的温度为125-160°C， 闪蒸的压力为0.2-0. 6MPa。
10. 根据权利要求1所述的方法，其中，轻组分精馏塔的条件包括：塔顶的温度为 100-1301：，塔底的温度为140-1651：，塔内的压力为0.05-0.41^，回流比为1:1.1-3。
11. 根据权利要求1所述的方法，其中，重组分精馏塔的条件包括：塔顶的温度为 120-145°〇，塔底的温度为135-1601：，塔内的压力为0.05-0.41^，回流比为1 :1.1-3。
12. 根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括：将步骤（2)中的轻组分送入液液 分离器中进行分离，得到重相、轻相和不凝性气体尾气，将重相回流至反应釜，将轻相回流 至轻组分精馏塔，将不凝性气体尾气排放至低压吸收塔。
【文档编号】C07C53/08GK104250210SQ201310269153
【公开日】2014年12月31日 申请日期:2013年6月28日 优先权日:2013年6月28日
【发明者】吕顺丰, 刘博 , 王世亮, 李彤, 秦燕璜 申请人:中国石油化工股份有限公司, 中国石油化工股份有限公司北京化工研究院