专利名称：一种以离子液体为催化剂的反应精馏生产醋酸甲酯的工艺的制作方法
技术领域：
本发明涉及一种以离子液体为催化剂的反应精馏生产醋酸甲酯的新工艺，其特点是 采用离子液体作为催化剂与普通精馏塔有机结合形成反应精馏耦合过程，生产纯度 99.9%以上的醋酸甲酯。
背景技术：
催化精馏是将反应和精馏集成于同一设备中进行的化工操作过程，与传统精馏工艺 相比,具有生产能耗低，反应转化率高，减少装置的一次性投资等诸多优点。近年来，催 化精馏技术受到了广泛关注和研究，在醚化、烷基化、酯化、脱水和水合等工艺过程有 广泛的潜在应用前景。但是综观该技术的应用情况，其瓶颈在于第一，目前工业上生 产羧酸酯的传统方法仍然是采用浓硫酸等无机酸作催化剂,此方法存在诸多缺点,如易造 成设备腐蚀、催化剂不能回收、产物分离因难，故不是绿色化生产；第二，非均相催化 反应精馏(把催化剂做成规整填料或颗粒填料放在反应精馏塔的反应段)的催化剂装填 技术尚未完善，存在催化剂包内的传质过程严重受阻等问题，塔内反应和分离的传质、 传热效率均不高，且催化剂组件造价昂贵、更换催化剂组件费时费力。因此，开发新型 均相催化精馏过程替代传统浓硫酸法等反应精馏过程逐渐成为研究的核心课题。
离子液体是近年来备受关注的绿色溶剂和催化剂，它由带正电的离子和带负电的
离子组成，现在多指在低于10(TC时呈液体状态的有机熔盐，具有"零"蒸汽压、
高热稳定性、溶解性和酸性可调等优点。相关文献已表明酸性离子液体可用于很
多用酸催化的酯化、醚化等反应中，其特有的非挥发性和独特的溶解性使得在催化
反应中有利于产物分离和催化剂回收。因此，酸性离子液体极具取代硫酸等传统
工业酸的潜力，可应用于羧酸酯类的工业生产中。
目前，已有离子液体作为酯化催化剂的相关专利文献报道。如中国专利CN1405140、
CN1554638提出四氟硼酸甲基咪唑盐离子液体替代污染环境的浓硫酸、氢氟酸用于酯化
反应，但是催化效果一般，且离子液体合成方法复杂、价格昂贵，难以大规模生产。中
国专利CN101024612A、 CN101255111A提出利用离子液体a-吡咯烷酮硫酸氢盐作为催
化剂连续酯化反应精馏生产乙酸乙酯，此方法存在的问题是离子液体a-吡咯垸酮硫酸氢盐遇水容易分解，导致其酯化反应的实质还是硫酸催化，催化剂的回收再循环利用比较
麻烦，而且仍然会造成设备的腐蚀。
发明内容
本发明的目的在于提供一种以离子液体为催化剂的反应精馏生产醋酸甲酯新工艺， 其特征是采用选自于三烷基叔胺硫酸氢盐、N-垸基咪唑硫酸氢盐或吡哮硫酸氢盐或四 烷基季铵硫酸氢盐中任意一种的离子液体作为催化剂与普通精馏塔有机结合形成反应
精馏耦合过程，生产纯度99.9%以上的醋酸甲酯。本新工艺根据对混合物的分离以及离 子液体催化剂的回收等需要，采用了一塔或多塔精馏或与其他分离设备相集成的流程。 最终达到有效降低过程能耗，大幅提高反应和分离效率，明显节省建设投资，绿色化程 度极大提高。
本发明的目的可通过以下技术解决方案来实现-
一种以离子液体为催化剂的反应精馏连续生产醋酸甲酯的工艺，它由下列步骤组
成
步骤1.将醋酸、甲醇和离子液体分别经热交换器进行预热，
步骤2.将预热后的原料醋酸连续地从反应精馏塔的上段输入反应精馏塔，将予页热
后的离子液体作为催化剂按与醋酸质量1:1-1:5的比例连续地从反应精馏塔的中部输 入反应精馏塔，同时再将预热后的原料甲醇按与醋酸物质的量1:1-1:2的比例连续地 从反应精馏塔的下段输入反应精馏塔，反应精馏塔的中部是精馏塔的反应段，
步骤3.从精馏塔塔顶采出产品醋酸甲酯，从反应精馏塔塔底采出催化剂离子液体 物料，其中混有酯化生成的水和少量的原料甲醇，
步骤4.步骤3塔底采出的离子液体物料进入闪蒸罐闪蒸，闪蒸罐底采出的液体为 催化剂离子液体，返回反应精馏塔，闪蒸罐蒸出的气相蒸汽为水和甲醇的混合蒸汽，其 中主要是水，
步骤5.将步骤4闪蒸罐蒸出的气相蒸汽输入甲醇回收塔，经分离j^甲醇回收i荅塔 顶采出原料甲醇，返回反应精馏塔作原料，甲醇回收塔塔底采出酯化生成的水，排方文。
上述的反应精馏连续生产醋酸甲酯的工艺，所述的离子液体可以是三垸基叔胺^l酸 氢盐、N-烷基咪唑硫酸氢盐或吡啶硫酸氢盐或四垸基季铵硫酸氢盐中任意一种的离子液 体，它们的结构式为.-
R2，NH HS04
4三垸基叔胺硫酸氢盐的结构式为:
N-烷基咪唑硫酸氢盐的结构式为:
四烷基季铵硫酸氢盐的结构式为:
HSCU
Rl-N+——R3
R4
HS04
吡啶硫酸氢盐的结构式为
NH
HS04
上述式中R!、 R2、 R3、 R4选自甲基或乙基或正丙基或异丙基或正丁基或支链丁基。 三烷基硫酸氢铵或N-烷基咪唑硫酸氢盐或吡啶硫酸氢盐离子液体合成方法为 步骤1、将三烷基胺或N-烷基咪唑或吡啶与一定量的溶剂混合于反应器皿中； 步骤2、在0 5(TC、 1 10个大气压下，往三垸基胺或N-烷基咪唑或吡啶与溶剂 的混合液中滴加浓硫酸，反应2 10小时，反应过程结束后分离脱去溶剂和过量反应物， 即得三烷基硫酸氢铵或N-烷基咪唑硫酸氢盐或吡啶硫酸氢盐离子液体。 四烷基季铵硫酸氢盐离子液体合成方法为
步骤l、将卤代四烷基季铵盐与一定量的溶剂混合于反应器皿中，在0 10(TC常压 下与氧化银反应2 48小时，反应完成后除去溶剂并精制得到四垸基季铵碱，或直接通 过离子膜电解法得到四烷基季铵碱；
步骤2、按摩尔计量比，往四烷基季铵碱溶液中滴加浓硫酸，反应过程结束后分离 脱去水，真空干燥后即得四垸基季铵硫酸氢盐离子液体。
本发明的最大特点是利用酸性离子液体作为均相催化剂，在普通精馏塔内实现催化 反应精馏过程，生产纯度99.9%以上的醋酸甲酯。其次，本发明工艺采用原料在不同进 料段进料，使得原料醋酸和离子液体在反应精馏塔T-Ol内不仅为反应物或催化剂，还 同时充当萃取剂，把塔内上升蒸汽中的水夹带至塔釜，破环醋酸甲酯和水的共沸点，有效地保证了塔顶产品醋酸甲酯的纯度，并使醋酸萃取段的负荷极大地减轻，从而降低醋 酸萃取段所需的塔板数。此外，本发明工艺精馏分离系统采用一个闪蒸罐和二塔流程， 利用闪蒸罐巧妙地解决了催化剂回收和循环利用问题，利用甲醇回收塔T-02回收未反
应完的甲醇，提高了甲醇原料利用率，完全避免了废酸水的排放问题，使整个过程达到
完全绿色化。闪蒸罐的气相出料直接进入甲醇回收塔T-02精馏分离，充分利用了气相 进料的热能，使得塔T-02的热能耗大幅度降低，达到了节能的目的。本发明工艺所需 离子液体催化剂合成方法简易、成本低廉、高活性、低腐蚀性、能够重复使用，适用于 大规模生产醋酸甲酯。
本发明的优点和现有工艺区别之处在于非均相催化反应精馏(把催化剂做成规整 填料或颗粒填料放在反应精馏塔的反应段)过程存在催化剂包内的传质过程受阻较为严 重等问题，塔内反应和分离的传质、传热效率均不高，且催化剂组件造价昂贵，更换催 化剂组件费时、费力。与之相比，本发明催化反应精馏过程不存在催化剂包内的传质过 程受阻较为严重等问题，有效地提高了塔内反应和分离的传质、传热效率；传统浓硫酸
法生产羧酸酯存在诸多缺点，如易造成设备腐蚀、产生大量废酸、产物分离因难、副产 物多、污染环境、安全性差。与浓硫酸法相比，本发明催化反应精馏过程没有废酸水排
放，产生的水可达标直接排放(醋酸含量在50ppm以下)，绿色化程度极大提高；所需 塔设备材质仅为316L不锈钢，能显著地减少对设备的腐蚀和一次性投资，同时能耗下 降15%以上，使得最终产品的生产成本下降30%以上。
图1为本发明说明书和实施例7、 8的流程示意图。其中
1和4为离子液体催化剂进料，2和5为甲醇进料，3为醋酸进料，6为反应精馏 塔T-Ol塔顶出料，7为反应精馏塔T-Ol塔底出料，8为闪蒸罐FLASH气相出料，9为 闪蒸罐FLASH液相出料，10为醇回收塔T-02的塔顶出料，11为甲醇回收塔T-02的塔 底出料。HEATER-1、 HEATER-2和HEATER-3分别为醋酸、离子液体催化剂和甲醇 进料预热器，HEATER-4为回收离子液体流股7预热器，MIXER-1、 MIXER-2为流股混 合器，FLASH为闪蒸罐。
具体实施方式
以下通过实施例进一步说明本发明
实施例l:三乙基叔胺硫酸氢盐离子液体的合成
将98g (lmol)浓硫酸配成质量分数为40% 50%的水溶液，然后将101g (lmol) 三乙胺装入1L反应釜中，在搅拌的情况下缓慢滴加稀硫酸溶液，常温下回流反应12小 时。反应完毕后真空干燥去除水,得到三乙基叔胺硫酸氢盐离子液体，产率为99%。
实施例2: N-甲基咪唑硫酸氢盐的合成
将82g (lmol) N-甲基咪唑装入1L反应釜中，加入100ml乙腈，在搅拌的情况下 加入98g (lmol)浓硫酸，常温下回流反应10小时。反应完毕后蒸去溶剂，真空干燥 后得N-甲基咪唑硫酸氢盐离子液体，产率约98.5%。
实施例3:吡啶硫酸氢盐的合成
将79g (lmol)吡啶装入1L反应釜中，加入100ml乙腈，在搅拌的情况下加入98g (lmol)浓硫酸，常温下回流反应8小时。反应完毕后蒸去溶剂，真空干燥后得吡啶硫 酸氢盐离子液体，产率约99%。
实施例4: 丁基三乙基季铵硫酸氢盐离子液体的合成
称量溴化丁基三乙基季铵盐100g (0.42mol)溶于150ml无水乙醇中，在充分搅拌 的情况下，取与溴化丁基三乙基季铰盐等物质的量的Ag20粉末97.33g (0.42md)与水 配成悬浊液，缓慢加入反应釜内，搅拌下反应6小时，静置，过滤除去溴化银沉淀并去 除溶剂，得到精制的丁基三乙基季铵碱溶液，经测定溴离子含量与季铵碱质量含量的比 值降至100ppm以下，产率约98%。
将98g(lmo1)硫酸配成质量分数为10 50%的水溶液，然后置于反应釜中，室温 下，在充分搅拌的情况下将精制的丁基三乙基季铵碱溶液缓慢加至反应釜，反应3小时， 蒸发浓縮除去溶剂和水，得到丁基三乙基季铵硫酸氢盐离子液体粗产品，向粗产品中 加入100ml乙醇稀释，过滤除去不溶物，真空干燥得精制的三乙基季铵硫酸氢盐离子液 体，产率品的最终收率(以原料四垸基季铵卤化物的摩尔数为基准)为90%。
实施例5:采用本发明的三乙基叔胺硫酸氢盐离子液体催化剂反应精馏生产醋酸甲酯生产流程见附图1。 一座年产高纯度醋酸甲酯8000吨的反应精馏塔，其内径为1000 mm，共有75块塔板，塔高40m，反应区有55块塔板。原料醋酸和甲醇的物质的量之 比为1:1.05，原料醋酸预热至65'C从第5块板位置进料，进入反应精馏塔T-Ol上段， 原料甲醇预热至57'C从第65块板位置进料，进入反应精馏塔T-Ol下段，三乙基叔胺硫 酸氢盐离子液体催化剂按与醋酸的质量比1:3预热至8(TC从第10块板位置进入反应精 馏塔T-Ol的中部。反应精馏塔T-01塔顶的操作回流比为1.6，醋酸和甲醇在反应精馏塔 T-Ol的反应段完成反应，在塔内边反应边精馏，两者相互促进，大大提高了反应的选择 性和转化率，最终反应精馏塔T-01塔顶得到的醋酸甲酯产品含量为99.95%。塔T-01底 采出流股7主要为水和离子液体催化剂，还含有少量的甲醇和微量的醋酸，塔底流股7 经HEATER-4预热后进入闪蒸罐FLASH,由于离子液体几乎无蒸汽压，闪蒸分离后闪 蒸罐FLASH底部液相主要为再生离子液体，液相离子液体流股9被泵回混合器 MIXER-1后再次进入反应精馏塔T-Ol内催化酯化反应；闪蒸产生的气相流股8则主要 为甲醇和水，直接进入甲醇回收塔T-02精馏回收甲醇，回收的甲醇流股10返回混合器 MIXER-2，再次进入反应精馏塔T-Ol内反应，水从甲醇回收塔T-02的塔底采出。
本发明工艺采用各个原料在不同进料段进料策略，使得原料醋酸和离子液体在反应 精馏塔T-Ol内不仅为反应物或催化剂，还同时充当萃取剂，把塔内上升蒸汽中的水夹 带至塔釜，破环醋酸甲酯和水的共沸点，有效地保证了塔顶产品醋酸甲酯的纯度，并使 醋酸萃取段的负荷极大地减轻，从而降低醋酸萃取段所需的塔板数。此外，本精馏分离 系统利用闪蒸罐巧妙地解决了催化剂回收和再循环利用问题，闪蒸去除轻组分后闪蒸罐 FLASH底部回收离子液体液相流股被泵回反应精馏塔T-Ol内，离子液体回收率在99% 以上，且催化活性不变；利用甲醇回收塔T-02回收未反应完的甲醇，提高了甲醇原料 利用率，完全避免了废酸液的排放问题，产生的水可达标直接排放(醋酸含量在50ppm 以下)，使整个过程达到完全绿色化。装置运行三个月后，催化剂部分失活导致催化效 率降低，催化剂质量也有一定损耗，此时需要对催化剂进行再生处理和补充新鲜的离子 液体催化剂，上述再生好的离子液体催化剂和新鲜补充的离子液体催化剂通过混合器 MIXER-1进入反应精馏塔T-Ol内。本实施例与现有先催化反应后精馏分离的传统工艺 相比，未反应醋酸和甲醇的循环比降低2/3以上，醋酸的一次转化率可提高10%以上， 达99%以上，原料醋酸的损耗率在0.5%以下，在反应精馏塔T-Ol内实现了真正的反应 和分离一体化，与浓硫酸法相比，单塔能耗降低30%以上，所需塔设备材质仅为316L 不锈钢，大大降低了装置和设备投资，醋酸甲酯的综合单位生产成本下降了 35%。实施例6:采用N-甲基咪唑硫酸氢盐离子液体催化剂改进Eas加an反应精馏塔工艺生 产醋酸甲酯
一座年产高纯度醋酸甲酯15000吨的反应精馏塔，采用Eastman反应精馏酯化工艺 生产醋酸甲酯，塔内径为1800 mm，共有95块塔板，塔高60 m，其中反应区设60块 逆流泡罩型反应塔板。
利用本发明工艺，琬对Eastman发应—精馏酯化工艺进行改进第一、通过改变进料 位置增加反应段塔板的数目、增加料液在反应塔板上的停留时间；第二、采用N-甲基 咪唑硫酸氢盐离子液体取代浓硫酸作为催化剂，己达到避免废酸水排放和极大提高过程 绿色化的目的；第三、在反应精馏塔和甲醇回收塔之间增加一个闪蒸塔以用于回收催化 剂。 .
改造后的反应精馏设备和工艺流程见附图1:反应精馏塔T-Ol塔内径为1800 mm， 仍有95块塔板，塔高60m，反应区设70块高持液量反应塔板。原料醋酸和甲醇的摩尔 比为l:l，原料醋酸预热至65'C从第9块板位置进料，进入反应精馏塔T-01上段，原料 甲醇预热至56'C从第85块板位置进料，进入反应精馏塔T-01下段，N-甲基咪唑硫酸氢 盐离子液体催化剂按与醋酸的质量比1:4预热至5(TC从第15块板位置进入反应精馏塔 T-01的中部。反应精馏塔T-01塔顶的操作回流比为1.8，塔顶得到醋酸甲酯产品，纯度 为99.97%。塔T-01底采出流股7主要为水和离子液体催化剂，还含有少量的甲醇和微 量的醋酸，塔底流股7经HEATER-4预热后进入闪蒸罐FLASH，由于离子液体几乎无 蒸汽压，闪蒸分离后闪蒸罐FLASH底部液相主要为再生离子液体，液相流股9被泵回 混合器MIXER-l后再次进入反应精馏塔T-Ol内催化酯化反应；闪蒸产生的气相流股8 则主要为甲醇和水，直接进入甲醇回收塔T-02精馏回收甲醇，回收的甲醇流股10返回 混合器MIXER-2，再次进入反应精馏塔T-Ol内反应，水从甲醇回收塔T-02的塔底采出。
本精馏分离系统利用闪蒸罐闪蒸去除轻组分，闪蒸罐FLASH底部液相回收离子液 体液相流股被泵回反应精馏塔T-01内，离子液体回收率在99%以上；利用甲醇回收塔 T-02回收未反应完的甲醇，提高了甲醇原料利用率。装置运行三个月后，催化剂部分失 活导致催化效率降低，催化剂质量也有一定损耗，此时需要对催化剂进行再生处理和补 充新鲜的离子液体催化剂，上述再生好的离子液体催化剂和新鲜补充的离子液体催4七剂 通过混合器MIXER-1进入反应精馏塔T-01内。
本实施例与现有Eastman反应精馏酯化工艺相比，在不改变塔径和塔板数的情况下，
9通过采用原料在不同进料段进料策略，增加反应区的塔板数量，并降低萃取段塔板数， 使得原料醋酸的损耗率从1%下降到0.5%以下，且完全避免了稀硫酸废液的排放问题， 产生的水可达标直接排放(醋酸含量在50ppm以下)，使整个过程达到完全绿色化；改 造所需设备仅为闪蒸罐，改造费用低，反应精馏塔的单塔能耗降低20%以上，取代浓硫 酸作为催化剂，提高了生产安全性，醋酸甲酯的综合单位生产成本下降了 30%。
实施例7:采用本发明吡啶硫酸氢盐离子液体催化剂反应耧馏生产醋酸甲酯
生产流程见附图l。 一座年产高纯度醋酸甲酯5000吨的反应精馏塔，其内径为800 mm，共有55块塔板，塔高18m，反应区有40块塔板。原料醋酸和甲醇的物质的量之 比为1:1.05，原料醋酸预热至70'C从第5块板位置进料，进入反应精馏塔T-Ol上段， 原料甲醇预热至5(TC从第50块板位置进料，进入反应精馏塔T-Ol下段，吡啶硫酸氢盐 离子液体催化剂按与醋酸的质量比1:2预热至6(TC从第10块板位置进入反应精馏塔 T-01的中部。反应精馏塔T-01塔顶的操作回流比为1.7，醋酸和甲醇在反应精馏塔T-Ol 的反应段完成反应，在塔内边反应边精馏，两者相互促进，大大提高了反应的选择性和 转化率，最终反应精馏塔T-01塔顶得到的醋酸甲酯产品含量为99.9e/。。塔T-01底采出 流股7主要为水和离子液体催化剂，还含有少量的甲醇和微量的醋酸，塔底流股7经 HEATER-4预热后进入闪蒸罐FLASH，由于离子液体几乎无蒸汽压，闪蒸分离后闪蒸 罐FLASH底部液相主姜为再生离子液体，液相离子液体流股9被泵回混合器MIXER-1 后再次进入反应精馏塔T-Ol内催化酯化反应；闪蒸产生的气相流股8则主要为甲醇和 水，直接进入甲醇回收塔T-02精馏回收甲醇，回收的甲醇流股10返回混合器MIXER-2， 再次进入反应精馏塔T-Ol内反应，水从甲醇回收塔T-02的塔底采出。'
本精馏分离系统利用闪蒸罐和二座塔的集成流程工艺，不仅解决了催化剂的回收和 再循环利用问题，还完全避免了废酸液的排放问题，产生的水可达标直接排放(醋酸含 量在50ppm以下)，使整个过程达到完全绿色化。装置运行三个月后，催化剂部分失活 导致催化效率降低，催化剂质量也有一定损耗，此时需要对催化剂进行再生处理和补充 新鲜的离子液体催化剂，上述再生好的离子液体催化剂和新鲜补充的离子液体催化剂通 过混合器MIXER-1进入反应精馏塔T-Ol内。本实施例与现有先催化反应后精馏分离的 传统工艺相比，醋酸的一次转化率可提高10%以上，达98%以上，原料醋酸的损耗率在 0.5%以下，在反应精馏塔T-Ol内实现了真正的反应和分离一体化，与浓硫酸法相比， 单塔能耗降低30%以上，所需塔设备材质仅为316L不锈钢，大大降低了装置和设备投
10资，醋酸甲酯的综合单位生产成本下降了 30%。
实施例8:采用本发明丁基三乙基季铵硫酸氢盐离子液体催化剂反应精馏生产醋酸甲酯
生产流程见附图l。 一座年产高纯度醋酸甲酯5000吨的反应精馏塔，其内径为800 mm，共有55块塔板，塔高18m，反应区有40块塔板。原料醋酸和甲醇的物质的量之 比为1:1.05，原料醋酸预热至7(TC从第5块板位置进料，进入反应精馏塔T-Ol上段， 原料甲醇预热至50'C从第50块板位置进料，进入反应精馏塔T-Ol下段，丁基三乙基季 铵硫酸氢盐离子液体催化剂按与醋酸的质量比1:1预热至6CTC从第10块板位置进入反 应精馏塔T-Ol的中部。反应精馏塔T-Ol塔顶的操作回流比为1.8，醋酸和甲醇在反应精 馏塔T-Ol的反应段完成反应，在塔内边反应边精馏，两者相互促进，大大提高了反应 的选择性和转化率，最终反应精馏塔T-Ol塔顶得到的醋酸甲酯产品含量为99.9%。塔 T-01底采出流股7主要为水和离子液体催化剂，还含有少量的甲醇和微量的醋酸，^^底 流股7经HEATER-4预热后进入闪蒸罐FLASH，由于离子液体几乎无蒸汽压，闪蒸分 离后闪蒸罐FLASH底部液相主要为再生离子液体，液相离子液体流股9被泵回混合器 MIXER-1后再次进入反应精馏塔T-Ol内催化酯化反应；闪蒸产生的气相流股8则主要 为甲醇和水，直接进入甲醇回收塔T-02精馏回收甲醇，回收的甲醇流股10返回混合器 MIXER-2，再次进入反应精馏塔T-Ol内反应，水从甲醇回收塔T-02的塔底采出。
本精馏分离系统利用闪蒸罐和二座塔的集成流程工艺，不仅解决了催化剂的回收和 再循环利用问题，还完全避免了废酸液的排放问题，产生的水可达标直接排放(醋酸含 量在50ppm以下)，使整个过程达到完全绿色化。装置运行三个月后，催化剂部分失活 导致催化效率降低，催化剂质量也有一定损耗，此时需要对催化剂进行再生处理和补充 新鲜的离子液体催化剂，上述再生好的离子液体催化剂和新鲜补充的离子液体催化剂通 过混合器MIXER-1进入反应精馏塔T-Ol内。本实施例与现有先催化反应后精馏分离的 传统工艺相比，醋酸的一次转化率可提高10%以上，达98%以上，原料醋酸的损耗率在 0.5%以下，在反应精馏塔T-Ol内实现了真正的反应和分离一体化，与浓硫酸法相比， 单塔能耗降低30%以上，所需塔设备材质仅为316L不锈钢，大大降低了装置和设备投 资，醋酸甲酯的综合单位生产成本下降了 30%。
权利要求
1.一种以离子液体为催化剂的反应精馏连续生产醋酸甲酯的工艺，其特征是它由下列步骤组成步骤1.将醋酸、甲醇和离子液体分别经热交换器进行预热，步骤2.将预热后的原料醋酸连续地从反应精馏塔(T-01)的上段输入反应精馏塔(T-01)，将预热后的离子液体作为催化剂按与醋酸质量1∶1-1∶5的比例连续地从反应精馏塔(T-01)的中部输入反应精馏塔(T-01)，同时再将预热后的原料甲醇按与醋酸物质的量1∶1-1∶2的比例连续地从反应精馏塔(T-01)的下段输入反应精馏塔(T-01)，反应精馏塔(T-01)的中部是精馏塔的反应段，步骤3.从反应精馏塔(T-01)塔顶采出产品醋酸甲酯，从反应精馏塔(T-01)塔底采出催化剂离子液体物料，其中混有酯化生成的水和少量的原料甲醇，步骤4.步骤3塔底采出的离子液体物料进入闪蒸罐(FLASH)闪蒸，闪蒸罐(FLASH)底采出的液体为催化剂离子液体，返回反应精馏塔(T-01)，闪蒸罐(FLASH)蒸出的气相蒸汽为水和甲醇的混合蒸汽，其中主要是水，步骤5.将步骤4闪蒸罐(FLASH)蒸出的气相蒸汽输入甲醇回收塔(T-02)，经分离后甲醇回收塔(T-02)塔顶采出原料甲醇，返回反应精馏塔(T-01)作原料，甲醇回收塔(T-02)塔底采出酯化生成的水，排放。
2、 根据权利要求1所述的反应精馏连续生产羧酸酯的工艺，其特征是:所述的离子 液体是三烷基叔胺硫酸氢盐、N-垸基咪唑硫酸氢盐或吡啶硫酸氢盐或四烷基季铵硫酸氢 盐中任意一种的离子液体。
3、 根据权利要求1所述的生产醋酸甲酯的工艺，其特征是为达到醋酸甲酯所需 纯度，反应精馏塔(T-01)的塔板数量为40 120。
4、 根据权利要求1所述的生产醋酸甲酯新工艺，其特征是反应精馏塔(T-01) 塔顶的操作回流比为0.5 3.0。
5、 根据权利要求3所述的生产醋酸甲酯新工艺，其特征是原料醋酸预热后进入 反应精馏塔(T-01)上段，进料板位在5 12之间；催化剂进入反应精馏塔(T-01)的 中部，进料板位在8 20之间；原料甲醇预热后进入反应精馏塔(T-01)下段，进料板 比塔底高5 15板，从而保证反应区有40块以上实际板数，以保证反应完全。
全文摘要
一种以离子液体为催化剂的反应精馏连续生产醋酸甲酯的工艺，它是将原料预热，醋酸从反应精馏塔的上段输入，同时离子液体从塔的中部输入和甲醇从塔的下段输入，反应精馏塔的中部是反应段，从塔顶采出产品醋酸甲酯，从塔底采出催化剂离子液体物料进入闪蒸罐闪蒸，闪蒸罐底采出的液体为催化剂离子液体，返回反应精馏塔，闪蒸罐蒸出的气相为水和甲醇的混合蒸汽，输入甲醇回收塔，经分离后甲醇回收塔塔顶采出原料甲醇，返回反应精馏塔作原料，甲醇回收塔塔底采出水，排放。本发明的工艺没有废酸水排放；所需塔设备材质仅为316L不锈钢，能显著地减少对设备的腐蚀和一次性投资，同时能耗下降15％以上，使得最终产品的生产成本下降30％以上。
文档编号C07C67/00GK101560151SQ20091002712
公开日2009年10月21日 申请日期2009年5月22日 优先权日2009年5月22日
发明者吴有庭, 政 周, 张志炳, 峰 肖, 陶端健 申请人:南京大学