CN114773198A - 一种悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的方法，以丙二醇甲醚和醋酸为原料，环己烷为带水剂，固体超强酸作催化剂，可在较低温度下进行酯化反应制备丙二醇甲醚醋酸酯。本发明利用悬浮催化精馏，在反应段和提馏段之间增设催化剂固液分离器，使催化剂的更换不需要停车，生产连续化，催化剂装卸方便，可回收循环使用，提高了催化剂使用寿命，且对生产设备无腐蚀，反应物不需中和水洗，无大量废液排放，工艺流程简单，操作方便，生产效率高，产品纯度高，反应条件温和，转化率高，选择性好；带水剂环己烷相较于苯和甲苯，毒性小。本发明从工艺设计、操作条件、催化剂选择等方面说明具有良好的经济效益和环境效益，符合绿色化学生产要求。

Description

一种悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的方法及装置

技术领域

本发明涉及化学工艺，具体涉及一种悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的方法及装置。

背景技术

进入21世纪，污染和环境问题日益受到人们得关注，绿色化学成为化学发展的趋势，化学反应在工艺设计、操作条件和催化剂方面等都应该考虑绿色化学的内容。

丙二醇甲醚醋酸酯(PMA)分子链中含羰基、醚健和烷基，对极性和非极性的物质都具有良好的溶解能力，因此被称为“万能溶剂”。作为一种性能优良的工业溶剂，由于其溶解性能高、粘度变化小、腐蚀性小和热稳定性好等优点，被广泛用于涂料、油漆、纺织、农药、集成电路等行业。目前我国工业中应用较多的是乙二醇醚类溶剂，该溶剂和PMA同属于醇醚类溶剂，在自身性质和适用范围方面具有很大的相似性。但是由于PMA在生物体内的代谢条件和产物更为温和，因此PMA的毒性比乙二醇醚类溶剂低得多，这也是PMA有取代乙二醇醚类溶剂趋势的原因。

目前PMA的合成方法主要有直接酯化法、酯交换法和环氧丙烷一步合成法。其中，直接酯化法是目前技术比较成熟的工业化方法，以醋酸和丙二醇甲醚为原料，传统的酸如无机酸与Lewis酸为催化剂，以浓硫酸使用最为普遍。硫酸催化剂的优点是易得、价廉，催化反应活性高，但也存在以下缺点：(1)选择性不好，导致一系列副反应，给过量原料回收和循环使用带来不便；(2)反应后需要对反应产物进行中和、水洗，不仅给分离过程带来困难，而且还产生大量工业废水，造成环境污染；(3)硫酸对设备和管道腐蚀严重，造成设备需定期更新，生产成本提高。顾静芳等采用固体超强酸SO₄ ^2-/TiO₂作为催化合成PMA的催化剂(顾静芳.超强酸对甲苯磺酸催化合成丙二醇甲醚醋酸酯的研究[J].上海应用技术学院学报.2006(4)：240-244)，据报道，以上两种催化剂均具有较高的催化活性，但杂多酸、固体超强酸SO₄ ^2-/TiO₂催化剂较易中毒、活性组分流失，从而导致使用寿命较短。而专利说明书CN101993360A中记载了一种强酸阳树脂催化剂来进行酯化反应，虽然从一定程度上解决了催化剂和产物的分离问题，但而这一类非均相催化剂易失活，操作损失高及传质阻力大。

悬浮催化精馏与传统催化精馏相比，在反应段和提馏段之间增设一个催化剂固液分离器，催化剂在此和大部分液相分离，并循环进入反应段，如果需要，部分催化剂可送出再生。固液分离的不完全性导致一小部分反应混合物作为液相外部返混随催化剂循环至反应段内。该工艺基于催化剂在线装卸和再生的构想，将细粉状催化剂悬浮于反应段液相中，而非固定在反应段中，不仅继承了常规反应精馏转化率高、选择性好、能耗低、操作容易、节省投资等优点，而且克服了采用非结构和结构化两种催化剂技术所存在的以下缺点：催化剂床层中传质、热阻阻力大、催化剂构件制作麻烦，装卸不变，需停车更换和再生催化剂，催化剂构件及其包装材料阻碍传质、传热的进行，使得催化剂的有效利用率降低。

因此，对传统的生产系统进行改进，利用悬浮催化精馏，提供一种方便催化剂更换、拆卸和再生的连续化生产PMA的绿色工艺方法，对PMA的推广生产、市场效益以及企业和社会都具有及其重要的意义。

发明内容

针对上述问题，本发明提出了一种悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的方法，利用悬浮催化精馏，在反应段和提馏段之间增设一个催化剂固液分离器，方便催化剂的更换、拆卸和再生的连续化生产，提高催化剂使用寿命，方便循环使用，同时选用能与水形成较低共沸点的环己烷作为带水剂，将酯化反应温度维持在70～85℃，就可以获得高选择性的反应产物，由于固体超强酸反应活性高，可使原料醇醚接近完全转化且副反应少，为酯化反应的一种绿色工业催化剂。

为实现上述技术目的，本发明的悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的方法包括如下步骤：

(1)将丙二醇甲醚、部分醋酸、固体超强酸催化剂按比例投入预反应釜V1中，在加热条件下进行预反应，预反应釜V1中的反应液通过输送泵送至酯化塔T1的反应段，在酯化塔T1的反应段中进一步发生酯化反应；

(2)将带水剂和另一部分醋酸经过汽化器V4气化后加入到酯化塔T1的反应段底部，酯化塔T1的塔顶产物经冷凝器E1冷凝，进入油水相分离器V2中，其中水相被引出，油相返回至酯化塔T1中；

(3)在酯化塔T1的反应段和提馏段之间引入固液分离器V3，将酯化塔T1的反应段出来的反应产物和固体超强酸催化剂，通过固液分离器V3分离出的固体超强酸催化剂循环回预反应釜V1，或根据需要送至部分再生；

(4)分离器V3分离出的釜液经过酯化塔T1的提馏段后采出送至脱轻塔T2的中部，通过精馏分离，在脱轻塔T2的塔顶采出液通过冷凝回流至预反应釜V1中继续反应；脱轻塔T2的塔釜采出液送入产品精制塔T3中精制，并在塔顶得到高纯度产品PMA，酯化反应过程中产生的重组分在产品精制塔T2的塔底排出。

其中，所述固体超强酸催化剂以氧化物SO₄ ^2-/M_xO_y做基体，所述基体为SO₄ ^2-/TiO₂、SO₄ ^2-/ZrO₂、SO₄ ^2-/Al₂O₃、SO₄ ^2-/Fe₂O₃中的任意一种。对于固体超强酸催化剂的具体形式在本发明中不做过多限制，所采用的催化剂颗粒小，可在精馏塔内自由流动，可使用现有技术中惯用的固体超强酸催化剂。

所述酯化塔T1为具有25～30块塔板的筛板塔，进料位置在第10～22块塔板上，主要在酯化塔的反应段，优选地，预反应釜V1中的反应液在反应段的上端进料，将带水剂和另一部分醋酸经过汽化器V4气化后在反应段的底部进料，进料位置大概为第11块和21块塔板进料，塔的回流比为1～3；酯化塔T1精馏段反应温度在45～55℃、反应段温度在70～85℃、提馏段温度在140～145℃；酯化塔T1精馏段压力为常压、反应段压力范围在0～5kPa、提馏段压力范围在0～15kPa。酯化塔T1即为悬浮催化精馏塔，分为三段，上段为精馏段，中间为反应段，下段为提馏段，在反应段和提馏段之间增设一个催化剂固液分离器。通过固液分离器分离出的固体催化剂，可根据需要送至部分再生，或者催化剂循环回预反应釜。

所述脱轻塔T2为具有30～40块塔板的填料塔，进料位置在第11～15塔板上，优选地，在第14块塔板进料，塔的回流比为2～4；脱轻塔的温度范围在120～150℃，压力范围在0～20kPa。

所述精制塔T3为具有20～30块塔板的填料塔；进料位置在第10～14塔板上，优选第11块塔板进料，塔的回流比为1～3；精制塔的温度范围在145～165℃，压力范围在-50～-40kPa。

预反应釜V1中的反应时间为1～3小时。

优选地，所述带水剂为环己烷。

其中，醋酸与丙二醇甲醚进料量摩尔比为1～1.5:1，其中，步骤(1)和步骤(2)中醋酸的比例为1:2，在保证预反应的前提下，尽可能的从反应段底部进料提高反应转化率和避免塔顶出现醋酸。

酯化塔T1反应段的反应温度维持在70～85℃之间。

本发明进一步提出了可以实现上述悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的工艺的装置，包括预反应釜V1、酯化塔T1、脱轻塔T2、汽化器V4和产品精制塔T3；所述酯化塔T1包括精馏段、反应段和提馏段，在反应段和提馏段之间设置有固液分离器V3，其中：

所述预反应釜V1与酯化塔T1中部的反应段进口相连，汽化器V4与酯化塔T1的反应段底部相连，酯化塔T1塔顶与冷凝器E1进口相连，冷凝器E1出口与油水分离器V2相连，油水分离器V2出口与酯化塔T1精馏段相连；

酯化塔T1提馏段的上端与固液分离器V3相连，下端连接有再沸器E4，固液分离器V3与输送泵P2相连，输送泵P2与预反应釜V1进料口相连；

酯化塔T1提馏段的底部出口与脱轻塔T2相连，脱轻塔T2塔顶与冷凝器E2和预反应釜V1相连，脱轻塔T2底部设置有再沸器E5，再沸器E5出口与产品精制塔T3相连，产品精制塔T3塔顶顶端设置有冷凝器E3，产品精制塔T3塔釜设置有再沸器E6。

本发明的产品精馏塔塔顶得到的丙二醇甲醚醋酸酯的纯度为99.4～99.5％。

本发明以丙二醇甲醚和醋酸为原料，环己烷为带水剂，在70～85℃较低温度下悬浮催化反应精馏进行反应，酯化反应生成的水与环己烷形成共沸后，从塔顶气相经过冷凝后分相，含有带水剂环己烷的油相返回反应精馏塔顶部，水相进一步去处理回收环己烷；催化精馏塔底部出来的反应产物和催化剂，通过固液分离器分离出固体催化剂，催化剂可根据需要送至部分再生，或者催化剂循环回预反应釜。分离器分离出的液相去脱轻塔，回收未反应的原料丙二醇甲醚与醋酸以及过量的环己烷，然后返回预反应釜继续反应，塔釜物料送到产品精制塔，从塔顶得到PMA产品，塔釜排出重组分。

所述产品精馏塔塔顶得到的丙二醇甲醚醋酸酯的纯度为99.4～99.5％。

有益效果：本发明由于采取以上技术方案，其具有以下优点：

(1)催化剂的更换不需要停车，生产连续化，催化剂装卸方便，可再生，可回收循环使用，提高了催化剂使用寿命；

(2)对生产设备无腐蚀，反应物不需中和水洗，无废液排放；

(3)工艺流程简单，生产效率高，产品纯度高；

(4)反应条件温和，在保证纯度的基础上，转化率更高，选择性好；

(5)环己烷相较于苯和甲苯，毒性小，因此本发明具有良好的经济效益和环境效益，符合绿色化学生产要求。

附图说明

下面结合附图和具体实施方式对本发明做更进一步的具体说明，本发明的上述优点将会变得更加清楚。

图1为悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的绿色工艺示意图；

图2为催化精馏法制备丙二醇甲醚醋酸酯的绿色工艺示意图；

图3为实施例1与对比例1的流程制备丙二醇甲醚醋酸酯的转化率对比图；

图4为实施例2与对比例2的流程制备丙二醇甲醚醋酸酯的转化率对比图；

附图中T1-酯化塔、T2-脱轻塔、T3-产品精制塔、P1/P2-输送泵、V1-预反应釜、V2-油水相分离器、V3-固液分离器、V4-汽化器、E1/E2/E3-冷凝器、E4/E5/E6-再沸器。

具体实施方式

为了更清楚的阐述本发明的技术方案，以下结合说明书内容给出相关技术方案的具体实施例，应该理解以下实施例并不构成对本发明保护范围的限制，任何相关技术领域技术人员基于本发明无需付出创造性劳动的演变与改进所形成的技术方案均属于本发明的保护范围。

本发明提出了一种悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的方法，使用的装置如图1所示。

具体地，包括预反应釜V1、酯化塔T1、脱轻塔T2、汽化器V4和产品精制塔T3；所述酯化塔T1包括精馏段、反应段和提馏段，在反应段和提馏段之间设置有固液分离器V3。其中，预反应釜V1与酯化塔T1中部的反应段进口相连，汽化器V4与酯化塔T1的反应段底部相连，酯化塔T1塔顶与冷凝器E1进口相连，冷凝器E1出口与油水分离器V2相连，油水分离器V2出口与酯化塔T1精馏段相连；酯化塔T1提馏段的上端与固液分离器V3相连，下端连接有再沸器E4，固液分离器V3与输送泵P2相连，输送泵P2与预反应釜V1进料口相连；酯化塔T1提馏段的底部出口与脱轻塔T2相连，脱轻塔T2塔顶与冷凝器E2和预反应釜V1相连，脱轻塔T2底部设置有再沸器E5，再沸器E5出口与产品精制塔T3相连，产品精制塔T3塔顶顶端设置有冷凝器E3，产品精制塔T3塔釜设置有再沸器E6。

操作步骤为：将丙二醇甲醚、部分醋酸、固体超强酸催化剂按比例投入预反应釜V1中，在加热条件下进行预反应。预反应釜V1中的反应液通过输送泵送至酯化塔T1的反应段，在酯化塔T1反应段中，醋酸与丙二醇甲醚进一步发生酯化反应，生成丙二醇甲醚醋酸酯和副产物水。环己烷作为带水剂，在酯化塔T1反应段底部和剩下部分醋酸经过汽化器V4气化后加入，环己烷与反应生成的水形成共沸物，从酯化塔的塔顶流出后，经冷凝器E1冷凝，进入油水相分离器V2中，其中水相被引出，含带水剂环己烷和极少量醋酸的油相返回至酯化塔T1中；酯化塔T1的釜液中主要为PMA粗产品，同时含有少量丙二醇甲醚和醋酸。酯化塔T1塔底出来的反应产物和催化剂，通过固液分离器V3分离出固体催化剂，催化剂可根据需要送至部分再生，或者催化剂循环回预反应釜V1。分离器V3分离出的釜液采出送至脱轻塔T2的中部，通过精馏分离，在脱轻塔T2的塔顶采出液中通过冷凝器E2冷凝得到含有丙二醇甲醚和醋酸的混合液，其返回至预反应釜V1中继续反应。在脱轻塔T1的塔釜采出液中得到PMA及少量高聚物重组分，其送入产品精制塔T2中精制，并在塔顶得到高纯度产品PMA，酯化反应过程中产生的高聚物在产品精制塔T2的塔底排出。

下面通过具体的实施例来详细说明悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的绿色工艺制备过程。

实施例1

悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的绿色工艺流程如图1所示，其中酯化塔T1为有26块塔板的筛板塔，分别从第11块和第21块塔板进料。脱轻塔T2为有35块塔板的填料塔，进料位置在第14塔板。产品精馏塔T3为有25块塔板的填料塔，进料位置在第11块塔板。将醋酸和丙二醇甲醚按照总摩尔比1:1进料，其中醋酸按照1:4分别进入预反应器V1和汽化器V4。首先将醋酸、丙二醇甲醚和催化剂(本实施例中采用SO₄ ^2-/TiO₂催化剂，用量为反应物料总质量的5％)先通入预反应釜V1中混合搅拌均匀进行预反应，在预反应釜中回流反应1.5小时后，将反应混合液通过输送泵打入到酯化塔T1反应段第11块塔板进料继续反应，剩下的醋酸和带水剂环己烷经过汽化器V4加热汽化后从酯化塔反应段底部第21块塔板进料，反应段的温度维持在70～81℃之间。精馏段反应温度在45～55℃，提馏段温度在140～145℃，酯化塔T1回流比为2，从酯化塔T1塔底出来的反应产物和催化剂，可通过固液分离器V3分离出固体催化剂，可将部分失活的催化剂根据需要送至再生，剩下的催化剂循环回预反应釜V1。通过固液分离器分离出的液相混合物(即粗产品)中丙二醇甲醚醋酸酯、丙二醇甲醚、醋酸的摩尔含量分别见下表。将该粗产品继续通过脱轻塔T2和产品精制塔T3进一步分离提纯，脱轻塔T2回流比为3:1，压力为常压，塔顶温度为124℃，塔釜温度为147℃。产品精制塔T3回流比为1.5:1，压力为-50kPa，塔顶温度为122℃，塔釜温度为129℃。在脱轻塔T2塔顶获得未反应的原料，其中包括丙二醇甲醚和醋酸，两者占总馏出液的98.4％，其返回至预反应釜V1中继续反应，具体数据见下表。在产品精制塔T3的塔顶获得丙二醇甲醚醋酸酯产品，产品摩尔纯度为99.4％，转化率为76％。

表2

摩尔分数	酯化塔塔釜	脱轻塔塔顶	精制塔塔顶
				丙二醇甲醚	13.9％	41.3％	-
醋酸	21.4％	57.1％	-
				丙二醇甲醚醋酸酯	64.7％	-	99.4％

实施例2

悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的绿色工艺流程如图1所示，其中酯化塔T1为有26块塔板的筛板塔，分别从第11块和第21块塔板进料。脱轻塔T2为有35块塔板的填料塔，进料位置在第14塔板。产品精馏塔T3为有25块塔板的填料塔，进料位置在第11块塔板。将醋酸和丙二醇甲醚按照总摩尔比1.2:1进料，其中醋酸按照1:4分别进入预反应器V1和汽化器V4。首先将醋酸、丙二醇甲醚和催化剂先通入预反应釜V1中混合搅拌均匀进行预反应，在预反应釜中回流反应1.5小时后，将反应混合液通过输送泵打入到酯化塔T1反应段第11块塔板进料继续反应，剩下的醋酸和带水剂环己烷经过汽化器V4加热汽化后从酯化塔反应段底部第21块塔板进料，反应段的温度维持在73～84℃之间，精馏段反应温度在45～55℃，提馏段温度在140～145℃，从酯化塔T1塔底出来的反应产物和催化剂，可通过固液分离器V3分离出固体催化剂，可将部分失活的催化剂根据需要送至再生，剩下的催化剂循环回预反应釜V1。通过固液分离器分离出的液相混合物(即粗产品)中丙二醇甲醚醋酸酯、丙二醇甲醚、醋酸的摩尔含量分别见下表。将该粗产品继续通过脱轻塔T2和产品精制塔T3进一步分离提纯，脱轻塔T2回流比为3.5:1，压力为常压，塔顶温度为119℃，塔釜温度为148℃。产品精制塔T3回流比为1.6:1，压力为-50kPa，塔顶温度为122℃，塔釜温度为150℃。在脱轻塔T2塔顶获得未反应的原料，其中包括丙二醇甲醚和醋酸，两者占总馏出液的99.2％，其返回至预反应釜V1中继续反应，具体数据见下表。在产品精制塔T3的塔顶获得丙二醇甲醚醋酸酯产品，产品摩尔纯度为99.5％，转化率为78％。

表3

摩尔分数	酯化塔塔釜	脱轻塔塔顶	精制塔塔顶
				丙二醇甲醚	12.5％	39％	-
醋酸	18.6％	60.2％	-
				丙二醇甲醚醋酸酯	68.9％	-	99.5％

实施例3

悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的绿色工艺流程如图1所示，其中酯化塔T1为有26块塔板的筛板塔，分别从第11块和第21块塔板进料。脱轻塔T2为有35块塔板的填料塔，进料位置在第14塔板。产品精馏塔T3为有25块塔板的填料塔，进料位置在第11块塔板。将醋酸和丙二醇甲醚按照总摩尔比1.5:1进料，其中醋酸按照1:4分别进入预反应器V1和汽化器V4。首先将醋酸、丙二醇甲醚和催化剂先通入预反应釜V1中混合搅拌均匀进行预反应，在预反应釜中回流反应2小时后，将反应混合液通过输送泵打入到酯化塔T1反应段第11块塔板进料继续反应，剩下的醋酸和带水剂环己烷经过汽化器V4加热汽化后从酯化塔反应段底部第21块塔板进料，反应段的温度维持在71～85℃之间。从酯化塔T1塔底出来的反应产物和催化剂，可通过固液分离器V3分离出固体催化剂，可将部分失活的催化剂根据需要送至再生，剩下的催化剂循环回预反应釜V1。通过固液分离器分离出的液相混合物(即粗产品)中丙二醇甲醚醋酸酯、丙二醇甲醚、醋酸的摩尔含量分别见下表。将该粗产品继续通过脱轻塔T2和产品精制塔T3进一步分离提纯，脱轻塔T2回流比为3.5:1，压力为常压，塔顶温度为118℃，塔釜温度为147℃。产品精制塔T3回流比为1.5:1，压力为-50kPa，塔顶温度为126℃，塔釜温度为150℃。在脱轻塔T2塔顶获得未反应的原料，其中包括丙二醇甲醚和醋酸，两者占总馏出液的99.1％，其返回至预反应釜V1中继续反应，具体数据见下表。在产品精制塔T3的塔顶获得丙二醇甲醚醋酸酯产品，产品摩尔纯度为99.5％，转化率为81％。

表4

摩尔分数	酯化塔塔釜	脱轻塔塔顶	精制塔塔顶
				丙二醇甲醚	9.7％	32.3％	-
醋酸	20.6％	66.8％	-
				丙二醇甲醚醋酸酯	69.7％	-	99.5％

对比例1

催化精馏法制备丙二醇甲醚醋酸酯的绿色工艺流程如图2所示，除酯化塔不同外，其他操作步骤与实施例1完全相同，其中图2酯化塔选用固定床结构装载固体催化剂，对应的丙二醇甲醚的转化率如图3所示。

对比例2

悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的绿色工艺流程如图1所示，除酯化塔选用催化剂不同外，其他操作步骤与实施例2完全相同，其中图1酯化塔催化剂选用浓硫酸，对应的丙二醇甲醚醋酸酯的摩尔纯度如图4所示。

本发明提供了一种利用悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的绿色工艺的思路及方法，具体实现该技术方案的方法和途径很多，以上所述仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。本实施例中未明确的各组成部分均可用现有技术加以实现。

Claims (10)

1.一种悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的方法，其特征在于，包括如下步骤：

（1）将丙二醇甲醚、部分醋酸、固体超强酸催化剂按比例投入预反应釜（V1）中，在加热条件下进行预反应，预反应釜（V1）中的反应液通过输送泵送至酯化塔（T1）的反应段，在酯化塔（T1）的反应段中进一步发生酯化反应；

（2）将带水剂和另一部分醋酸经过汽化器（V4）气化后加入到酯化塔（T1）的反应段底部，酯化塔（T1）的塔顶产物经冷凝器（E1）冷凝，进入油水相分离器（V2）中，其中水相被引出，油相返回至酯化塔（T1）中；

（3）在酯化塔（T1）的反应段和提馏段之间引入固液分离器（V3），将酯化塔（T1）的反应段出来的反应产物和固体超强酸催化剂，通过固液分离器（V3）分离出的固体超强酸催化剂循环回预反应釜（V1），或根据需要送至部分再生；

（4）分离器（V3）分离出的釜液经过酯化塔（T1）的提馏段后采出送至脱轻塔（T2）的中部，通过精馏分离，在脱轻塔（T2）的塔顶采出液通过冷凝回流至预反应釜（V1）中继续反应；脱轻塔（T2）的塔釜采出液送入产品精制塔（T3）中精制，并在塔顶得到高纯度产品PMA，酯化反应过程中产生的重组分在产品精制塔（T2）的塔底排出。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述固体超强酸催化剂以氧化物SO₄ ^2-/M_xO_y做基体，所述基体为SO₄ ^2-/TiO₂、SO₄ ^2-/ZrO₂、SO₄ ^2-/Al₂O₃、SO₄ ^2-/Fe₂O₃中的任意一种。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述酯化塔（T1）为具有25~30块塔板的筛板塔，进料位置在第10~22块塔板上，塔的回流比为1~3；酯化塔（T1）精馏段反应温度在45~55℃、反应段温度在70~85℃、提馏段温度在140~145℃；酯化塔（T1）精馏段压力为常压、反应段压力范围在0~5kPa、提馏段压力范围在0~15kPa。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述脱轻塔（T2）为具有30~40块塔板的填料塔，进料位置在第11~15塔板上，塔的回流比为2~4；脱轻塔的温度范围在120~150℃，压力范围在0~20kPa。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述精制塔（T3）为具有20~30块塔板的填料塔；进料位置在第10~14塔板上，塔的回流比为1~3；精制塔的温度范围在145~165℃，压力范围在-50 ~ -40kPa。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，预反应釜（V1）中的反应时间为1~3小时。

7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述带水剂为环己烷。

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，醋酸与丙二醇甲醚进料量摩尔比为1~1.5:1，其中，步骤（1）和步骤（2）中醋酸的比例为1:2。

9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，酯化塔（T1）反应段的反应温度维持在70～85℃之间。

10.一种悬浮催化精馏制备丙二醇甲醚醋酸酯的装置，其特征在于，包括预反应釜（V1）、酯化塔（T1）、脱轻塔（T2）、汽化器（V4）和产品精制塔（T3）；所述酯化塔（T1）包括精馏段、反应段和提馏段，在反应段和提馏段之间设置有固液分离器（V3），其中：

所述预反应釜（V1）与酯化塔（T1）中部的反应段进口相连，汽化器（V4）与酯化塔（T1）的反应段底部相连，酯化塔（T1）塔顶与冷凝器（E1）进口相连，冷凝器（E1）出口与油水分离器（V2）相连，油水分离器（V2）出口与酯化塔（T1）精馏段相连；

酯化塔（T1）提馏段的上端与固液分离器（V3）相连，下端连接有再沸器（E4），固液分离器（V3）与输送泵（P2）相连，输送泵（P2）与预反应釜（V1）进料口相连；

酯化塔（T1）提馏段的底部出口与脱轻塔（T2）相连，脱轻塔（T2）塔顶与冷凝器（E2）和预反应釜（V1）相连，脱轻塔（T2）底部设置有再沸器（E5），再沸器（E5）出口与产品精制塔（T3）相连，产品精制塔（T3）塔顶顶端设置有冷凝器（E3），产品精制塔（T3）塔釜设置有再沸器（E6）。

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