RU2786454C1

RU2786454C1 - Method for synthesis of acetic acid by carbonylation of low-pressure methanol

Info

Publication number: RU2786454C1
Application number: RU2022106245A
Authority: RU
Inventors: Юншэн БИ
Original assignee: Пуцзин Кемикал Индастри Ко., Лтд
Priority date: 2019-09-10
Filing date: 2020-08-27
Publication date: 2022-12-21

Abstract

FIELD: synthesis of acetic acid.

SUBSTANCE: The present invention relates to a method for the synthesis of acetic acid by carbonylation of low-pressure methanol, including: (1) the introduction of methanol and CO into a reactor without stirring to conduct a carbonylation reaction in it in the presence of a catalyst, the supply of a liquid-phase part from the middle part of the reactor without stirring into an instantaneous evaporation evaporator for instant evaporation, thus separating it to obtain a liquid-phase (2) the implementation of heat exchange between the liquid-phase component and the instantaneous evaporation heat exchanger of the mother liquor and after heating the supply of the liquid-phase component to the secondary instantaneous evaporation, thus separating it to obtain a secondary liquid-phase component and a secondary gas-phase component; (3) the supply of the primary gas-phase component and the secondary gas-phase component obtained by separation, into a catalyst trap from which the captured catalyst is extracted and recirculated into an instantaneous evaporation evaporator, and then the gas-phase components are fed into the distillation column of light components for rectification, thus separating them to obtain a light component and a heavy component; (4) recirculation of liquid-phase components obtained in stage (1) and stage (2), back into the reactor without stirring for the reaction; (5) feeding the heavy component obtained in step (3) into the rectification column of heavy components for rectification, thus separating it with the production of acetic acid.

EFFECT: The present invention enables to completely separate the liquid by using the reaction heat, reducing inefficient circulation and saving energy and steam consumption.

1 cl, 1 dwg, 9 ex

Description

Область техникиTechnical field

Настоящее изобретение относится к способу синтеза уксусной кислоты, в частности, к способу синтеза уксусной кислоты путем карбонилирования метанола низкого давления.The present invention relates to a process for the synthesis of acetic acid, in particular, to a process for the synthesis of acetic acid by the carbonylation of low pressure methanol.

Уровень техникиState of the art

Уксусная кислота является одним из важных органических химических сырьевых материалов, в основном используемым в производстве винилацетата, уксусного ангидрида, ацетата целлюлозы, ацетатного сложного эфира, терефталевой кислоты, хлоруксусной кислоты и т.д., и может, помимо прочего, широко использоваться в областях химической промышленности, легкой промышленности, текстиля, медицины, полиграфии и крашении. В настоящее время уксусную кислоту в основном производят по технологиям окисления ацетальдегида, прямого окисления олефинов и карбонилирования метанола, среди которых карбонилирование метанола постепенно стало одним из основных способов получения уксусной кислоты благодаря преимуществам высокой конверсии метанола, меньшему количеству побочных продуктов и т.д.Acetic acid is one of the important organic chemical raw materials, mainly used in the production of vinyl acetate, acetic anhydride, cellulose acetate, acetate ester, terephthalic acid, chloroacetic acid, etc., and can be widely used in chemical fields, among other things. industry, light industry, textiles, medicine, printing and dyeing. At present, acetic acid is mainly produced by acetaldehyde oxidation, direct olefin oxidation, and methanol carbonylation technologies, among which methanol carbonylation has gradually become one of the main production methods for acetic acid due to the advantages of high methanol conversion, fewer by-products, etc.

Способ получения уксусной кислоты карбонилированием метанола в основном включает две стадии: образование газообразного СО и получение уксусной кислоты. В соответствии с примером, в котором СО получают с использованием кокса в качестве сырья, стадия образования газообразного СО в основном включает операции образования газа, десульфурации, удаления СО₂, сжатия и т.д. Стадия получения уксусной кислоты может быть дополнительно разделена на операции проведения реакции карбонилирования, мгновенного испарения, ректификации в системе поглощения йодистого метила высокого давления и низкого давления, приготовления катализатора и др.The method for producing acetic acid by carbonylation of methanol mainly includes two stages: the formation of CO gas and the production of acetic acid. According to the example in which CO is produced using coke as a raw material, the CO gas generation step mainly includes gas generation, desulfurization, CO ₂ removal, compression, and so on. The stage of obtaining acetic acid can be further divided into the operations of carrying out the carbonylation reaction, flash evaporation, rectification in the high pressure and low pressure methyl iodide absorption system, catalyst preparation, etc.

В предшествующем уровне техники производство уксусной кислоты путем карбонилирования метанола включает реакцию, в которой СО и метанол используют в качестве сырьевых материалов, полученную уксусную кислоту используют в качестве растворителя, благородный металл Ir-Ru или Rh используют в качестве основного катализатора и добавляют йодистый метил, йодид лития, уксусную кислоту и воду для образования гомогенной каталитической реакционной системы. Получение уксусной кислоты карбонилированием метанола обычно включает стадии: введение метанола и СО в реактор для контакта с гомогенным раствором катализатора, взаимодействие СО с метанолом под действием катализаторов и сокатализаторов с получением уксусной кислоты и одновременное выделение теплоты реакции; после реакции раствор направляют в колонну мгновенного испарения для мгновенного испарения. После мгновенного испарения смесь была разделена на газофазный компонент, содержащий уксусную кислоту, и жидкофазный компонент, содержащий основной катализатор, при этом жидкофазный компонент, содержащий катализатор, рециркулируют в реактор для последующей реакции, а газофазный компонент, содержащий уксусную кислоту, подают в колонну отгонки легких компонентов на ректификацию, таким образом отделяя легкие компоненты, представляющие собой воду, метилацетат и сокатализатор йодистый метил, и легкие компоненты рециркулируют через насос в реактор для последующей реакции. Тяжелая фаза, полученная в колонне удаления легких компонентов, в основном содержит воду, уксусную кислоту и примеси, такие как пропионовая кислота. Этот поток направляют в осушительную колонну для обезвоживания, после чего обезвоженный поток направляют в колонну для тяжелых компонентов, в которой тяжелые компоненты, такие как пропионовая кислота, удаляют с получением уксусной кислоты в качестве продукта. Способ предшествующего уровня техники имеет низкую эффективность мгновенного испарения, такую как степень мгновенного испарения примерно 20%, и имеет низкую степень газификации, что приводит к непрерывной циркуляции уксусной кислоты в реакционной жидкости, увеличивая количество циркулирующего маточного раствора. В то же время быстрая циркуляция означает меньшее время пребывания в реакторе, что, в свою очередь, приведет к снижению степени конверсии катализатора во времени, снижению эффективности реакции и недостаточной загрузке. Большое количество мгновенного испарения будет выносить катализатор из благородного металла из газовой фазы мгновенного испарения, что приведет к увеличению потерь и увеличению стоимости на единицу уксусной кислоты. Кроме того, большое количество мгновенного испарения требует повторного использования большого количества легких компонентов (вода, йодистый метил, метилацетат), что увеличивает потребление энергии.In the prior art, the production of acetic acid by methanol carbonylation involves a reaction in which CO and methanol are used as raw materials, the resulting acetic acid is used as a solvent, the noble metal Ir-Ru or Rh is used as the main catalyst, and methyl iodide, iodide are added lithium, acetic acid and water to form a homogeneous catalytic reaction system. The production of acetic acid by methanol carbonylation usually includes the following steps: introducing methanol and CO into a reactor to contact a homogeneous catalyst solution, reacting CO with methanol under the action of catalysts and cocatalysts to produce acetic acid and simultaneously releasing the heat of reaction; after the reaction, the solution is sent to a flash column for flash evaporation. After flashing, the mixture was separated into a gas-phase component containing acetic acid and a liquid-phase component containing the main catalyst, while the liquid-phase component containing the catalyst is recycled to the reactor for the subsequent reaction, and the gas-phase component containing acetic acid is fed to the light distillation column components for rectification, thus separating the light components, which are water, methyl acetate and methyl iodide cocatalyst, and the light components are recycled through the pump to the reactor for the subsequent reaction. The heavy phase obtained in the light components removal column mainly contains water, acetic acid and impurities such as propionic acid. This stream is sent to a drying column for dehydration, after which the dehydrated stream is sent to a heavy components column in which heavy components such as propionic acid are removed to obtain acetic acid as a product. The prior art method has a low flashing efficiency, such as a flashing rate of about 20%, and has a low gasification rate, resulting in continuous circulation of acetic acid in the reaction liquid, increasing the amount of mother liquor circulating. At the same time, fast circulation means less residence time in the reactor, which in turn will lead to a decrease in the rate of conversion of the catalyst over time, a decrease in reaction efficiency and insufficient loading. A large amount of flash will carry the noble metal catalyst out of the flash gas phase, resulting in increased losses and increased cost per unit of acetic acid. In addition, a large amount of flash evaporation requires the reuse of a large amount of light components (water, methyl iodide, methyl acetate), which increases energy consumption.

Изобретение (US 3769329), поданное в начале 1980-х Пауликом и др. из MONSANTO COMPANY, раскрывает гомогенный родиевый катализатор для оксосинтеза, что представляет собой уникальный подход к процессу оксосинтеза. После постоянного совершенствования и модификации технология оксосинтеза с использованием катализатора на основе родия до настоящего времени стала наиболее важным и наиболее производительным процессом в промышленном производстве уксусной кислоты. Реакционный процесс включает получение уксусной кислоты посредством реакции между метанолом и СО при катализе родиевым катализатором, который представляет собой анионный низкомолекулярный комплекс, имеющий формулу [Rh(CO)₂I₂]^-. Традиционный процесс на основе родия требует использования большого количества воды в качестве стабилизатора катализатора. Такое высокое содержание воды в реакционном растворе приводит к высокому паровому эффекту на последующей стадии ректификации. Обычный процесс получения уксусной кислоты имеет расход пара от 1,5 до 1,8 тонны на тонну уксусной кислоты. Такой высокий расход пара приводит к высокой себестоимости производства уксусной кислоты, что неблагоприятно сказывается на конкурентоспособности на рынке.The invention (US 3769329), filed in the early 1980s by Paulik et al. of MONSANTO COMPANY, discloses a homogeneous rhodium catalyst for oxosynthesis, which is a unique approach to the oxosynthesis process. After continuous improvement and modification, oxosynthesis technology using a rhodium-based catalyst has become the most important and most productive process in the industrial production of acetic acid to date. The reaction process includes the production of acetic acid through the reaction between methanol and CO catalyzed by a rhodium catalyst, which is an anionic low molecular weight complex having the formula [Rh(CO) ₂ I ₂ ] ^- . The traditional rhodium based process requires the use of large amounts of water as a catalyst stabilizer. Such a high water content in the reaction solution leads to a high steam effect in the subsequent distillation step. A typical acetic acid production process has a steam consumption of 1.5 to 1.8 tons per ton of acetic acid. This high steam consumption results in a high production cost of acetic acid, which adversely affects market competitiveness.

Краткое описание изобретенияBrief description of the invention

Целью настоящего изобретения является создание способа синтеза уксусной кислоты карбонилированием метанола низкого давления для преодоления недостатков, существующих в указанном выше уровне техники.The aim of the present invention is to provide a process for the synthesis of acetic acid by carbonylation of low pressure methanol in order to overcome the shortcomings existing in the above prior art.

Цель настоящего изобретения может быть реализована посредством следующих технических решений.The purpose of the present invention can be realized through the following technical solutions.

Способ синтеза уксусной кислоты карбонилированием метанола низкого давления, включающий:A method for the synthesis of acetic acid by carbonylation of low pressure methanol, including:

(1) введение метанола и СО в реактор без перемешивания для проведения в нем реакции карбонилирования, подачу жидкофазной части из средней части реактора без перемешивания в испаритель мгновенного испарения для мгновенного испарения, таким образом разделяя ее с получением жидкофазного компонента и газофазного компонента;(1) introducing methanol and CO into the reactor without agitation to carry out the carbonylation reaction therein, feeding the liquid phase portion from the middle part of the reactor without agitation to the flasher to flash, thereby separating it to obtain a liquid phase component and a gas phase component;

(2) осуществление теплообмена между жидкофазным компонентом и теплообменником мгновенного испарения маточного раствора и после нагревания подачу жидкофазного компонента на вторичное мгновенное испарение, таким образом, разделяя его с получением вторичного жидкофазного компонента и вторичного газофазного компонента;(2) exchanging heat between the liquid phase component and the mother liquor flash heat exchanger, and after heating, supplying the liquid phase component to a secondary flash, thereby separating it to obtain a secondary liquid phase component and a secondary gas phase component;

(3) подачу первичного газофазного компонента и вторичного газофазного компонента, полученных разделением, в ловушку для катализатора, из которой улавливаемый катализатор извлекают и рециркулируют в испаритель мгновенного испарения, а затем подачу газофазных компонентов в колонну отгонки легких компонентов для ректификации, таким образом разделяя их с получением легкого компонента и тяжелого компонента;(3) feeding the primary gas phase component and the secondary gas phase component obtained by separation into a catalyst trap, from which the trapped catalyst is recovered and recycled to a flash evaporator, and then feeding the gas phase components into a light component stripper for fractionation, thereby separating them from obtaining a light component and a heavy component;

(4) рециркуляцию жидкофазных компонентов, полученных на стадии (1) и стадии (2), обратно в реактор без перемешивания для реакции;(4) recycling the liquid phase components obtained in step (1) and step (2) back to the reactor without agitation for the reaction;

(5) подачу тяжелого компонента, полученного на стадии (3), в колонну ректификации тяжелых компонентов для ректификации, таким образом разделяя его с получением уксусной кислоты.(5) feeding the heavy component obtained in step (3) to the heavy component distillation column for rectification, thereby separating it to obtain acetic acid.

В реакторе без перемешивания используют самодействующую циркуляционную систему смешивания. Метанол смешивают с жидкофазным компонентом (компонентами) вне реактора без перемешивания с образованием смешанной извне жидкости, затем смешанную извне жидкость подают в реактор. После указанного смешивания температура жидкофазного компонента (компонентов) снижается, в то время как температура подаваемого метанола повышается, таким образом реализуют функцию предварительного нагревания сырья.The unstirred reactor uses a self-acting circulating mixing system. The methanol is mixed with the liquid phase component(s) outside the reactor without agitation to form an externally mixed liquid, then the externally mixed liquid is fed into the reactor. After said mixing, the temperature of the liquid phase component(s) decreases while the temperature of the methanol feed increases, thus realizing the function of preheating the raw material.

СО вводят в реактор без перемешивания посредством введения подаваемого материала под углом, отличным от угла смешанной извне жидкости, так что смешанная жидкость перемешивается после подачи в реактор, тем самым достигают эффекта мешалки. Обычный реактор с мешалкой, такой как реактор для уксусной кислоты вместимостью 200000-400000 тонн, нуждается в мешалке мощностью 75 кВт, таким образом, может быть достигнуто снижение энергии примерно на 75 киловатт-часов, когда реактор без перемешивания используют вместо реактора предшествующего уровня техники.CO is introduced into the reactor without agitation by introducing the feed material at an angle different from that of the externally mixed liquid, so that the mixed liquid is agitated after being supplied to the reactor, thereby achieving a stirrer effect. A typical agitated reactor such as a 200,000-400,000 tonne acetic acid reactor needs a 75 kW agitator, thus an energy saving of about 75 kilowatt-hours can be achieved when an unstirred reactor is used instead of a prior art reactor.

Для испарителя мгновенного испарения можно использовать три источника тепла:There are three heat sources that can be used for the flash evaporator:

реакционная жидкость из реактора (реакция экзотермическая, и в процессе производства необходимо непрерывно отводить тепло), которую вводят через выходной патрубок внешнего циркуляционного насоса;the reaction liquid from the reactor (the reaction is exothermic, and during the production process it is necessary to continuously remove heat), which is introduced through the outlet pipe of the external circulation pump;

пар, генерируемый внешним циркуляционным теплообменником, который может в достаточной степени использовать тепло реакции для достижения цели экономии энергии и снижения потребления, иsteam generated by an external circulation heat exchanger that can sufficiently utilize the heat of reaction to achieve the goal of saving energy and reducing consumption, and

пар в паровой сети.steam in the steam network.

Благодаря сочетанию указанных выше условий процесса реакционная жидкость полностью отделяется посредством использования тепла реакции, что снижает неэффективную циркуляцию и экономит потребление энергии и пара.Through the combination of the above process conditions, the reaction liquid is completely separated by using the heat of reaction, which reduces inefficient circulation and saves energy and steam consumption.

Реакционная жидкость в реакторе без перемешивания содержит следующие компоненты, в массовых частях: от 10 до 21600 частей на миллион катализатора из металлов VIII группы, от 2 до 8 частей воды, от 1 до 25 частей йодистого водорода, от 5 до 25 частей на миллион йодистого метила, от 1 до 12 йодида лития, от 0,5 до 6 ацетата лития, от 0,5 до 25 метилацетата, от 20 до 8000 частей на миллион пропионовой кислоты и от 30 до 80 частей на миллион уксусной кислоты.The reaction liquid in the unstirred reactor contains the following components, in parts by weight: 10 to 21,600 ppm of Group VIII metal catalyst, 2 to 8 parts of water, 1 to 25 parts of hydrogen iodide, 5 to 25 ppm of iodide methyl, 1 to 12 lithium iodide, 0.5 to 6 lithium acetate, 0.5 to 25 methyl acetate, 20 to 8000 ppm propionic acid, and 30 to 80 ppm acetic acid.

Катализатор из металлов группы VIII выбирают из группы, состоящей из рутения, палладия, родия, иридия, кобальта, платины и сочетания двух или более из них.The Group VIII metal catalyst is selected from the group consisting of ruthenium, palladium, rhodium, iridium, cobalt, platinum, and combinations of two or more of these.

Катализатор из металлов группы VIII включает следующие компоненты, предпочтительно при следующем содержании: от 100 до 15000 частей на миллион иридия, от 50 до 5000 частей на миллион рутения, от 50 до 500 частей на миллион палладия, от 10 до 200 частей на миллион платины и от 50 частей на миллион до 90 частей на миллион родия 50-900 частей на миллион.The Group VIII metal catalyst comprises the following components, preferably in the following content: 100 to 15,000 ppm iridium, 50 to 5,000 ppm ruthenium, 50 to 500 ppm palladium, 10 to 200 ppm platinum, and 50 ppm to 90 ppm rhodium 50-900 ppm.

Катализатор из металлов группы VIII включает следующие компоненты, предпочтительно при следующем содержании:The Group VIII metal catalyst comprises the following components, preferably at the following content:

рутений: 50-500 частей на миллион, иридий: 500-15000 частей на миллион или,ruthenium: 50-500 ppm, iridium: 500-15000 ppm or,

родий: 50-900 частей на миллион, иридий: 500-15000 частей на миллион или,rhodium: 50-900 ppm, iridium: 500-15000 ppm or,

палладий: 50-500 частей на миллион, иридий: 500-15000 частей на миллион или,palladium: 50-500 ppm iridium: 500-15000 ppm or,

рутений: 50-500 частей на миллион, иридий: 500-15000 частей на миллион, родий: 50-900 частей на миллион, илиruthenium: 50-500 ppm, iridium: 500-15000 ppm, rhodium: 50-900 ppm, or

платина: 50-500 частей на миллион, иридий: 500-15000 частей на миллион.platinum: 50-500 ppm, iridium: 500-15000 ppm.

Реактор без перемешивания имеет температуру реакции 180-220°С и давление 2,5-3,4 МПа изб.The reactor without stirring has a reaction temperature of 180-220°C and a pressure of 2.5-3.4 MPa g.

Испаритель мгновенного испарения имеет температуру мгновенного испарения 100-160°С, давление 0,05-0,15 МПа изб. и коэффициент мгновенного испарения (отношение количества мгновенного испарения к количеству подаваемого метанола) 15-5; а вторичное мгновенное испарение имеет температуру мгновенного испарения 100-160°С и давление 0,05-0,15 МПа изб.The flash evaporator has a flash temperature of 100-160°C, a pressure of 0.05-0.15 MPa g. and the coefficient of flash evaporation (the ratio of the amount of flash evaporation to the amount of supplied methanol) 15-5; and the secondary flash has a flash temperature of 100-160° C. and a pressure of 0.05-0.15 MPa g.

Колонна отгонки легких компонентов выполнена так, что имеет количество тарелок 40-80, рабочее давление 0,05-0,30 МПа изб., температуру наверху 90-140°С, температуру нижней части колонны 145-165°С и флегмовое число 0,3-1,5.The light component distillation column is designed so that it has a number of plates 40-80, an operating pressure of 0.05-0.30 MPa g, a temperature at the top of 90-140°C, a temperature of the bottom of the column of 145-165°C and a reflux ratio of 0, 3-1.5.

Колонна ректификации тяжелых компонентов выполнена так, что имеет количество тарелок 60-100, рабочее давление от -0,5 МПа изб. до 0,35 МПа изб., температуру наверху 80-140°С, температуру нижней части колонны 145-165°С и флегмовое число 1-4.The rectification column for heavy components is designed so that it has a number of plates 60-100, operating pressure from -0.5 MPa g. up to 0.35 MPa g, temperature at the top 80-140°C, temperature at the bottom of the column 145-165°C and reflux ratio 1-4.

Настоящее изобретение имеет следующие преимущества по сравнению с предшествующим уровнем техники.The present invention has the following advantages over the prior art.

(1) Реагенты в реакторе подвергаются как внешнему, так и внутреннему смешиванию. Внешнее смешивание относится к предварительному смешиванию извлеченной высокотемпературной реакционной жидкости с низкотемпературным подаваемым материалом. После внешнего смешивания реакционная жидкость охлаждается, а подаваемый материал нагревается, таким образом достигается предварительный нагрев сырья. Внутреннее смешивание осуществляется путем подачи исходного СО и введения смешанной извне жидкой фазы, увлекаемых при этом в реакционный сосуд под разными углами, так что смешанная жидкость перемешивается после введения в реактор, достигая эффекта отсутствия перемешивания в сочетании с оборудованием и технологическими трубопроводами, что позволяет экономить электроэнергию.(1) The reactants in the reactor are subjected to both external and internal mixing. External mixing refers to the pre-mixing of the recovered high temperature reaction liquid with the low temperature feed material. After external mixing, the reaction liquid is cooled and the feed material is heated, thus preheating the raw material is achieved. Internal mixing is carried out by supplying the initial CO and introducing an externally mixed liquid phase, while entrained in the reaction vessel at different angles, so that the mixed liquid is mixed after being introduced into the reactor, achieving the effect of no mixing in combination with equipment and process pipelines, which saves electricity .

(2) Тепло реакции используют для тщательного разделения реакционной жидкости, что снижает неэффективную циркуляцию и экономит потребление энергии и пара.(2) The heat of reaction is used to thoroughly separate the reaction liquid, which reduces inefficient circulation and saves energy and steam consumption.

(3) Благодаря разработанному составу катализатора, концентрация катализатора увеличена более чем в 5 раз по сравнению с концентрацией обычного катализатора из одного родия. В частности, обычная родиевая каталитическая система имеет концентрацию родия 800 частей на миллион или ниже, в то время как комбинированный катализатор по настоящему изобретению может иметь повышенную общую концентрацию катализатора 6000-9000 частей на миллион, а выход продукта за один проход в единицу времени на единицу объема увеличивается до уровня 20-35 моль/(л⋅ч) по сравнению с обычной родиевой системой [7-8 моль/(л⋅ч)], таким образом, может быть достигнут улучшенный выход. В настоящем изобретении обычный родиевый катализатор используют в сочетании с дополнительными металлическими катализаторами из рутения, палладия, родия, иридия, платины и/или индия, сочетания двух или более металлических катализаторов взаимодействуют друг с другом, так что катализатор все еще может проявлять активность даже при низком парциальном давлении СО и низком содержании воды. Кроме того, введение соли йодида лития в качестве сокатализатора может обеспечить повышенную стабильность, и осаждение не будет происходить легко.(3) Due to the developed catalyst composition, the concentration of the catalyst is increased by more than 5 times compared to the concentration of the conventional rhodium single catalyst. In particular, the conventional rhodium catalyst system has a rhodium concentration of 800 ppm or lower, while the combined catalyst of the present invention can have an increased total catalyst concentration of 6000-9000 ppm, and the product yield per pass per unit time per unit volume is increased to 20-35 mol/(l*h) as compared to the conventional rhodium system [7-8 mol/(l*h)], thus an improved yield can be achieved. In the present invention, a conventional rhodium catalyst is used in combination with additional metal catalysts of ruthenium, palladium, rhodium, iridium, platinum and/or indium, the combinations of two or more metal catalysts interact with each other so that the catalyst can still exhibit activity even at low partial pressure of CO and low water content. In addition, the introduction of a lithium iodide salt as a co-catalyst can provide improved stability, and precipitation does not easily occur.

(4) Традиционный процесс первичного мгновенного испарения обеспечивает степень газификации уксусной кислоты 20%. С другой стороны, в способе по изобретению маточный раствор, который подвергается мгновенному испарению, подвергается теплообмену с теплообменником мгновенного испарения маточного раствора. После нагревания маточный раствор подвергают вторичному мгновенному испарению, чтобы увеличить степень газификации уксусной кислоты с 20% до 25% и одновременно отвести реакционное тепло. Способ по настоящему изобретению может обеспечить повышенный выход катализатора за один проход в единицу времени на единицу объема в том же объеме реактора с более высокой степенью мгновенного испарения, при этом выход может быть увеличен на 10-30%. При этом тепло, выделяющееся в результате реакции, утилизируется без дополнительных затрат. Способ по настоящему изобретению применим для промышленного масштабирования и модификации путем использования существующего реактора.(4) The conventional primary flashing process achieves a gasification rate of acetic acid of 20%. On the other hand, in the method of the invention, the mother liquor that is flashed is subjected to heat exchange with the mother liquor flash heat exchanger. After heating, the mother liquor is subjected to secondary flashing to increase the degree of gasification of acetic acid from 20% to 25% and at the same time remove the heat of reaction. The method of the present invention can provide increased catalyst yield per pass per unit time per unit volume in the same volume of the reactor with a higher flash ratio, while the yield can be increased by 10-30%. In this case, the heat released as a result of the reaction is utilized at no additional cost. The method of the present invention is applicable to industrial scale-up and modification by using an existing reactor.

Описание чертежейDescription of drawings

На фиг. 1 представлена технологическая схема синтеза уксусной кислоты карбонилированием метанола низкого давления.In FIG. Figure 1 shows a process flow diagram for the synthesis of acetic acid by low-pressure methanol carbonylation.

Обозначения на чертеже: 1 - реактор без перемешивания, 2 - испаритель мгновенного испарения, 3 - теплообменник мгновенного испарения маточного раствора, 4 - ловушка катализатора, 5 - колонна отгонки легких компонентов, 6 - колонна ректификации тяжелых компонентов.Designations in the drawing: 1 - reactor without stirring, 2 - flash evaporator, 3 - mother liquor flash heat exchanger, 4 - catalyst trap, 5 - light components distillation column, 6 - heavy components distillation column.

Подробное описание изобретенияDetailed description of the invention

Настоящее изобретение подробно описано ниже со ссылкой на конкретные воплощения. Нижеследующие примеры помогут специалистам в данной области техники лучше понять настоящее изобретение, но они никоим образом не ограничивают настоящее изобретение. Следует отметить, что специалисты в данной области могут сделать ряд модификаций и улучшений, не выходя за рамки концепции настоящего изобретения, и все они попадают в объем защиты настоящего изобретения.The present invention is described in detail below with reference to specific embodiments. The following examples will help those skilled in the art to better understand the present invention, but they do not limit the present invention in any way. It should be noted that a number of modifications and improvements can be made by those skilled in the art without departing from the concept of the present invention, all of which fall within the protection scope of the present invention.

Способ синтеза уксусной кислоты карбонилированием метанола низкого давления с технологической схемой, показанной на фиг. 1, включает следующие стадии.A process for the synthesis of acetic acid by the carbonylation of low pressure methanol with the process flow diagram shown in FIG. 1 includes the following steps.

(1) Метанол и СО вводят в реактор 1 без перемешивания для проведения в нем реакции карбонилирования в присутствии катализатора. В реакторе 1 без перемешивания используют самодействующую циркуляционную систему смешивания. Метанол смешивают с жидкофазным компонентом (компонентами) вне реактора без перемешивания с образованием смешанной извне жидкости, затем смешанную извне жидкость подают в реактор. После внешнего смешивания жидкий компонент (компоненты) охлаждается, в то время как подаваемый метанол нагревается, таким образом достигается предварительный нагрев подаваемого материала. СО вводят в реактор без перемешивания посредством введения подаваемого материала под углом, отличным от угла смешанной извне жидкости, так что смешанная жидкость перемешивается после введения в реактор, чем достигают эффекта мешалки. Обычный реактор с мешалкой, такой как реактор для уксусной кислоты вместимостью 200000-400000 тонн, нуждается в мешалке мощностью 75 кВт, таким образом, может быть достигнуто снижение энергии примерно на 75 киловатт-часов, когда реактор без перемешивания используют вместо реактора предшествующего уровня техники. Реакционная жидкость в реакторе 1 без перемешивания содержит следующие компоненты, в массовых частях: от 10 до 21600 частей на миллион катализатора из металлов VIII группы, от 2 до 8 воды, от 1 до 25 йодистого водорода, от 5 до 25 частей на миллион йодистого метила, от 1 до 12 йодида лития, от 0,5 до 6 ацетата лития, от 0,5 до 25 метилацетата, от 20 до 8000 частей на миллион пропионовой кислоты и от 30 до 80 уксусной кислоты. Вышеуказанный катализатор из металлов VIII группы выбирают из группы, состоящей из рутения, палладия, родия, иридия, кобальта, платины и сочетания двух или более из них. Реакционную жидкость подвергают реакции карбонилирования в реакторе 1 без перемешивания при температуре реакции 180-220°С и давлении 2,5-3,4 МПа изб. Жидкий компонент, полученный в результате реакции, направляют в испаритель 2 мгновенного испарения для мгновенного испарения при температуре мгновенного испарения 100-160°С, давлении 0,05-0,15 МПа изб. и коэффициенте мгновенного испарения (отношение между количеством мгновенного испарения и количеством подаваемого метанола) 15-5, таким образом разделяя жидкий компонент с получением жидкофазного компонента и газообразного компонента.(1) Methanol and CO are introduced into the reactor 1 without agitation to carry out the carbonylation reaction therein in the presence of a catalyst. The unstirred reactor 1 uses a self-acting circulating mixing system. The methanol is mixed with the liquid phase component(s) outside the reactor without agitation to form an externally mixed liquid, then the externally mixed liquid is fed into the reactor. After external mixing, the liquid component(s) is cooled while the methanol feed is heated, thus preheating the feed material is achieved. CO is introduced into the reactor without agitation by introducing the feed material at an angle different from that of the externally mixed liquid, so that the mixed liquid is agitated after being introduced into the reactor, thereby achieving a stirrer effect. A typical agitated reactor such as a 200,000-400,000 tonne acetic acid reactor needs a 75 kW agitator, thus an energy saving of about 75 kilowatt-hours can be achieved when an unstirred reactor is used instead of a prior art reactor. The reaction liquid in reactor 1 without agitation contains the following components, in parts by mass: 10 to 21,600 ppm Group VIII metal catalyst, 2 to 8 water, 1 to 25 hydrogen iodide, 5 to 25 ppm methyl iodide , 1 to 12 lithium iodide, 0.5 to 6 lithium acetate, 0.5 to 25 methyl acetate, 20 to 8000 ppm propionic acid, and 30 to 80 acetic acid. The above Group VIII metal catalyst is selected from the group consisting of ruthenium, palladium, rhodium, iridium, cobalt, platinum, and a combination of two or more of them. The reaction liquid is subjected to a carbonylation reaction in the reactor 1 without stirring at a reaction temperature of 180-220° C. and a pressure of 2.5-3.4 MPa g. The liquid component resulting from the reaction is sent to the flash evaporator 2 for flash evaporation at a flash temperature of 100-160°C, a pressure of 0.05-0.15 MPa g. and a flashing ratio (ratio between the amount of flashing and the amount of methanol supplied) of 15-5, thereby separating the liquid component to obtain a liquid phase component and a gaseous component.

(2) Жидкофазный компонент подвергают теплообмену с помощью теплообменника мгновенного испарения маточной жидкости, и после нагревания жидкофазный компонент направляют на вторичное мгновенное испарение при температуре мгновенного испарения 100-160°С и давлении 0,05-0,15 МПа изб., таким образом, жидкофазный компонент разделяют с получением вторичного жидкофазного компонента и вторичного газофазного компонента.(2) The liquid phase component is subjected to heat exchange by the mother liquor flashing heat exchanger, and after heating, the liquid phase component is sent to secondary flashing at a flashing temperature of 100-160°C and a pressure of 0.05-0.15 MPag, thus the liquid phase component is separated to obtain a secondary liquid phase component and a secondary gas phase component.

(3) Первичный газофазный компонент и вторичный газофазный компонент, полученные путем разделения, поступают в ловушку 4 для катализатора, из которой улавливаемый катализатор извлекают и рециркулируют его в испаритель 2 мгновенного испарения, а затем газофазные компоненты направляют в колонну 5 отгонки легких компонентов для ректификации, таким образом разделяя их с получением легкого компонента и тяжелого компонента, при этом колонна отгонки легких компонентов выполнена так, что имеет количество тарелок 40-80, рабочее давление 0,05-0,30 МПа изб., температуру наверху 90-140°С, температуру нижней части колонны 145-165°С, флегмовое число 0,3-1,5.(3) The primary gas phase component and the secondary gas phase component obtained by separation enter the catalyst trap 4, from which the trapped catalyst is recovered and recycled to the flash evaporator 2, and then the gas phase components are sent to the light component stripping column 5 for fractionation, thus separating them to obtain a light component and a heavy component, while the light components distillation column is designed so that it has a number of plates 40-80, an operating pressure of 0.05-0.30 MPa g, a temperature at the top of 90-140°C, temperature of the lower part of the column 145-165°C, reflux ratio 0.3-1.5.

(4) Жидкофазные компоненты, полученные на стадии (1) и стадии (2), рециркулируют обратно в реактор 1 без перемешивания для реакции.(4) The liquid phase components obtained in step (1) and step (2) are recycled back to the reactor 1 without agitation for the reaction.

(5) Тяжелый компонент, полученный на стадии (3), направляют в колонну 6 ректификации тяжелых компонентов для ректификации, таким образом, его разделяют с получением уксусной кислоты, при этом колонна 6 ректификации тяжелых компонентов выполнена так, что имеет количество тарелок 60-100, рабочее давление от - 0,5 МПа изб. до 0,2 МПа изб., температуру наверху 80-140°С, температуру нижней части колонны 145-165°С, флегмовое число 1-4.(5) The heavy component obtained in step (3) is sent to the heavy component rectification column 6 for rectification, thus it is separated to obtain acetic acid, while the heavy component fractionator 6 is configured to have a number of trays of 60-100 , working pressure from - 0.5 MPa g. up to 0.2 MPa g, temperature at the top 80-140°C, temperature at the bottom of the column 145-165°C, reflux ratio 1-4.

Благодаря сочетанию вышеперечисленных условий процесса реакционную жидкость полностью разделяют посредством использования тепла реакции, что снижает неэффективную циркуляцию и экономит потребление энергии и пара.Through the combination of the above process conditions, the reaction liquid is completely separated by using the heat of reaction, which reduces inefficient circulation and saves energy and steam consumption.

Ниже приведены более подробные примеры для дополнительной иллюстрации технических решений настоящего изобретения и технических эффектов, получаемых из них.Below are more detailed examples to further illustrate the technical solutions of the present invention and the technical effects obtained from them.

Пример 1Example 1

(1) Метанол и СО вводят в реактор 1 без перемешивания для проведения в нем реакции карбонилирования в присутствии катализатора. В реакторе 1 без перемешивания использует самодействующую циркуляционную систему смешивания. Метанол смешивают с жидкофазным компонентом (компонентами) вне реактора без перемешивания с образованием смешанной извне жидкости, затем смешанную извне жидкость подают в реактор. После внешнего смешивания жидкий компонент (компоненты) охлаждается, в то время как подаваемый метанол нагревается, таким образом достигается предварительный нагрев подаваемого материала. СО вводят в реактор без перемешивания посредством введения подаваемого материала под углом, отличным от угла смешанной извне жидкости, так что смешанная жидкость перемешивается после введения в реактор, чем достигают эффекта мешалки. Нет необходимости включать механическое перемешивание или другие средства перемешивания, что может сэкономить энергию. Реакционная жидкость в реакторе 1 без перемешивания содержит следующие компоненты, в массовых частях: 60 частей на миллион катализатора из металла группы VIII рутения, 2 воды, 1 йодистого водорода, 5 йодистого метила, 1 йодида лития, 0,5 ацетата лития, 0,5 метилацетата, 20 частей на миллион пропионовой кислоты и 30 уксусной кислоты. Реакционную жидкость подвергают реакции карбонилирования в реакторе 1 без перемешивания при температуре реакции 180°С и давлении 2,5 МПа изб. Жидкий компонент, полученный в результате реакции, подают в испаритель 2 мгновенного испарения для мгновенного испарения при температуре мгновенного испарения 100°С, давлении 0,05 МПа изб. и коэффициенте мгновенного испарения (отношении количества мгновенного испарения к количеству подаваемого метанола) 15, таким образом, жидкий компонент разделяют с получением жидкофазного компонента и газофазного компонента.(1) Methanol and CO are introduced into the reactor 1 without agitation to carry out the carbonylation reaction therein in the presence of a catalyst. The non-agitated reactor 1 uses a self-acting circulating mixing system. The methanol is mixed with the liquid phase component(s) outside the reactor without agitation to form an externally mixed liquid, then the externally mixed liquid is fed into the reactor. After external mixing, the liquid component(s) is cooled while the methanol feed is heated, thus preheating the feed material is achieved. CO is introduced into the reactor without agitation by introducing the feed material at an angle different from that of the externally mixed liquid, so that the mixed liquid is agitated after being introduced into the reactor, thereby achieving a stirrer effect. There is no need to turn on mechanical agitation or other agitation means, which can save energy. The reaction liquid in the reactor 1 without agitation contains the following components, in parts by mass: 60 ppm ruthenium Group VIII metal catalyst, 2 water, 1 hydrogen iodide, 5 methyl iodide, 1 lithium iodide, 0.5 lithium acetate, 0.5 methyl acetate, 20 ppm propionic acid and 30 acetic acid. The reaction liquid was subjected to a carbonylation reaction in the reactor 1 without stirring at a reaction temperature of 180° C. and a pressure of 2.5 MPa g. The liquid component resulting from the reaction is fed into the flashing evaporator 2 for flashing at a flashing temperature of 100° C., a pressure of 0.05 MPa g. and a flash ratio (the ratio of the amount of flash to the amount of methanol supplied) of 15, so that the liquid component is separated to obtain a liquid phase component and a gas phase component.

(2) Жидкофазный компонент подвергают теплообмену с помощью теплообменника 3 мгновенного испарения маточной жидкости, и после нагревания жидкофазный компонент направляют на вторичное мгновенное испарение при температуре мгновенного испарения 100°С и давлении 0,05 МПа изб., таким образом, жидкофазный компонент разделяют с получением вторичного жидкофазного компонента и вторичного газофазного компонента.(2) The liquid phase component is subjected to heat exchange by the mother liquor flash heat exchanger 3, and after heating, the liquid phase component is sent to secondary flashing at a flashing temperature of 100°C and a pressure of 0.05 MPa g, thus, the liquid phase component is separated to obtain a secondary liquid phase component; and a secondary gas phase component.

(3) Первичный газофазный компонент и вторичный газофазный компонент, полученные путем разделения, поступают в ловушку 4 для катализатора, из которой уловленный катализатор извлекают и рециркулируют в испаритель 2 мгновенного испарения, а затем газофазные компоненты направляют в колонну 5 отгонки легких компонентов для ректификации, таким образом разделяя их с получением легкого компонента и тяжелого компонента, при этом колонна 5 отгонки легких компонентов выполнена так, что имеет количество тарелок 40, рабочее давление 0,05 МПа изб., температуру наверху 90°С, температуру нижней части колонны 145°С и флегмовое число 0,3.(3) The primary gas phase component and the secondary gas phase component obtained by separation enter the catalyst trap 4, from which the trapped catalyst is recovered and recycled to the flash evaporator 2, and then the gas phase components are sent to the light components stripping column 5 for fractionation, such thus separating them to obtain a light component and a heavy component, while the column 5 distillation of light components is made so that it has a number of plates 40, an operating pressure of 0.05 MPa g., a temperature at the top of 90°C, a temperature at the bottom of the column 145°C and phlegm number 0.3.

(5) Тяжелый компонент, полученный на стадии (3), направляют в колонну 6 ректификации тяжелых компонентов для ректификации, таким образом, его разделяют с получением уксусной кислоты, при этом колонна 6 ректификации тяжелых компонентов выполнена так, что имеет количество тарелок 60, рабочее давление - 0,5 МПа изб., температуру наверху 80°С, температуру нижней части колонны 145°С и флегмовое число 1.(5) The heavy component obtained in step (3) is sent to the heavy component rectification column 6 for rectification, thus it is separated to obtain acetic acid, while the heavy component fractionator 6 is configured to have a number of plates 60, operating pressure - 0.5 MPa g., temperature at the top 80°C, temperature at the bottom of the column 145°C and reflux 1.

Пример 2Example 2

(1) Метанол и СО вводят в реактор 1 без перемешивания для проведения в нем реакции карбонилирования в присутствии катализатора. В реакторе 1 без перемешивания используют самодействующую циркуляционную систему смешивания. Метанол смешивают с жидкофазным компонентом (компонентами) вне реактора без перемешивания с образованием смешанной извне жидкости, затем смешанную извне жидкость подают в реактор. После внешнего смешивания жидкий компонент (компоненты) охлаждается, в то время как подаваемый метанол нагревается, таким образом достигается предварительный нагрев подаваемого материала. СО вводят в реактор без перемешивания посредством введения подаваемого материала под углом, отличным от угла смешанной извне жидкости, так что смешанная жидкость перемешивается после введения в реактор, чем достигают эффекта мешалки. Нет необходимости включать механическое перемешивание или другие средства перемешивания, что может сэкономить энергию. Реакционная жидкость в реакторе 1 без перемешивания содержит следующие компоненты, в массовых частях: 100 частей на миллион катализатора из металла группы VIII иридия, 900 частей на миллион катализатора из металла группы VIII родия, 3 воды, 10 йодистого водорода, 10 йодистого метила, 8 йодида лития, 5 ацетата лития, 20 метилацетата, 1000 частей на миллион пропионовой кислоты и 40 уксусной кислоты. Реакционную жидкость подвергают реакции карбонилирования в реакторе 1 без перемешивания при температуре реакции 200°С и давлении 3 МПа изб. Жидкий компонент, полученный в результате реакции, подают в испаритель 2 мгновенного испарения для мгновенного испарения при температуре мгновенного испарения 120°С, давлении 0,12 МПа изб. и коэффициенте мгновенного испарения (отношении количества мгновенного испарения к количеству подаваемого метанола) 10, таким образом, жидкий компонент разделяют с получением жидкофазного компонента и газофазного компонента.(1) Methanol and CO are introduced into the reactor 1 without agitation to carry out the carbonylation reaction therein in the presence of a catalyst. The unstirred reactor 1 uses a self-acting circulating mixing system. The methanol is mixed with the liquid phase component(s) outside the reactor without agitation to form an externally mixed liquid, then the externally mixed liquid is fed into the reactor. After external mixing, the liquid component(s) is cooled while the methanol feed is heated, thus preheating the feed material is achieved. CO is introduced into the reactor without agitation by introducing the feed material at an angle different from that of the externally mixed liquid, so that the mixed liquid is agitated after being introduced into the reactor, thereby achieving a stirrer effect. There is no need to turn on mechanical agitation or other agitation means, which can save energy. The reaction liquid in reactor 1 without agitation contains the following components, in parts by mass: 100 ppm iridium group VIII metal catalyst, 900 ppm rhodium group VIII metal catalyst, 3 water, 10 hydrogen iodide, 10 methyl iodide, 8 iodide lithium, 5 lithium acetate, 20 methyl acetate, 1000 ppm propionic acid and 40 acetic acid. The reaction liquid was subjected to a carbonylation reaction in the reactor 1 without stirring at a reaction temperature of 200° C. and a pressure of 3 MPa g. The liquid component resulting from the reaction is fed into the flashing evaporator 2 for flashing at a flashing temperature of 120° C., a pressure of 0.12 MPa g. and a flashing ratio (the ratio of the amount of flashing to the amount of methanol supplied) of 10, so that the liquid component is separated to obtain a liquid phase component and a gas phase component.

(2) Жидкофазный компонент подвергают теплообмену с помощью теплообменника 3 мгновенного испарения маточной жидкости, и после нагревания жидкофазный компонент направляют на вторичное мгновенное испарение при температуре мгновенного испарения 120°С и давлении 0,12 МПа изб., таким образом, жидкофазный компонент разделяют с получением вторичного жидкофазного компонента и вторичного газофазного компонента.(2) The liquid phase component is subjected to heat exchange by the mother liquor flash heat exchanger 3, and after heating, the liquid phase component is sent to secondary flashing at a flashing temperature of 120° C. and a pressure of 0.12 MPag, whereby the liquid phase component is separated to obtain a secondary liquid phase component; and a secondary gas phase component.

(3) Первичный газофазный компонент и вторичный газофазный компонент, полученные путем разделения, направляют в ловушку 4 для катализатора, из которой уловленный катализатор извлекают и рециркулируют в испаритель 2 мгновенного испарения, а затем газофазные компоненты направляют в колонну 5 отгонки легких компонентов для ректификации, таким образом разделяя их с получением легкого компонента и тяжелого компонента, при этом колонна 5 отгонки легких компонентов выполнена так, что имеет количество тарелок 60, рабочее давление 0,1 МПа изб., температуру наверху 100°С, температуру нижней части колонны 155°С и флегмовое число 0,8.(3) The primary gas phase component and the secondary gas phase component obtained by separation are sent to the catalyst trap 4, from which the trapped catalyst is recovered and recycled to the flash evaporator 2, and then the gas phase components are sent to the light components stripping column 5 for fractionation, such thus separating them to obtain a light component and a heavy component, wherein the light component distillation column 5 is configured to have a number of trays of 60, an operating pressure of 0.1 MPa g, a temperature at the top of 100°C, a temperature at the bottom of the column of 155°C, and phlegm number 0.8.

(5) Тяжелый компонент, полученный на стадии (3), направляют в колонну 6 ректификации тяжелых компонентов для ректификации, таким образом, его разделяют с получением уксусной кислоты, при этом колонна 6 ректификации тяжелых компонентов выполнена так, что имеет количество тарелок 90, рабочее давление 0,1 МПа изб., температуру наверху 120°С, температуру нижней части колонны 150°С и флегмовое число 3.(5) The heavy component obtained in step (3) is sent to the heavy component rectification column 6 for rectification, thus it is separated to obtain acetic acid, while the heavy component fractionator 6 is configured to have a number of plates 90, operating pressure 0.1 MPa g, temperature at the top 120°C, temperature at the bottom of the column 150°C and a reflux ratio of 3.

Пример 3Example 3

(1) Метанол и СО вводят в реактор 1 без перемешивания для проведения в нем реакции карбонилирования в присутствии катализатора. В реакторе 1 без перемешивания использует самодействующую циркуляционную систему смешивания. Метанол смешивают с жидкофазным компонентом (компонентами) вне реактора без перемешивания с образованием смешанной извне жидкости, затем смешанную извне жидкость подают в реактор. После внешнего смешивания жидкий компонент (компоненты) охлаждается, в то время как подаваемый метанол нагревается, таким образом достигается предварительный нагрев подаваемого материала. СО вводят в реактор без перемешивания посредством введения подаваемого материала под углом, отличным от угла смешанной извне жидкости, так что смешанная жидкость перемешивается после введения в реактор, чем достигают эффекта мешалки. Нет необходимости включать механическое перемешивание или другие средства перемешивания, что может сэкономить энергию. Реакционная жидкость в реакторе 1 без перемешивания содержит следующие компоненты, в массовых частях: 500 частей на миллион катализатора из металла группы VIII палладия, 15000 частей на миллион катализатора из металла группы VIII иридия, 8 воды, 25 йодистого водорода, 25 йодистого метила, 12 йодида лития, 6 ацетата лития, 25 метилацетата, 6000 частей на миллион пропионовой кислоты и 50 уксусной кислоты. Реакционную жидкость подвергают реакции карбонилирования в реакторе 1 без перемешивания при температуре реакции 220°С и давлении 3,4 МПа изб. Жидкий компонент, полученный в результате реакции, подают в испаритель 2 мгновенного испарения для мгновенного испарения при температуре мгновенного испарения 150°С, давлении 0,13 МПа изб. и коэффициенте мгновенного испарения (отношении количества мгновенного испарения к количеству подаваемого метанола) 10, таким образом, жидкий компонент разделяют с получением жидкофазного компонента и газофазного компонента.(1) Methanol and CO are introduced into the reactor 1 without agitation to carry out the carbonylation reaction therein in the presence of a catalyst. The non-agitated reactor 1 uses a self-acting circulating mixing system. The methanol is mixed with the liquid phase component(s) outside the reactor without agitation to form an externally mixed liquid, then the externally mixed liquid is fed into the reactor. After external mixing, the liquid component(s) is cooled while the methanol feed is heated, thus preheating the feed material is achieved. CO is introduced into the reactor without agitation by introducing the feed material at an angle different from that of the externally mixed liquid, so that the mixed liquid is agitated after being introduced into the reactor, thereby achieving a stirrer effect. There is no need to turn on mechanical agitation or other agitation means, which can save energy. The reaction liquid in reactor 1 without agitation contains the following components, in parts by mass: 500 ppm palladium group VIII metal catalyst, 15,000 ppm iridium group VIII metal catalyst, 8 water, 25 hydrogen iodide, 25 methyl iodide, 12 iodide lithium, 6 lithium acetate, 25 methyl acetate, 6000 ppm propionic acid and 50 acetic acid. The reaction liquid was subjected to a carbonylation reaction in the reactor 1 without stirring at a reaction temperature of 220° C. and a pressure of 3.4 MPa g. The liquid component resulting from the reaction is fed into the flashing evaporator 2 for flashing at a flashing temperature of 150° C., a pressure of 0.13 MPa g. and a flashing ratio (the ratio of the amount of flashing to the amount of methanol supplied) of 10, so that the liquid component is separated to obtain a liquid phase component and a gas phase component.

(2) Жидкофазный компонент подвергают теплообмену с помощью теплообменника 3 мгновенного испарения маточной жидкости, и после нагревания жидкофазный компонент направляют на вторичное мгновенное испарение при температуре мгновенного испарения 160°С и давлении 0,15 МПа изб., таким образом, жидкофазный компонент разделяют с получением вторичного жидкофазного компонента и вторичного газофазного компонента.(2) The liquid phase component is subjected to heat exchange by the mother liquor flash heat exchanger 3, and after heating, the liquid phase component is sent to secondary flashing at a flashing temperature of 160°C and a pressure of 0.15 MPa g, whereby the liquid phase component is separated to obtain a secondary liquid phase component; and a secondary gas phase component.

(3) Первичный газофазный компонент и вторичный газофазный компонент, полученные путем разделения, направляют в ловушку 4 для катализатора, из которой уловленный катализатор извлекают и рециркулируют в испаритель 2 мгновенного испарения, а затем газофазные компоненты направляют в колонну 5 отгонки легких компонентов для ректификации, таким образом разделяя их с получением легкого компонента и тяжелого компонента, при этом колонна 5 отгонки легких компонентов выполнена так, что имеет количество тарелок 80, рабочее давление 0,15 МПа изб., температуру наверху 140°С, температуру нижней части колонны 160°С и флегмовое число 1,2.(3) The primary gas phase component and the secondary gas phase component obtained by separation are sent to the catalyst trap 4, from which the trapped catalyst is recovered and recycled to the flash evaporator 2, and then the gas phase components are sent to the light components stripping column 5 for fractionation, such thus separating them to obtain a light component and a heavy component, wherein the light component distillation column 5 is configured to have a number of trays of 80, an operating pressure of 0.15 MPa g, a temperature at the top of 140°C, a temperature at the bottom of the column of 160°C, and phlegm number 1.2.

(5) Тяжелый компонент, полученный на стадии (3), направляют в колонну 6 ректификации тяжелых компонентов для ректификации, таким образом, его разделяют с получением уксусной кислоты, при этом колонна 6 ректификации тяжелых компонентов выполнена так, что имеет количество тарелок 100, рабочее давление 0,2 МПа изб., температуру наверху 140°С, температуру нижней части колонны 160°С и флегмовое число 4.(5) The heavy component obtained in step (3) is sent to the heavy component rectification column 6 for rectification, thus it is separated to obtain acetic acid, while the heavy component fractionator 6 is configured to have a number of plates 100, operating pressure 0.2 MPa g., temperature at the top 140°C, temperature at the bottom of the column 160°C and a reflux ratio of 4.

Пример 4Example 4

(1) Метанол и СО вводят в реактор 1 без перемешивания для проведения в нем реакции карбонилирования в присутствии катализатора. В реакторе 1 без перемешивания используют самодействующую циркуляционную систему смешивания. Метанол смешивают с жидкофазным компонентом (компонентами) вне реактора без перемешивания с образованием смешанной извне жидкости, затем смешанную извне жидкость подают в реактор. После внешнего смешивания жидкий компонент (компоненты) охлаждается, в то время как подаваемый метанол нагревается, таким образом достигается предварительный нагрев подаваемого материала. СО вводят в реактор без перемешивания посредством введения подаваемого материала под углом, отличным от угла смешанной извне жидкости, так что смешанная жидкость перемешивается после введения в реактор, чем достигают эффекта мешалки. Нет необходимости включать механическое перемешивание или другие средства перемешивания, что может сэкономить энергию. Реакционная жидкость в реакторе 1 без перемешивания содержит следующие компоненты, в массовых частях: 100 частей на миллион катализатора из металла группы VIII иридия, 5000 частей на миллион катализатора из металла группы VIII рутения, 100 частей на миллион катализатора из металла группы VIII палладия, 10 частей на миллион катализатора из металла группы VIII платины, 50 частей на миллион катализатора из металла группы VIII родия, 6 воды, 22 йодистого водорода, 20 йодистого метила, 6 йодида лития, 0,8 ацетата лития, 20 метилацетата, 8000 частей на миллион пропионовой кислоты и 80 уксусной кислоты. Реакционную жидкость подвергают реакции карбонилирования в реакторе 1 без перемешивания при температуре реакции 190°С и давлении 3 МПа изб. Жидкий компонент, полученный в результате реакции, подают в испаритель 2 мгновенного испарения для мгновенного испарения при температуре мгновенного испарения 160°С, давлении 0,15 МПа изб. и коэффициенте мгновенного испарения (отношении количества мгновенного испарения к количеству подаваемого метанола) 5, таким образом, жидкий компонент разделяют с получением жидкофазного компонента и газофазного компонента.(1) Methanol and CO are introduced into the reactor 1 without agitation to carry out the carbonylation reaction therein in the presence of a catalyst. The unstirred reactor 1 uses a self-acting circulating mixing system. The methanol is mixed with the liquid phase component(s) outside the reactor without agitation to form an externally mixed liquid, then the externally mixed liquid is fed into the reactor. After external mixing, the liquid component(s) is cooled while the methanol feed is heated, thus preheating the feed material is achieved. CO is introduced into the reactor without agitation by introducing the feed material at an angle different from that of the externally mixed liquid, so that the mixed liquid is agitated after being introduced into the reactor, thereby achieving a stirrer effect. There is no need to turn on mechanical agitation or other agitation means, which can save energy. The reaction liquid in reactor 1 without agitation contains the following components, in parts by weight: 100 ppm iridium group VIII metal catalyst, 5000 ppm ruthenium group VIII metal catalyst, 100 ppm palladium group VIII metal catalyst, 10 parts platinum group VIII metal catalyst, 50 ppm rhodium group VIII metal catalyst, 6 water, 22 hydrogen iodide, 20 methyl iodide, 6 lithium iodide, 0.8 lithium acetate, 20 methyl acetate, 8000 ppm propionic acid and 80 acetic acid. The reaction liquid was subjected to a carbonylation reaction in the reactor 1 without stirring at a reaction temperature of 190° C. and a pressure of 3 MPa g. The liquid component resulting from the reaction is fed into the flashing evaporator 2 for flashing at a flashing temperature of 160° C., a pressure of 0.15 MPa g. and a flashing ratio (the ratio of the amount of flashing to the amount of methanol supplied) 5, so that the liquid component is separated to obtain a liquid phase component and a gas phase component.

(2) Жидкофазный компонент подвергают теплообмену с помощью теплообменника 3 мгновенного испарения маточной жидкости, и после нагревания жидкофазный компонент направляют на вторичное мгновенное испарение при температуре мгновенного испарения 130°С и давлении 0,1 МПа изб., таким образом, жидкофазный компонент разделяют с получением вторичного жидкофазного компонента и вторичного газофазного компонента.(2) The liquid phase component is subjected to heat exchange by the mother liquor flash heat exchanger 3, and after heating, the liquid phase component is sent to secondary flashing at a flashing temperature of 130° C. and a pressure of 0.1 MPa g, whereby the liquid phase component is separated to obtain a secondary liquid phase component; and a secondary gas phase component.

(3) Первичный газофазный компонент и вторичный газофазный компонент, полученные путем разделения, направляют в ловушку 4 для катализатора, из которой уловленный катализатор извлекают и рециркулируют в испаритель 2 мгновенного испарения, а затем газофазные компоненты направляют в колонну 5 отгонки легких компонентов для ректификации, таким образом разделяя их с получением легкого компонента и тяжелого компонента, при этом колонна 5 отгонки легких компонентов выполнена так, что имеет количество тарелок 50, рабочее давление 0,1 МПа изб., температуру наверху 100°С, температуру нижней части колонны 165°С и флегмовое число 1,5.(3) The primary gas phase component and the secondary gas phase component obtained by separation are sent to the catalyst trap 4, from which the trapped catalyst is recovered and recycled to the flash evaporator 2, and then the gas phase components are sent to the light components stripping column 5 for fractionation, such thus separating them to obtain a light component and a heavy component, wherein the light component distillation column 5 is configured to have a number of trays of 50, an operating pressure of 0.1 MPa g, a temperature at the top of 100°C, a temperature at the bottom of the column of 165°C, and phlegm number 1.5.

(5) Тяжелый компонент, полученный на стадии (3), направляют в колонну 6 ректификации тяжелых компонентов для ректификации, таким образом, его разделяют с получением уксусной кислоты, при этом колонна 6 ректификации тяжелых компонентов выполнена так, что имеет количество тарелок 100, рабочее давление -0,3 МПа изб., температуру верхнего погона 100°С, температуру нижней части колонны 165°С и флегмовое число 2.(5) The heavy component obtained in step (3) is sent to the heavy component rectification column 6 for rectification, thus it is separated to obtain acetic acid, while the heavy component fractionator 6 is configured to have a number of plates 100, operating pressure -0.3 MPag, overhead temperature 100°C, column bottom temperature 165°C and reflux ratio 2.

Пример 5Example 5

Способ синтеза уксусной кислоты карбонилированием метанола низкого давления с технологической схемой, в основном идентичной схеме примера 3, за исключением того, что в реакционной жидкости, используемой в этом примере, компоненты и содержание катализатора из металла VIII группы являются следующими: 100 частей на миллион рутения, 500 частей на миллион иридия и 50 частей на миллион родия.A process for the synthesis of acetic acid by low-pressure methanol carbonylation, with a flow chart essentially identical to that of Example 3, except that in the reaction liquid used in this example, the components and content of the Group VIII metal catalyst are as follows: 100 ppm ruthenium, 500 ppm iridium and 50 ppm rhodium.

Пример 6Example 6

Способ синтеза уксусной кислоты карбонилированием метанола низкого давления с технологической схемой, в основном идентичной схеме примера 3, за исключением того, что в реакционной жидкости, используемой в этом примере, компоненты и содержание катализатора из металлов VIII группы являются следующими: 500 частей на миллион платины и 15000 частей на миллион иридия.A process for the synthesis of acetic acid by low-pressure methanol carbonylation with a process flow diagram essentially identical to that of Example 3, except that in the reaction liquid used in this example, the components and content of the Group VIII metal catalyst are as follows: 500 ppm platinum and 15,000 ppm iridium.

Пример 7Example 7

Способ синтеза уксусной кислоты карбонилированием метанола низкого давления с технологической схемой, в основном идентичной схеме примера 4, за исключением того, что в реакционной жидкости, используемой в этом примере, компоненты и содержание катализатора из металлов VIII группы являются следующими: 500 частей на миллион родия и 15000 частей на миллион иридия.A process for the synthesis of acetic acid by low-pressure methanol carbonylation with a process flow diagram essentially identical to that of Example 4, except that in the reaction liquid used in this example, the components and content of the Group VIII metal catalyst are as follows: 500 ppm rhodium and 15,000 ppm iridium.

Пример 8Example 8

Способ синтеза уксусной кислоты карбонилированием метанола низкого давления с технологической схемой, в основном идентичной схеме примера 4, за исключением того, что в реакционной жидкости, используемой в этом примере, компоненты и содержание катализатора из металлов VIII группы являются следующими: 50 частей на миллион рутения, 500 частей на миллион иридия и 50 частей на миллион родия.A process for the synthesis of acetic acid by carbonylation of low pressure methanol with a flow chart essentially identical to that of Example 4, except that in the reaction liquid used in this example, the components and content of the Group VIII metal catalyst are as follows: 50 ppm ruthenium, 500 ppm iridium and 50 ppm rhodium.

Пример 9Example 9

В этом примере используют схему процесса из примера 4. Согласно расчетам на основе существующего объема реакционного котла в 200000 тонн, производительность для этого реакционного объема может быть увеличена до производственной мощности 500000 тонн после использования нового катализатора.This example uses the process flow from Example 4. Based on an existing reaction vessel volume of 200,000 tons, the capacity for this reaction vessel can be increased to a production capacity of 500,000 tons after using a new catalyst.

Были достигнуты следующие преимущества: а. основной катализатор является недорогим; b. он обладает хорошей стабильностью, может сохранять высокую концентрацию катализатора (2000-8000 частей на миллион) и может достигать более высокого выхода продукта за один проход в единицу времени на единицу объема, составляющего 20-35 моль уксусной кислоты/(л⋅ч); с. капитальные затраты могут быть сохранены на уровне 10-30%; d. так как концентрация воды в системе снижается до 1-8 масс. %, уменьшается количество побочного продукта пропионовой кислоты, следовательно, потребление общедоступных инженерно-технического персонала может быть уменьшено на 20-50%; е. на основе заявляемой технологии производственная мощность действующего завода может быть увеличена более чем на 35%.The following benefits have been achieved: a. the base catalyst is inexpensive; b. it has good stability, can maintain a high catalyst concentration (2000-8000 ppm), and can achieve a higher product yield per pass per unit time per unit volume of 20-35 mol acetic acid/(l⋅h); with. capital costs can be kept at 10-30%; d. since the concentration of water in the system is reduced to 1-8 wt. %, the amount of by-product of propionic acid is reduced, therefore, the consumption of public engineering and technical personnel can be reduced by 20-50%; e. Based on the proposed technology, the production capacity of the existing plant can be increased by more than 35%.

В описании этой заявки ссылки на термины «воплощение», «пример», «конкретный пример» и т.д. означает, что конкретный признак, конструкция, материал или характеристика, описанные в связи с воплощением или примером, включены по меньшей мере в одно воплощение или пример настоящего изобретения. В этом описании схематические представления приведенных выше терминов не обязательно относятся к одному и тому же воплощению или примеру. Кроме того, описанные конкретные признаки, конструкции, материалы или характеристики могут быть объединены любым подходящим образом в любом одном или более воплощениях или примерах.In the description of this application, references to the terms "embodiment", "example", "specific example", etc. means that a particular feature, construction, material, or characteristic described in connection with an embodiment or example is included in at least one embodiment or example of the present invention. In this description, the schematic representations of the above terms do not necessarily refer to the same embodiment or example. In addition, the specific features, structures, materials, or characteristics described may be combined in any suitable manner in any one or more embodiments or examples.

Приведенное выше описание воплощений предназначено для облегчения понимания и использования изобретения специалистами в данной области техники. Специалистам в данной области техники будет очевидно, что в эти воплощения могут быть внесены различные модификации, и описанные здесь общие принципы могут быть применены к другим воплощениям без достижения изобретательского уровня. Таким образом, настоящее изобретение не ограничено вышеуказанными воплощениями, и все усовершенствования и модификации, сделанные специалистами в данной области техники в соответствии с описанием настоящего изобретения без отклонения от объема настоящего изобретения, должны попадать в объем охраны настоящего изобретения.The above description of the embodiments is intended to facilitate the understanding and use of the invention by those skilled in the art. Those skilled in the art will appreciate that various modifications may be made to these embodiments and the general principles described herein may be applied to other embodiments without requiring an inventive step. Thus, the present invention is not limited to the above embodiments, and all improvements and modifications made by those skilled in the art in accordance with the description of the present invention without deviating from the scope of the present invention shall fall within the protection scope of the present invention.

Claims

1. A method for the synthesis of acetic acid by carbonylation of low pressure methanol, characterized in that it includes:

(1) introducing methanol and CO into the reactor without agitation to carry out the carbonylation reaction therein in the presence of a catalyst, supplying the liquid phase portion from the middle part of the reactor without agitation to the flasher for flashing, thereby separating it to obtain a liquid phase component and a gas phase component;

(2) exchanging heat between the liquid phase component and the mother liquor flash heat exchanger, and after heating, supplying the liquid phase component to a secondary flash, thereby separating it to obtain a secondary liquid phase component and a secondary gas phase component;

(3) feeding the primary gas phase component and the secondary gas phase component obtained by separation into a catalyst trap, from which the trapped catalyst is recovered and recycled to a flash evaporator, and then feeding the gas phase components into a light component stripper for fractionation, thereby separating them from obtaining a light component and a heavy component;

(4) recycling the liquid phase components obtained in step (1) and step (2) back to the reactor without agitation for the reaction;

(5) feeding the heavy component obtained in step (3) to the heavy component distillation column for rectification, thereby separating it to obtain acetic acid.

2. The method for the synthesis of acetic acid by carbonylation of low pressure methanol according to claim 1, characterized in that a self-acting circulating mixing system is used in the reactor without agitation, methanol is mixed with a liquid phase component or components outside the reactor without agitation to form an externally mixed liquid, then an externally mixed liquid is fed into the reactor, CO is introduced into the reactor without agitation by introducing the feed material at an angle different from that of the externally mixed liquid.

3. The method for the synthesis of acetic acid by carbonylation of low pressure methanol according to claim 1, characterized in that the reaction liquid in the reactor without stirring contains the following components, in parts by weight: from 10 to 21600 ppm of a catalyst from Group VIII metals, from 2 to 8 water, 1 to 25 hydrogen iodide, 5 to 25 methyl iodide, 1 to 12 lithium iodide, 0.5 to 6 lithium acetate, 0.5 to 25 methyl acetate, 20 to 8000 ppm propionic acid, and from 30 to 80 acetic acid.

4. The process for synthesizing acetic acid by low pressure methanol carbonylation according to claim 1, wherein the Group VIII metal catalyst is selected from the group consisting of ruthenium, palladium, rhodium, iridium, cobalt, platinum, and a combination of two or more of them.

5. Process for the synthesis of acetic acid by low pressure methanol carbonylation according to claim 4, characterized in that the Group VIII metal catalyst comprises the following components, preferably in the following content: 100 to 15,000 ppm iridium, 50 to 5,000 ppm ruthenium , 50 to 500 ppm palladium, 10 to 200 ppm platinum, and 50 ppm to 900 ppm rhodium.

6. A process for the synthesis of acetic acid by low pressure methanol carbonylation according to claim 4 or 5, characterized in that the Group VIII metal catalyst comprises the following components, preferably with the following content:

ruthenium: 50-500 ppm, iridium: 500-15000 ppm, or

rhodium: 50-900 ppm, iridium: 500-15000 ppm, or

palladium: 50-500 ppm, iridium: 500-15000 ppm, or

ruthenium: 50-500 ppm, iridium: 500-15000 ppm, rhodium: 50-900 ppm, or

platinum: 50-500 ppm, iridium: 500-15000 ppm.

7. A method for the synthesis of acetic acid by carbonylation of low-pressure methanol according to claim 1, characterized in that the reactor without stirring has a reaction temperature of 180-220°C and a pressure of 2.5-3.4 MPa g.

8. A method for the synthesis of acetic acid by carbonylation of low pressure methanol according to claim 1, characterized in that the flash evaporator has a flash temperature of 100-160°C, a pressure of 0.05-0.15 MPa g. and the coefficient of flash evaporation (the ratio of the amount of flash evaporation to the amount of supplied methanol) 15-5; and the secondary flash has a flash temperature of 100-160° C. and a pressure of 0.05-0.15 MPa g.

9. Method for the synthesis of acetic acid by carbonylation of low-pressure methanol according to claim 1, characterized in that the distillation column of light components is designed so that it has a number of plates 40-80, an operating pressure of 0.05-0.30 MPa g, a temperature at the top of 90 -140°C, the temperature of the bottom of the column 145-165°C and reflux 0.3-1.5.

10. Method for the synthesis of acetic acid by carbonylation of low-pressure methanol according to claim 1, characterized in that the distillation column of heavy components is designed so that it has a number of plates 60-100, operating pressure from -0.5 to 0.35 MPa g., temperature top 80-140°C, bottom temperature 145-165°C and reflux ratio 1-4.