專利名稱：一種使用夾帶劑生產(chǎn)乙酸乙酯的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種乙酸乙酯的生產(chǎn)方法，特別是一種使用夾帶劑生產(chǎn)乙酸乙酯的方法。
背景技術(shù)：
我國工業(yè)能耗約占全社會總能耗的50%以上，且許多能量密集工業(yè)過程的單位產(chǎn) 品能耗水平比國際先進水平高約30 90%。乙酸乙酯是重要的化工溶劑和基本有機化工 原料，廣泛用于工業(yè)溶劑、粘合劑、生產(chǎn)醫(yī)藥、有機酸等產(chǎn)品的提取劑、香料原料等。乙酸酯 等溶劑生產(chǎn)主要是以反應(yīng)、分離等熱加工過程為主的高能耗、高物耗過程工業(yè)。我國乙酸乙 酯現(xiàn)有裝置生產(chǎn)技術(shù)大多停留在傳統(tǒng)的液相酯化法工藝上，很少考慮裝置的能量綜合優(yōu)化 設(shè)計，特別是對核心的生產(chǎn)工藝的節(jié)能降耗改造尚未予以足夠的重視，普遍存在規(guī)模小、能 耗高、效益低、市場競爭力差、難于解決腐蝕和環(huán)境污染等問題。傳統(tǒng)乙酸乙酯生產(chǎn)工藝為 酯化-提濃-精制-廢水回收四塔流程，酯化塔頂共沸物分相產(chǎn)生富含酯的輕相(即粗酯) 和富含水的重相(即水相)，粗酯部分回流入酯化塔，部分采出進入提濃塔進一步脫除醇、 水后進入精制塔脫除微量酸，從精制塔塔頂產(chǎn)出乙酸乙酯產(chǎn)品，酯化塔塔頂、提濃塔塔頂產(chǎn) 生的水相進入廢水回收塔回收其中的酯、醇等輕組分。傳統(tǒng)乙酸乙酯生產(chǎn)工藝瓶頸在于酯 化反應(yīng)及精餾分離等核心工藝過程強化不足，乙酸乙酯與水形成的二元共沸物中二者的摩 爾比與酯化反應(yīng)生成的比例不匹配，大量的反應(yīng)副產(chǎn)物水滯留在反應(yīng)體系中，制約了酯化 反應(yīng)向正方向進行，并需要大量的粗酯作為夾帶劑回流夾帶體系中富集的水，導(dǎo)致酯化塔 回流比大，能耗高，極大限制了裝置生產(chǎn)能力。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的是針對現(xiàn)有工藝技術(shù)中存在的不足，提供一種能耗小、得率高的使 用夾帶劑生產(chǎn)乙酸乙酯的方法。 本發(fā)明的目的是通過以下技術(shù)方案予以實現(xiàn) 本發(fā)明生產(chǎn)乙酸乙酯的方法所用的原料由乙醇、乙酸組成。各組分按照摩爾百分 含量計為乙醇40 60%，乙酸40 60%。夾帶劑為丙酸異丁酯、異丁酸丙酯或其混合 物。夾帶劑一次性加入，進料量為酯化釜釜料的3 8wt%，由于排出的廢水中會損失少量 的夾帶劑，需要間歇微量補充。 本發(fā)明使用夾帶劑生產(chǎn)乙酸乙酯的方法如下原料乙酸、乙醇經(jīng)過側(cè)線換熱器、預(yù) 熱器、酯化重沸器、酯化釜、氣液分離器、酯化塔、冷凝器和分相器，夾帶劑和催化劑濃硫酸 一次性加入酯化釜，間歇補充的步驟，酯化塔側(cè)線采出混合液與原料換熱后再進入冷卻器 冷卻到4(TC進入分相器，經(jīng)分相后得到的有機相(主要含夾帶劑)全部或部分返回酯化塔
循環(huán)夾帶水，汽提塔塔釜得到產(chǎn)品乙酸乙酯。
上述本發(fā)明生產(chǎn)方法的具體過程如下 (1)高位原料槽中原料乙酸、乙醇先與側(cè)線采出混合液換熱升溫至50 6(TC，再
3進入預(yù)熱器與蒸汽凝結(jié)水換熱至70 8(TC左右，然后進入酯化重沸器升溫至105 ll(TC 左右，最后送入酯化釜發(fā)生反應(yīng)，酯化釜氣相進入酯化塔進行精餾； (2)夾帶劑和催化劑濃硫酸一次性加入酯化釜，間歇補充。夾帶劑夾帶體系中多余 的水從側(cè)線抽出通過分相器分相后排出，汽提塔塔頂氣相冷凝后循環(huán)進入酯化塔頂?shù)姆窒?器，汽提塔塔釜產(chǎn)出產(chǎn)品乙酸乙酯； (3)將酯化塔塔頂?shù)臍庀嗬淠笈c汽提塔塔頂冷凝液混合，經(jīng)分相器分相后，粗酯 部分回流，部分進入汽提塔精制、將酯化塔側(cè)線采出混合液經(jīng)分相器分離后得到的有機相 全部或部分回流至酯化塔循環(huán)夾帶水，夾帶劑循環(huán)利用。 上述方法中，步驟(2) 、 (3)所述酯化塔塔頂、汽提塔塔頂氣相的組成主要是水_乙 酸乙酯二元共沸物，另外還有少量的水_乙醇_乙酸乙酯三元共沸物，為降低酯化塔塔頂三 元共沸物的含量，要盡量保證酯化釜高酸度，即乙酸過量。 上述方法中，所述酯化釜的反應(yīng)溫度為105 ll(TC，壓力為0. 10 0. 15MPa， 釜酸(乙酸)濃度控制在65 85% ;酯化塔塔頂溫度為70 72t:，塔頂壓力為0. 10 0. 105MPa ;側(cè)線采出混合液溫度為80 9(TC，壓力為0. 10 0. 12MPa ;汽提塔塔頂溫度為 70 72"，塔頂壓力為0. 10 0. 105MPa，塔釜產(chǎn)品溫度為80 84°C。
本發(fā)明使用夾帶劑生產(chǎn)乙酸乙酯所用的設(shè)備，主要由高位原料槽、預(yù)熱器、酯化重 沸器、酯化塔、汽提塔、酯化釜、氣液分離器、塔頂冷凝器、塔頂分相器、側(cè)線冷卻器、側(cè)線分 相器及管路構(gòu)成。其中，高位原料槽通過管道與酯化塔側(cè)線換熱器連接，側(cè)線換熱器熱端 出口與側(cè)線冷卻器連接，冷端出口與預(yù)熱器連接，預(yù)熱器冷端出口與酯化重沸器進口連接， 酯化重沸器的一端通過管道與酯化釜進料端連接，酯化釜的出料端通過管道與氣液分離器 進口連接，氣液分離器氣相出口與酯化塔進料端連接，氣液分離器液相出口與酯化釜頂端 回流口連接，酯化塔的底端通過管道與酯化重沸器的進料端連接，酯化塔和汽提塔的頂端 分別通過管道與冷凝器進口連接，兩塔頂部冷凝器出口通過管道與混合器相連，混合器出 口與頂部分相器的進口連接，頂部分相器的底部上層粗酯出口通過管道和泵、分別與酯化 塔塔頂和汽提塔連接，頂部分相器的下層廢水出口通過管道連接廢水處理裝置(圖中未標 出)，頂部分相器的頂部出口排出不凝氣，酯化塔的側(cè)線通過管道與側(cè)線換熱器連接，再與 冷卻器進口連接，側(cè)線冷卻器出口通過管道與側(cè)線分相器的頂部進口連接，側(cè)線分相器的 底部上層有機相出口通過管道和泵與酯化塔塔側(cè)線出料位置下方連接，側(cè)線分相器的底部 廢水出口通過管道連接同一廢水處理裝置(圖中未標出)，側(cè)線分相器的頂部出口排出不 凝氣；來自蒸汽動力系統(tǒng)的蒸汽通過酯化釜的夾套進口端進入酯化釜夾套內(nèi)，通過酯化重 沸器進口端進入酯化重沸器內(nèi)，換熱后的蒸汽凝結(jié)水通過管道與預(yù)熱器入口端相連接。
與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明具有如下有益效果 (1)本發(fā)明使用夾帶劑生產(chǎn)乙酸乙酯的方法，利用乙酸乙酯與夾帶劑相似相容的 原理，與水形成非均相共沸物且共沸物含水量大，其中，乙酸乙酯_水、夾帶劑_水二者的沸 點差處于15 20。C之間，適合側(cè)線分離； (2)本發(fā)明方法通過少量夾帶劑即可循環(huán)帶出體系中富集的水，降低了酯化塔回 流比及粗酯的回流量，并且無需在乙酸乙酯傳統(tǒng)生產(chǎn)設(shè)備上增加設(shè)備，生產(chǎn)能力即可增加 30 50%，適合現(xiàn)有乙酸乙酯生產(chǎn)裝置的擴產(chǎn)節(jié)能改造； (3)本發(fā)明方法經(jīng)濟效果顯著，能大幅度降低生產(chǎn)過程中的能耗，與傳統(tǒng)方法相
4比，在不增加設(shè)備投入的條件下，本發(fā)明方法能耗下降了 20 40%。


圖1為本發(fā)明方法采用的設(shè)備結(jié)構(gòu)示意圖，其中，1是高位原料槽，2是預(yù)熱器，3是 酯化重沸器，4是酯化釜，5是氣液分離器，6是酯化塔，7是冷卻器，10、 11是冷凝器，8、9是 分相器，12是混合器，13是汽提塔，14是換熱器。
具體實施例方式
以下結(jié)合實施例來進一步解釋本發(fā)明，但實施例并不對本發(fā)明做任何形式的限 定。 本發(fā)明的設(shè)備如圖1所示，其中高位原料槽1中的原料通過管道與側(cè)線換熱器 14連接進行換熱，進入預(yù)熱器2預(yù)熱，預(yù)熱器2出口與酯化重沸器3進口連接，原料在酯化 重沸器3內(nèi)加熱到接近酯化溫度，酯化重沸器3的一端通過管道與酯化釜4進料端連接，酯 化釜4的出料端通過管道與氣液分離器5進口連接，氣液分離器5氣相出口與酯化塔6進 料端連接，氣液分離器5液相出口與酯化釜4頂端回流口連接，酯化塔6的底端通過管道與 酯化重沸器3的進料端連接，酯化塔6的頂端通過管道與冷凝器IO進口連接，冷凝器10、11 出口通過管道與混合器12的頂部進口連接，混合器12的出口與分相器9頂部進口相連，分 相器9的底部粗酯通過管道和泵分別與酯化塔6塔頂和汽提塔13連接，分相器9的底部廢 水出口通過管道連接廢水處理裝置，分相器9的頂部出口排出不凝氣，酯化塔6的側(cè)線通過 管道與冷凝器7進口連接，冷凝器7出口通過管道與分相器8的頂部進口連接，分相器8的 底部粗酯和部分新鮮水通過管道和泵與酯化塔6塔側(cè)線出料位置上段、出料位置下段、后 續(xù)精餾裝置分別連接，分相器8的底部廢水出口通過管道連接同一廢水處理裝置，分相器8 的頂部出口排出不凝氣；來自蒸汽動力系統(tǒng)的蒸汽通過酯化釜4的夾套進口端進入酯化釜 4的夾套內(nèi)，通過酯化重沸器3進口端進入酯化重沸器3內(nèi)，為酯化釜4和酯化重沸器3提 供熱源，換熱后的蒸汽由酯化釜4夾套的出口端和酯化重沸器3出口端通過管道與預(yù)熱器 2進口端連接，換熱后的蒸汽凝結(jié)水通過預(yù)熱器2出口端與管道和蒸汽動力系統(tǒng)連接。
實施例1 將由乙醇、乙酸組成的原料(原料的配比為乙醇的摩爾百分含量為48%，乙酸的 摩爾百分含量為52% )，乙酸過量，保證酯化釜高酸度，防止乙醇過多地進入酯化塔，以達 到控制酯化塔塔頂組成盡量接近乙酸乙酯_水二元共沸組成的目的，從而有利于酯化塔塔 頂分相器分相，降低粗酯含水量。夾帶劑一次性加入，加料量為酯化釜釜料的5% (質(zhì)量)， 間歇微量補充。采用圖l所示流程進行酯化反應(yīng)-精餾，酯化釜反應(yīng)溫度為104 106°C， 壓力為0. 12 0. 13MPa，酯化塔塔頂采出溫度為70 72。C，壓力為0. 10 0. 105MPa，側(cè) 線采出溫度為84 88°C，壓力為0. 108 0. llMPa，汽提塔塔釜溫度80 83°C，壓力為 0. 108 0. llMPa，汽提塔塔頂溫度70 72。C，壓力為0. 10 0. 105MPa。工藝流程中，利 用側(cè)線液相出料和蒸汽冷凝水對進料進行預(yù)熱，可減少酯化釜熱負荷，并可減少側(cè)線冷公 用工程消耗量。 運用化工流程模擬軟件ASPEN PLUS對反應(yīng)釜、酯化塔、汽提塔全流程進行模擬計 算，計算結(jié)果顯示乙酸乙酯產(chǎn)品純度達到99. 85wt^，并進行能耗分析，通過與傳統(tǒng)生產(chǎn)工藝對比，本發(fā)明工藝方法的節(jié)能效果如表1所示。
表1夾帶劑工藝與傳統(tǒng)酯化工藝能耗對比
工藝類型蒸汽消耗量(啦噸酯)傳統(tǒng)酯化生產(chǎn)工藝3 3.5
夾帶劑生產(chǎn)工藝□2.1 表1表明，與傳統(tǒng)生產(chǎn)工藝相比，涉及側(cè)線抽出的夾帶劑工藝節(jié)能效果明顯，單位 產(chǎn)品(噸酯)能耗由3 3. 5噸蒸汽下降至2. 1噸蒸汽，下降幅度達30%。
實施例2 將由乙醇、乙酸混合物組成的原料(原料的配比為乙醇的摩爾百分含量為50%， 乙酸的摩爾百分含量為50% )。夾帶劑一次性加入，加料量為酯化釜釜料的8% (質(zhì)量)， 間歇微量補充。采用圖i所示流程進行酯化反應(yīng)-精餾，酯化釜反應(yīng)溫度為105t:，壓力為 0. 125MPa，酯化塔塔頂采出溫度為71-72"，壓力為0. 105MPa，側(cè)線采出溫度為85 90°C， 壓力為0. 108 0. llMPa，汽提塔塔釜溫度80 83。C，壓力為0. 108 0. llMPa，汽提塔塔 頂溫度71 72。C，壓力為0. 10 0. 105MPa。 運用化工流程模擬軟件ASPEN PLUS對反應(yīng)釜、酯化塔、汽提塔全流程進行模擬計 算，計算結(jié)果如表2所示，乙酸乙酯產(chǎn)品純度可達到99. 90wt%，乙醇含量為O. 01wt^，水含 量為0. 0032wt%。表2Aspen Plus模擬計算組成(質(zhì)量分數(shù))
組成酯化塔頂有機相水相汽提塔頂產(chǎn)品
水0.07770麓60.91850.056932PPM
乙醇0.01600.01570.02430.0530101PPM
乙酸0細00扁00細00扁044PPB
乙酸乙酯0.90630.94180.05720.89000.9990 將模擬計算結(jié)果進行全流程能量分析，通過與傳統(tǒng)生產(chǎn)工藝對比，得出本發(fā)明工 藝方法的節(jié)能效果如表3所示。 表3夾帶劑工藝與傳統(tǒng)酯化工藝能耗對比
工藝類型蒸汽消耗量(噸/噸酯)傳統(tǒng)酯化生產(chǎn)工藝3 3.5
夾帶劑生產(chǎn)工藝瓶.O 表3表明，與傳統(tǒng)酯化生產(chǎn)工藝相比，涉及側(cè)線抽出的夾帶劑工藝節(jié)能效果明顯，
6單位產(chǎn)品(噸酯)能耗由3 3.5噸蒸汽下降至2.0噸蒸汽，下降幅度近30%;并可從過程 強化的角度，通過采用釜酸酸度高、合金材質(zhì)酯化釜、高效塔板技術(shù)和金屬材質(zhì)高效填料、 新型換熱器，分別從抑制腐蝕速率、加快反應(yīng)速率、提高精餾效率、增加換熱效率和裝置的 集約度擴大生產(chǎn)規(guī)模、以及產(chǎn)業(yè)化工程中遇到的穩(wěn)定性控制問題等方面實施整個技術(shù)改造 工程，預(yù)計生產(chǎn)規(guī)?？蓴U大30 50% 。
權(quán)利要求
一種使用夾帶劑生產(chǎn)乙酸乙酯的方法，其特征在于所述夾帶劑為丙酸異丁酯、異丁酸丙酯或其混合物。
2. 根據(jù)權(quán)利要求1所述的使用夾帶劑生產(chǎn)乙酸乙酯的方法，其特征在于夾帶劑和催 化劑濃硫酸一次性加入酯化釜，間歇補充；原料乙酸和乙醇經(jīng)過側(cè)線換熱器、預(yù)熱器、酯化 重沸器、酯化釜、氣液分離器、酯化塔、冷凝器和分相器的步驟，酯化塔側(cè)線采出混合液與原 料換熱后再進入冷卻器冷卻到4(TC進入分相器，經(jīng)分相得到的含夾帶劑的有機相全部或 部分返回酯化塔循環(huán)夾帶水，汽提塔塔釜得到產(chǎn)品乙酸乙酯；所述濃硫酸是酯化釜釜料的 0. 2 lwt%。
3. 根據(jù)權(quán)利要求1或2所述的使用夾帶劑生產(chǎn)乙酸乙酯的方法，其特征在于所述方法 步驟如下(1) 高位原料槽中原料乙酸和乙醇先與側(cè)線采出混合液換熱升溫至50 6(TC，再進入 預(yù)熱器與蒸汽凝結(jié)水換熱至70 8(TC，進入酯化重沸器升溫至105 ll(TC，最后送入酯 化釜發(fā)生反應(yīng)，酯化釜氣相進入酯化塔進行精餾；(2) 夾帶劑和催化劑濃硫酸一次性加入酯化釜，間歇補充，夾帶劑夾帶體系中多余的水 從側(cè)線抽出通過分相器分相后排出，汽提塔塔頂氣相冷凝后循環(huán)進入酯化塔頂?shù)姆窒嗥鳎?汽提塔塔釜產(chǎn)出產(chǎn)品乙酸乙酯；(3) 將酯化塔塔頂?shù)臍庀嗯c汽提塔塔頂氣相分別冷凝后混合進入分相器，上層粗酯部 分回流，部分進入汽提塔精制，將酯化塔側(cè)線采出混合液冷卻到4(TC分相后，上層有機相全 部或部分回流至酯化塔循環(huán)夾帶水。
4. 根據(jù)權(quán)利要求3所述使用夾帶劑生產(chǎn)乙酸乙酯的方法，其特征在于所述原料乙酸和 乙醇按照摩爾百分含量計為乙醇45 50%，乙酸45 50%。
5. 根據(jù)權(quán)利要求4所述使用夾帶劑生產(chǎn)乙酸乙酯的方法，其特征在于所述夾帶劑為 1 8wt^，間歇微量補充。
6. 根據(jù)權(quán)利要求5所述使用夾帶劑生產(chǎn)乙酸乙酯的方法，其特征在于所述酯化釜的反 應(yīng)溫度為105 ll(TC，壓力為0. 10 0. 15MPa ;酯化塔塔頂溫度為70 72。C，塔頂壓力 為0. 10 0. 105MPa ;側(cè)線采出混合液溫度為80 90。C，壓力為0. 10 0. 12MPa ;汽提塔塔 頂溫度為70 72"，塔頂壓力為0. 10 0. 105MPa ;塔底產(chǎn)品溫度為80 84°C。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種使用夾帶劑生產(chǎn)乙酸乙酯的方法。本發(fā)明方法包括夾帶劑和催化劑濃硫酸一次性加入酯化釜，間歇補充；原料乙酸、乙醇經(jīng)過側(cè)線換熱器、預(yù)熱器、酯化重沸器、酯化釜、氣液分離器、酯化塔、冷凝器和分相器的步驟，酯化塔側(cè)線采出混合液與原料換熱后再進入冷卻器冷卻到40℃，經(jīng)分相器分相得到的有機相(主要含夾帶劑)全部或部分返回酯化塔循環(huán)夾帶水，汽提塔塔釜得到產(chǎn)品乙酸乙酯。其中，所述夾帶劑為丙酸異丁酯、異丁酸丙酯或其混合物。本發(fā)明使用夾帶劑生產(chǎn)乙酸乙酯的方法中，所用的夾帶劑具有夾帶水量大、用量少、可循環(huán)利用的優(yōu)點，降低了生產(chǎn)過程中的能耗和物耗，擴大生產(chǎn)能力，有利于工業(yè)化生產(chǎn)工藝的改進。
文檔編號C07C69/14GK101735045SQ200910213980
公開日2010年6月16日 申請日期2009年12月18日 優(yōu)先權(quán)日2009年12月18日
發(fā)明者佘志鴻, 張冰劍, 胡松, 胡鵬飛, 陳清林, 高學(xué)農(nóng) 申請人:中山大學(xué)