帶產物分離和回收工藝的製備乙酸仲丁酯的方法

2023-04-27 06:09:21

專利名稱：帶產物分離和回收工藝的製備乙酸仲丁酯的方法
技術領域：
本發明涉及一種乙酸仲丁酯的製備方法，尤其涉及一種帶產物分離和回收工藝的制 備乙酸仲丁酯的方法。
背景技術：
目前，利用乙酸和混合c4 (或丁烯)為原料，製備乙酸仲丁酯的方法，通常是在列 管式固定床反應器內進行酯化反應而得到。相對於傳統工藝而言，以混合Q (或丁烯) 為原料，利用其與乙酸反應製備乙酸仲丁酯具有原料來源廣且成本小、經濟效益好、環 境友好等優點。美國專利US5457228公開了一種製備乙酸仲丁酯的方法，是將反應物料 乙酸和混合C4 (或丁烯)從列管式固定床反應器上部通入，包括未反應混合C4 (或丁烯)、 未反應乙酸和產物乙酸仲丁酯的產物混合物同時從反應器底部流出。產物混合物依次經 過循環泵和換熱器後， 一部分產物混合物送去後面的分離工序，另一部分產物混合物作 為循環進料同新鮮進料一起送入反應器。此方法的不足在於(1)採用列管式固定床作 反應器，送去分離的那部分產物混合物一般需要先經過閃蒸塔，將未反應混合C4 (或丁 烯)從產物混合物中除去，因此加大了後續產物分離工藝的難度；且閃蒸塔溫度、壓力 均較高，能耗較高；(2)反應物料循環進反應器，使烯烴聚合傾向增加，影響產品提純；
(3)使用循環泵和換熱器，增加了能耗。
另外，利用乙酸與混合C4 (或丁烯)反應製備乙酸仲丁酯的分離精製工藝的研究報 道相對較少。雖然US5457228號美國專利公開了一種利用乙酸與1-丁烯和2-丁烯反應合 成乙酸仲丁酯的方法，但對於該反應所得混合產物的分離，該專利中僅提及利用蒸餾就 可將乙酸仲丁酯從混合產物中分離出來，但沒有公布具體的分離方法，也沒有公布經分 離後產品所達到的純度。由於乙酸仲丁酯和乙酸的沸點很接近，利用簡單的蒸餾方法很 難將乙酸仲丁酯和乙酸充分分離。而在申請號為200710200148X的中國專利申請中公開 了一種從乙酸與丁烯或混合C4反應後的混合物中分離乙酸仲丁酯的方法(1)乙酸與混 合C4反應後的混合物進入閃蒸塔，通過閃蒸從閃蒸塔頂脫除未反應的混合C4及輕組分;
(2)閃蒸塔底產物進入共沸精餾塔，加入共沸劑a，通過共沸精餾將乙酸仲丁酯和乙酸 分離；(3)共沸精餾塔頂物料進入精製塔，通過精餾得到乙酸仲丁酯；(4)當從共沸精
餾塔下部採出的乙酸含共沸劑a的量對反應的進行造成影響或對催化劑活性和使用壽命 造成影響時，共沸精餾塔下部物料進入酸濃縮塔，加入共沸劑b，經過再一次的共沸精餾， 將乙酸濃縮，乙酸經濃縮後循環利用；或當從共沸精餾塔下部採出的乙酸含共沸劑a 的量不會對反應的進行造成影響，也不會對催化劑活性和使用壽命造成影響時，共沸精 餾塔下部物料直接循環回反應系統再利用。該中國專利申請所公開的分離工藝僅適用於 採用列管式固定床反應器進行反應的產物分離，且工藝相對複雜，能耗較大。
而在製備乙酸仲丁酯的現有技術中，將產物製備、產物分離、產物回收利用融於一 體的方法和工藝尚未見報導。

發明內容
本發明要解決的技術問題是克服現有技術的不足，提供一種分離工序簡化、成本小、 能耗低、原料利用率高的帶產物分離和回收工藝的製備乙酸仲丁酯的方法。
為解決上述技術問題，本發明提出的技術方案為 一種製備並精製乙酸仲丁酯的方 法，其特徵在於反應在由一個塔釜、 一個提餾段、 一個反應段、 一個精餾段和一個塔頂 回流冷凝器組成的催化蒸餾塔中進行，反應段中裝填一種催化劑，乙酸從催化蒸餾塔的 上部精餾段進入塔內，混合C4或丁烯從催化蒸餾塔的下部提餾段進入塔內，兩者在催化 劑表面逆流接觸並進行反應，未反應的混合C4或丁烯從催化蒸餾塔塔頂蒸出，反應後的 產物混合物從催化蒸餾塔塔底流出並送入共沸精餾塔；向共沸精餾塔中加入共沸劑a進 行共沸精餾，共沸精餾塔塔頂餾出物自然分層，共沸劑a或共沸劑a與部分乙酸仲丁酯 回流入共沸精餾塔塔頂，攜帶少量共沸劑a的乙酸仲丁酯從共沸精餾塔塔頂餾出後進入 精製塔，在精製塔中精餾後得到乙酸仲丁酯；共沸精餾塔下部採出餾分送入酸濃縮塔， 在酸濃縮塔加入共沸劑b進行共沸精熘後，以乙酸為主的底部採出物循環回反應系統再 利用；所述共沸劑a為任意一種能與乙酸仲丁酯形成共沸物，且其共沸點與乙酸的沸點 相差10'C以上的物質；所述共沸劑b為任意一種能與共沸劑a形成共沸物，且其共沸點 與乙酸的沸點相差IO'C以上的酯類物質或芳烴。
上述技術方案是採用催化蒸餾塔進行乙酸和混合C4 (或丁烯)的酯化反應。該催化 蒸餾塔包括一個塔釜、 一個提餾段、 一個反應段、 一個精餾段和一個塔頂回流冷凝器。 所述催化蒸餾塔的反應段是指裝填有催化劑的部分，催化劑可以為雜多酸或離子交換樹 脂；精餾段指位於反應段以上、塔頂回流冷凝器以下的部分；提餾段指位於反應段以下、 塔釜以上的部分。
上述催化蒸餾塔的操作條件為塔頂壓力控制在0.30 1.20MPa，優選0.35 0.75MPa;塔頂溫度控制在40 90°C，優選50 70°C;反應段中部溫度控制在50 150°C， 優選60 120。C;塔釜溫度控制在140 220°C，優選160 190°C;回流比為0.1 10;乙 酸和丁烯摩爾比為0.7 : 1 3.0 : 1;乙酸進料空速為0.1 10.0hr"。
上述乙酸與混合C4反應後的混合產物中主要含有乙酸仲丁酯、乙酸、少量的混合 d及輕組分。上述乙酸與丁烯反應後的混合產物中主要含有乙酸仲丁酯、乙酸及少量的 丁烯。由於上述乙酸與混合C4 (或丁烯)的反應過程採用的是催化蒸餾工藝，乙酸和混 合Ci (或丁烯)的酯化反應與未反應混合C4及輕組分(或丁烯)的分餾可以同時進行。 未反應的混合C4及輕組分(或丁烯)直接從反應器中的催化蒸餾塔塔頂蒸出。因此在進 行後續的產物分離時，省去了現有技術中用於除去混合C4及輕組分(或丁烯)的閃蒸塔， 簡化了生產工藝，減小了生產成本，降低了能耗。
由於從催化蒸餾塔出來的反應混合物中還含有乙酸仲丁酯和未反應的乙酸，並且乙 酸仲丁酯和乙酸的沸點很接近，因此可採用共沸精餾的方法將乙酸仲丁酯和乙酸有效分 離。上述技術方案在共沸精餾過程中選用一種共沸劑a，所述共沸劑a是任意一種能與乙 酸仲丁酯形成共沸物，且其共沸點與乙酸的沸點相差l(TC以上的物質。根據公知技術， 當形成共沸物的物質種類確定後，其共沸組成為固定值，即共沸劑a與乙酸仲丁酯形成 共沸物的組成為固定值，按該組成比添加共沸劑a。本發明中優選水作為共沸劑a。用水 作為共沸劑a時，水按照水乙酸仲丁酯=1:4 (質量比)的比例添加。
上述共沸精餾過程中，共沸精餾塔底部溫度應控制在100 13(TC，優選105 125'C。 如溫度高於130。C，則乙酸會進入塔頂；如溫度低於10(TC，乙酸仲丁酯與共沸劑a的共 沸物則不能有效蒸到塔頂。共沸精餾塔塔頂溫度應控制在75 100°C，優選78 90。C。 乙酸仲丁酯與共沸劑a從共沸精餾塔塔頂蒸出後，經冷卻，乙酸仲丁酯與共沸劑a自然 分層。共沸劑a或共沸劑a與部分乙酸仲丁酯回流入共沸精餾塔塔頂，夾帶少量共沸劑a 的乙酸仲丁酯從塔頂餾出後則進入精製塔。
上述精製塔的底部溫度宜控制在110 135°C，優選112 125°C。如溫度高於135°C， 則有大量的乙酸仲丁酯蒸到塔頂，使產量降低；如溫度低於11(TC，部分雜質不能從產物 中分離，降低了產品的質量。產品精製塔頂部溫度應不低於85'C，優選不低於88'C。通 過精製塔的精餾得到高純度的乙酸仲丁酯。
共沸精餾過程中，從共沸精餾塔下部採出餾分包括乙酸、少量共沸劑a和/或乙酸仲 丁酯。當反應原料中含有較多共沸劑a時，會使反應轉化率降低，嚴重時會造成催化劑 活性組元流失，從而降低催化劑活性，減少催化劑使用壽命，故循環回反應系統的乙酸
中共沸劑a的質量濃度不宜過高。對於不同的催化體系，共沸劑a對催化劑的影響程度 不同，甚至對同種催化劑，由於其製備方法不同或製備批次不同，共沸劑a對催化劑的 影響程度也可能不同。 一般而言，循環回反應系統的乙酸含共沸劑a的質量百分數應不 大於5%，最好小於1%。當從共沸精餾塔下部採出的乙酸含共沸劑a的量對反應的進行 造成影響或對催化劑活性和使用壽命造成影響，即共沸精餾塔下部採出的乙酸含共沸劑a 的質量百分數大於5%時，應將共沸精餾塔下部採出餾分先送入酸濃縮塔，加入共沸劑b, 使其與共沸劑a形成共沸物，經過再一次的共沸精餾，將乙酸濃縮，乙酸經濃縮後再循 環利用。為了簡化工藝，避開含量測定等相關技術問題，本發明直接將共沸精餾塔底部 採出鎦分送入酸濃縮塔，經再一次共沸精餾後循環利用。所述共沸劑b是任意一種能與 共沸劑a形成共沸物，且其共沸點與乙酸的沸點相差1(TC以上的物質。本發明中共沸劑 b可選用酯類物質或芳烴，優選乙酸仲丁酯、乙酸異丙酯或苯。根據公知技術，當形成共 沸物的物質種類確定後，其共沸組成為固定值。共沸劑b添加量按照共沸劑b和共沸劑a 形成的共沸物組成比例加入。
上述酸濃縮塔底部溫度控制在100 13(TC，優選U8 125。C。
與現有技術相比，本發明的優點在於(l)採用催化蒸餾工藝進行乙酸和混合Q(或 丁烯)的酯化反應，不設用於除去未反應混合C4及輕組分(或丁烯)的閃蒸塔，因而產 物分離工藝得以簡化，生產成本得以減小，能耗降低；(2)可有效將乙酸仲丁酯從乙酸 與混合C4反應後的產物混合物中分離出來，得到的乙酸仲丁酯的純度在99%以上，乙酸 質量濃度小於0.01%，水質量濃度小於0.05%; (3)乙酸可循環回收利用。


圖l為各實施例的工藝流程圖。
具體實施例方式
下面結合實施例對本發明作進一步的說明。
在下述各實施例中，製備乙酸仲丁酯的反應原料純度為乙酸純度》99.5%、 丁烯純 度》99.4%;混合C4的質量百分組成是1-丁烯4.72%、 2-丁烯49.22%、 丁烷46.01%、 異丁烯0.05%。
實施例中，乙酸轉化率、乙酸仲丁酯選擇性分別按照下述公式計算得到 乙酸轉化率=
_乙酸仲丁酯摩爾百分含量+乙酸叔丁酯摩爾百分含量_
乙酸仲丁酯摩爾百分含量+乙酸叔丁酯摩爾百分含量+乙酸摩爾百分含量
乙酸仲丁酯選擇性=_乙,酉旨,艦_應
乙酸仲丁酯摩爾百分含量+乙酸叔丁酯摩爾百分含量
註上述公式中各物質的百分含量均指在反應產物中的百分含量
實施例1:
如圖1所示，採用強酸性離子交換樹脂作催化劑，市售ZH-100型。將總量為250Kg 的催化劑裝入催化蒸餾塔A的反應段A2，並因此而得到催化劑層。
乙酸1 、混合Q 2分別從催化蒸餾塔A的上部精餾段Al 、下部提餾段A3進入塔內， 兩者在反應段A2的催化劑表面逆流接觸，乙酸l和混合d 2反應生成乙酸仲丁酯，未 反應混合Q3從塔頂蒸出，產物混合物4從塔底流出。
催化蒸餾塔A的操作條件為塔頂壓力0.65MPa，塔頂溫度5(TC，反應段A2中部 溫度100。C，塔釜溫度18(TC，回流比為5，乙酸l與混合C42中丁烯的摩爾比(酸烯比) 為1.5，乙酸進料空速為1齒"。
每4hr取樣分析反應產物組成，分析採用氣相色譜法，測得乙酸轉化率在62%以上， 乙酸仲丁酯選擇性達到99°/。以上，催化蒸餾塔塔底物料中混合Q含量小於0.1% 。運行1 個月，催化劑活性穩定，乙酸轉化率和乙酸仲丁酯選擇性沒有出現明顯變化。
將上述反應得到的質量組成為乙酸仲丁酯61.94%、乙酸34.24%、烴類及其它物質 3.82%的產物混合物4送入共沸精餾塔B，同時按乙酸仲丁酯水=4 : 1 (質量比)的 比例向共沸精餾塔B中加入共沸劑水5。
共沸精餾塔B底部溫度為125°C，塔頂溫度為87.5'C，得到的塔頂餾出物6，其質 量組成為乙酸仲丁酯94. 16%、乙酸0.01%、水1.0%、烴類及其它物質4. 83%。共沸精 餾塔塔頂餾出物6去產品精製塔C。產品精製塔底部溫度128'C，頂部溫度107'C，產物 精製後得到精製塔下部的餾出物10，其質量組成為乙酸仲丁酯99.103%、乙酸0.007%、 水0.04%、烴類及其它物質0. 85%。雜質及少量乙酸仲丁酯9經精製塔C塔頂排出。
共沸精餾塔下部採出餾分7，其組成為乙酸仲丁酯8.39%、乙酸81.27%、水6.13%、 烴類及其它物質4.21%。共沸精餾塔下部採出餾分7去酸濃縮塔D，同時按乙酸仲丁酯 水=4 : 1 (質量比)的比例向酸濃縮塔D中加入共沸劑乙酸仲丁酯8。酸濃縮塔底部溫 度為119°C，得到的酸濃縮塔底部採出物12，其質量組成為乙酸仲丁酯4.31%、乙酸 92.24%、水0.35%、烴類及其它物質3.10%。該酸濃縮塔底部採出物12循環回反應系統。 酸濃縮塔塔頂物料11則與產物混合物4會合，共同作為共沸精餾塔B的進料。
實施例2:
如圖1所示，選用雜多酸作為催化劑。將總量為10L的催化劑裝入催化蒸餾塔A的 反應段A2，並因此而得到催化劑層。
乙酸1 、混合C4 2分別從催化蒸餾塔A的上部精餾段Al 、下部提餾段A3進入塔內， 兩者在反應段A2的催化劑表面逆流接觸，乙酸I和混合C4 2反應生成乙酸仲丁酯，未 反應混合C4 3從塔頂蒸出，產物混合物4從塔底流出。
催化蒸餾塔的操作條件為塔頂壓力0.5MPa，塔頂溫度52i:，反應段A2中部溫度 138°C，塔釜溫度155。C，回流比為5，乙酸1與混合0 2中丁烯的摩爾比(酸烯比)為 3.0，乙酸1進料空速為0.2hr—1。
每4hr取樣分析反應產物組成，分析採用氣相色譜法，測得乙酸轉化率在70%以上， 乙酸仲丁酯選擇性達到99.2%以上，催化蒸餾塔塔底物料中丁烯含量小於0.1%。在試驗 條件下運行500hr，催化劑活性穩定，反應轉化率和選擇性沒有出現明顯變化。
將上述反應所得的質量組成為乙酸仲丁酯52.49%、乙酸42.78%、烴類及其它物質 4.73%的混合產物4送入共沸精餾塔B，同時按乙酸仲丁酯水=4 : 1 (質量比)的比 例向共沸精餾塔B中加入共沸劑水5。
共沸精餾塔塔底溫度為115°C，塔頂溫度為78.(TC。得到的塔頂餾出物6，其質量組 成為乙酸仲丁酯94.84%、乙酸0.07%、水1.0%、烴類及其它物質3.09%。共沸精餾塔 塔頂餾出物6去產品精製塔C。產品精製塔底部溫度112°C，頂部溫度88'C，產品精製 後得到精製塔下部餾出物10 ，其質量組成為乙酸仲丁酯98.104%、乙酸0.006%、水0.05%、 烴類及其它物質1.84%。雜質及少量乙酸仲丁酯9經精製塔C塔頂排出。
共沸精餾塔下部採出餾分7，其質量組成為乙酸仲丁酯12.10%、乙酸77.69%、水 5.93%、烴類及其它物質4.28%。共沸精餾塔下部採出餾分7去酸濃縮塔D，同時按乙酸 異丙酯水=94 : 6 (質量比)的比例向酸濃縮塔D中加入共沸劑乙酸異丙酯8。酸濃 縮塔底部溫度為114°C，得到的酸濃縮塔底部採出物12，其質量組成為乙酸仲丁酯 5.96%、乙酸91.01%、水0.27%、烴類及其它物質2.76°/。。該酸濃縮塔底部採出物12可 循環回反應器。酸濃縮塔塔頂物料11則與產物混合物4會合，共同作為共沸精餾塔B的 進料。
本實施例中雜多酸催化劑的製備方法為
將Si02含量為250g/l的水玻璃和10%濃度的稀硫酸混合成膠，老化4小時後，過濾 洗滌，乾燥，然後在60(TC條件下焙燒4小時，得到SK)2樣品。將製得的SiO2樣品50g
與60g含量為5%的磷鎢酸的鉀鹽溶液混合，動態浸漬4小時後，於12(TC條件下烘乾2h, 然後在55(TC條件下焙燒5小時，得到雜多酸催化劑。
實施例3:
如圖1所示，催化蒸餾反應階段所選用的催化劑及其製備、催化蒸餾塔的操作條件、 反應步驟等均與實施例2相同，反應後所得混合產物的共沸精餾的過程及其控制條件與 實施例2相同，但反應所得混合產物的回收工藝按下述方法進行。
共沸精餾塔下部採出餾分7，其質量組成為乙酸仲丁酯12.10%、乙酸77.69%、水 5.93%、烴類及其它物質4.28%。共沸精餾塔下部採出餾分7去酸濃縮塔D,同時按苯 水=91 : 9 (質量比)的比例向酸濃縮塔D中加入共沸劑苯8。酸濃縮塔底部溫度為125 °C。得到的酸濃縮塔底部採出物12，其質量組成為乙酸仲丁酯5.34%、乙酸91.42%、 水0.33%、苯0.03%、烴類及其它物質2.88%。該酸濃縮塔底部採出物12可循環回反應 器。酸濃縮塔塔頂物料11則與混合產物4會合，共同作為共沸精餾塔B的進料。、
實施例4:
如圖1所示，選用雜多酸作為催化劑，其製備方法同實施例2。將總量為10L的催 化劑裝入催化蒸餾塔A的反應段A2，並因此而得到催化劑層。
乙酸l、 丁烯2分別從催化蒸餾塔A的上部精餾段A1、下部提餾段A3進入塔內， 兩者在反應段A2的催化劑表面逆流接觸，乙酸1和丁烯2反應生成乙酸仲丁酯，未反應 丁烯3從塔頂蒸出，產物混合物4從塔底流出。
催化蒸餾塔A的操作條件為塔頂壓力0.5MPa，塔頂溫度6(TC，反應段A2中部溫 度8(TC，塔釜溫度175。C，回流比為5，乙酸1與丁烯2的摩爾比(酸烯比)為1.5，乙 酸l進料空速為8.0hr—1。
每4hr取樣分析反應產物組成，分析採用氣相色譜法，測得乙酸轉化率在60%以上， 乙酸仲丁酯選擇性達到99.5%以上，催化蒸餾塔塔底物料中丁烯含量小於0.1%。在試驗 條件下運行500hr，催化劑活性穩定，反應轉化率和選擇性沒有出現明顯變化。
將上述反應所得的質量組成為乙酸仲丁酯68.29%、乙酸28.16%、烴類及其它物質 3.55%的產物混合物4送入共沸精餾塔B，同時按乙酸仲丁酯水=4 : 1 (質量比)的 比例向共沸精餾塔B中加入共沸劑水5。
共沸精餾塔底部溫度為12rC，塔頂溫度為86.5。C。得到的塔頂餾出物6，其質量組
成為乙酸仲丁酯94.84%、乙酸0.07%、水1.0%、烴類及其它物質4.09%。共沸精餾塔 塔頂餾出物6去產品精製塔C。產品精製塔C底部溫度125t:，頂部溫度107'C,產物精 制後得到精製塔下部餾出物10，其質量組成為乙酸仲丁酯98.154%、乙酸0.006%、水 0. 04%、烴類及其它物質1. 80%。雜質及少量乙酸仲丁酯9經精製塔塔頂排出。
共沸精餾塔下部採出餾分7，其質量組成為乙酸仲丁酯2.08%、乙酸90.01%、水 4.73%、烴類及其它物質3. 18%。共沸精餾塔下部採出餾分7去酸濃縮塔D，同時按乙酸 仲丁酯水=4 : 1 (質量比)的比例向酸濃縮塔D中加入共沸劑乙酸仲丁酯8。酸濃縮 塔底部溫度為119°C，得到的酸濃縮塔底部採出物12，其質量組成為乙酸仲丁酯1.31%、 乙酸95.29%、水0.30%、烴類及其它物質3.10%。該酸濃縮塔底部採出物12循環回反應 系統。酸濃縮塔塔頂物料11則與產物混合物4會合，共同作為共沸精餾塔B的進料。
權利要求
1、一種帶產物分離和回收工藝的製備乙酸仲丁酯的方法，其特徵在於反應在由一個塔釜、一個提餾段、一個反應段、一個精餾段和一個塔頂回流冷凝器組成的催化蒸餾塔中進行，反應段中裝填一種催化劑，乙酸從催化蒸餾塔的上部精餾段進入塔內，混合C4或丁烯從催化蒸餾塔的下部提餾段進入塔內，兩者在催化劑表面逆流接觸並進行反應，未反應的混合C4或丁烯從催化蒸餾塔塔頂蒸出，反應後的產物混合物從催化蒸餾塔塔底流出並送入共沸精餾塔；向共沸精餾塔中加入共沸劑a進行共沸精餾，共沸精餾塔塔頂餾出物自然分層，共沸劑a或共沸劑a與部分乙酸仲丁酯回流入共沸精餾塔塔頂，攜帶少量共沸劑a的乙酸仲丁酯從共沸精餾塔塔頂餾出後進入精製塔，在精製塔中精餾後得到乙酸仲丁酯；共沸精餾塔下部採出餾分送入酸濃縮塔，在酸濃縮塔中加入共沸劑b進行共沸精餾後，以乙酸為主的底部採出物循環回反應系統再利用；所述共沸劑a為任意一種能與乙酸仲丁酯形成共沸物，且其共沸點與乙酸的沸點相差10℃以上的物質，所述共沸劑b為任意一種能與共沸劑a形成共沸物，且其共沸點與乙酸的沸點相差10℃以上的酯類物質或芳烴。
2、 根據權利要求l所述方法，其特徵在於所述催化蒸餾塔的操作條件為塔頂壓力 控制在0.30 1.20MPa，塔頂溫度控制在40 90°C ，反應段中部溫度控制在50 150°C, 塔釜溫度控制在140 220°C，回流比為0.1 10，乙酸和丁烯摩爾比為0.7 : 1 3.0 : 1， 乙酸進料空速為0.1 10.0hr"。
3、 根據權利要求2所述方法，其特徵在於所述催化蒸餾塔的操作條件為塔頂壓力 控制在0.35 0.75MPa，塔頂溫度控制在50 70°C，反應段中部溫度控制在60 120°C， 塔釜溫度控制在160 190°C。
4、 根據權利要求1 3中任一項所述方法，其特徵在於所述催化劑為雜多酸或離子 交換樹脂。
5、 根據權利要求1 3中任一項所述方法，其特徵在於所述共沸劑a為水。
6、 根據權利要求3所述方法，其特徵在於所述催化劑為雜多酸或離子交換樹脂，所 述共沸劑a為水，所述共沸劑b為乙酸仲丁酯、乙酸異丙酯或苯。
7、 根據權利要求6所述方法，其特徵在於所述共沸精餾塔底部溫度控制在100 130°C，共沸精餾塔塔頂溫度控制在75 100°C;所述精製塔底部溫度控制在110 135°C，精製塔頂部溫度不低於85'C;所述酸濃縮塔底部溫度控制在100 130°C。
8、 根據權利要求1 3中任一項所述方法，其特徵在於所述共沸精餾塔底部溫度控 制在100 130°C，共沸精餾塔塔頂溫度控制在75 100°C;所述精製塔底部溫度控制在 110 135°C，精製塔頂部溫度不低於85'C;所述酸濃縮塔底部溫度控制在100 13(TC。
9、 根據權利要求7所述方法，其特徵在於所述共沸精餾塔底部溫度控制在105 125°C，共沸精餾塔塔頂溫度控制在78 9(TC;所述精製塔底部溫度控制在112 125°C， 精製塔頂部溫度不低於88'C;所述酸濃縮塔底部溫度控制在118 125°C。
10、 根據權利要求1 3中任一項所述方法，其特徵在於所述共沸精餾塔底部溫度控 制在105 125°C，共沸精餾塔塔頂溫度控制在78 90°C;所述精製塔底部溫度控制在 112 125°C，精製塔頂部溫度不低於88'C;所述酸濃縮塔底部溫度控制在118 125"C。
全文摘要
本發明涉及一種帶產物分離和回收工藝的製備乙酸仲丁酯的方法，其特徵在於反應在由一個塔釜、一個提餾段、一個反應段、一個精餾段和一個塔頂回流冷凝器組成的催化蒸餾塔中進行，反應段中裝填催化劑，乙酸和混合C4或丁烯在催化劑表面逆流接觸並進行反應，未反應的混合C4或丁烯從催化蒸餾塔塔頂蒸出，產物混合物送入共沸精餾塔，並加入一種能與乙酸仲丁酯形成共沸物的共沸劑a，共沸精餾塔塔頂餾出物進入精製塔，精餾後得到乙酸仲丁酯；共沸精餾塔下部採出餾分送入酸濃縮塔，加入一種能與共沸劑a形成共沸物的共沸劑b，經再次共沸精餾後，循環回反應系統。本發明具有分離工序簡化、成本小、能耗低、原料利用率高等優點。
文檔編號C07C69/14GK101168505SQ20071019246
公開日2008年4月30日 申請日期2007年11月30日 優先權日2007年11月30日
發明者華 李, 胡先念 申請人:胡先念