申请/专利权人：华陆工程科技有限责任公司

申请日：2017-08-29

公开（公告）日：2024-04-12

公开（公告）号：CN107337579B

主分类号：C07C29/152

分类号：C07C29/152;C07C31/20;C07C29/76

优先权：

专利状态码：有效-授权

法律状态：2024.04.12#授权;2017.12.05#实质审查的生效;2017.11.10#公开

摘要：本发明公开了一种连续化循环液相加氢生产己二醇的方法，包括反应精馏塔、己二酸二甲酯回收塔、绕管换热器、原料加热器、加氢反应器、循环气压缩机、三相萃取分离器、减压阀、甲醇回收塔、泵和己二醇产品塔在内的集成装置，其中的三相萃取分离器包含三相萃取器、隔板、冷凝器、回流罐、回流泵和部分汽化器，可以同时实现连续进料反应和产品分离高度耦合的生产工艺，能够有效的保证反应原料己二酸的转化率和对产品己二醇的选择性，操作简单、稳定，产品质量好，环保和安全系数高，而且生产规模容易放大，可以有效地降低了装置的能耗和投资，具有良好的经济效益。

主权项：1.一种连续化循环液相加氢生产己二醇的方法，包括将化学反应和产品分离集成为一体的反应精馏的工艺过程，以及将液相多段溶氢化学反应和萃取分离的外耦合的工艺过程，其特征在于：来自界区外和来自于二号泵3的催化剂和己二酸液体汇合后，共同作为反应精馏的上部进料；来自界区外、来自于反应精馏塔1塔顶和四号泵8的甲醇液体汇合后，则共同作为反应精馏的下部进料，在反应精馏塔1塔内，在催化剂的作用下部分己二酸和部分甲醇发生反应生成己二酸二甲酯和水，其中，低沸点的没有反应完的甲醇从塔顶排出，重新返回到反应精馏的上部进料中，高沸点的没有反应完的己二酸、催化剂和反应产物己二酸二甲酯、水，则从塔底排出和经由一号泵2增压后，作为己二酸二甲酯回收塔4的进料，在己二酸二甲酯回收塔4内，高沸点的催化剂和己二酸溶液从塔底排出，并经由二号泵3增压后，重新返回到反应精馏塔的上部进料中，低沸点的己二酸二甲酯和水则从塔顶排出；从己二酸二甲酯回收塔4塔顶排出的己二酸二甲酯和水的混合溶液，经由三号泵5增压后，混合液体不分离，直接进入绕管换热器6的壳侧，被来自于三相萃取分离器13的高温水相加热后，与来自于循环气压缩机11和来自于界区的新鲜氢气，以及经由五号泵10增压的，来自于三相萃取分离器13的油相汇合后，共同作为加氢反应的原料，并经由原料加热器7，加热至加氢反应需要的温度后，送入加氢反应器12中，在加氢反应器12内，部分己二酸二甲酯和氢气反应生成己二醇和甲醇，加氢反应产物同来自于己二醇产品塔塔顶的水汇合后，共同作为三相萃取分离器13的进料；在三相萃取分离器13内，进料首先进入底部一号隔板25的左侧空间，再从其底部经流入部分气化器21，部分气化后，再返回三相萃取分离器13底部一、二号隔板的中间空间，其中汽相由三相萃取分离器13的顶部排出，液相从底部一、二号隔板的中间空间，依次经由冷凝器23、回流罐24和回流泵22，在回流罐24的顶部的循环氢气排出至所述循环气压缩机11的入口，底部的液体则经由回流泵22加压后，重新返回三相萃取分离器13的顶部，同时，三相萃取分离器13底部一号隔板（25）和二号隔板26的中间空间的底部的水相，流入绕管换热器6的壳程，再经减压阀9，减压后，流入甲醇回收塔14；而其顶部的油相则溢流过二号隔板26，进入底部二号隔板26的右侧空间，再从其底部排出至加氢反应器12的进料中；来自于三相萃取分离器13底部的水相，作为甲醇回收塔14的进料，在甲醇回收塔14内，低沸点的甲醇从塔顶经由管道排出，并经由四号泵8加压后，重新进入到反应精馏塔1的下部进料中；而高沸点的己二醇和水从塔底排出和经由六号泵15增压后，作为己二醇产品塔的进料，在己二醇产品塔16内，高沸点的己二醇从塔底排出界区，低沸点的水从塔顶排出，部分经由七号泵17加压后，送至三相萃取分离器13，其余部分则连接排出界区；所述的己二醇产品塔16塔顶排出的水，5~45%送至三相萃取分离器，剩余部分则排出界区；所述的三相萃取分离器13的操作条件为2.4~6.4MPa、150~250℃；所述的三相萃取分离器13的一号隔板25左侧的液位高度为一、二号隔板中间的空间的1.1~1.8倍；而一、二号隔板中间的空间的液位高度为二号隔板26右侧空间的1.1~2.0倍；所述的来自于二号泵3的催化剂和己二酸液体的压力为0.4~0.6MPa、温度为120~180℃；所述的来自于三号泵5的增压后的溶液的压力为3~7MPa，其经由经绕管换热器6加热以后的压力、温度为2.8~6.8MPa、140~200℃；所述的经由五号泵10增压的，来自于三相萃取分离器13的油相的压力、温度为3~7MPa、150~250℃；所述的来自于反应精馏塔1塔顶和四号泵8的液相甲醇的压力、温度分别为0.1~0.2MPa、40~60℃和0.4~0.6MPa、40~60℃；所述的反应精馏塔1的操作条件为0.1~0.2MPa、40~140℃，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.10~0.18MPa、40~60℃和0.12~0.22MPa、80~140℃；所述的己二酸二甲酯回收塔4的操作条件为0.1~0.2MPa、80~180℃，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.10~0.18MPa、80~120℃和0.12~0.22MPa、120~180℃。

全文数据：—种连续化循环液相加氢生产己二醇的方法技术领域[0001]本发明属于一种连续生产己二醇的技术，具体涉及一种经由己二酸和甲醇酯化得到己二酸二甲酯，再经由加氢制取己二醇的连续生产装置和方法。背景技术[0002]己二醇是最近越来越引起人们重视的一种重要精细化工原料，在聚氨酯、聚酯、涂料、光固化剂、增塑剂、农药、染料、医药中间体等领域有着越来越广泛的应用。己二醇可以改善产品的机械强度，提高产品抗水解、耐热、耐化学试剂等性能。伴随着聚氨酯、卷材、涂料产业的发展，当前全球的己二醇市场需求在迅速增长。[0003]目前，己二醇的生产技术主要被德国、日本等少数国家所掌握。德国巴斯夫采用环氧丁二烯来制备己二醇，但环氧丁二烯价格过高；日本的三菱化学、宇部兴产公司和旭化成公司采用己二酸不经过酯化，直接加氢制备己二醇，但一直没有实现工业化生产。[0004]最常采用的是采用己二酸二甲酯加氢制备己二醇的技术，但其酯化反应普遍采用的是间歇釜式酯化反应器，产生大量酸性废水、环境污染严重，产品分离能耗高，操作复杂，且生产不稳定，整个工艺很难实现连续化操作。同时，加氢反应的原料又要求是脱水后的己二酸二甲酯，这一方面分离的能耗大，另一方面也无法利用水对加氢反应产物己二醇的及时萃取分离的功能，导致加氢反应转化率和选择性都无法得到提高。发明内容[0005]本发明的目的在于:解决目前工业上现有的经由己二酸、甲醇和氢气制取己二醇的技术中存在的问题，提供一种连续化循环液相加氢生产己二醇的方法，工艺结构设计合理，能够同时实现连续进料反应和产品分离。[0006]本发明的目的是通过以下技术方案来实现的:一种连续化循环液相加氢生产己二醇的方法，其特征是来自界区外和来自于二号泵的催化剂和己二酸液体汇合后，共同作为反应精馏的上部进料;来自界区外、来自于反应精馏塔顶和四号泵的甲醇液体汇合后，则共同作为反应精馏的下部进料。在反应精馏塔内，在催化剂的作用下部分己二酸和部分甲醇发生反应生成己二酸二甲酯和水。其中，低沸点的没有反应完的甲醇从塔顶排出和重新返回到反应精馏的上部进料中，高沸点的没有反应完的己二酸、催化剂和反应产物己二酸二甲酯、水，则从塔底排出和经由一号栗增压后，作为己二酸二甲酯回收塔的进料。在己二酸二甲酯回收塔内，高沸点的催化剂和己二酸溶液从塔底排出，并经由二号泵增压后，重新返回到反应精馏的上部进料中，低沸点的己二酸二甲酯和水则从塔顶排出。[0007]从己二酸二甲酯回收塔塔顶排出的己二酸二甲酯和水的混合溶液，经由三号栗增压后，混合液体不分离，直接进入绕管换热器的壳侧，被来自于三相萃取分离器的高温水相加热后，与来自于循环气压缩机和来自于界区的新鲜氢气，以及经由五号栗增压的，来自于三相萃取分离器的油相汇合后，共同作为加氢反应的原料，并经由原料加热器，加热至加氢反应需要的温度后，送入加氢反应器中。在加氢反应器内，部分己二酸二甲酯和氢气反应生成己二醇和甲醇。加氢反应产物同来自于己二醇产品塔塔顶的水汇合后，共同作为三相萃取分离器的进料。[0008]在三相萃取分离器内，进料首先进入底部一号隔板的左侧空间，再从其底部经流入部分气化器，部分气化后，再返回三相萃取分离器底部一、二号隔板的中间空间，其中汽相由三相萃取分离器的顶部排出，液相从底部一、二号隔板的中间空间，依次经由冷凝器、回流罐和回流泵。在回流罐的顶部的循环氢气排出至压缩机的入口，底部的液体则经由回流栗加压后，重新返回三相萃取分离器的顶部。同时，三相萃取分离器底部一、二号隔板的中间空间的底部的水相，流入绕管换热器的壳程，再经减压阀，减压后，流入甲醇回收塔;而其顶部的油相则溢流过二号隔板，进入底部二号隔板的右侧空间，再从其底部排出至加氢反应器的进料中。[0009]来自于三相萃取分离器底部的水相，作为甲醇回收塔的进料，在甲醇回收塔内，低沸点的甲醇从塔顶经由管道排出，并经由四号泵加压后，重新进入到反应精馏塔的下部进料中；而高沸点的己二醇和水从塔底排出和经由六号栗增压后，作为己二醇产品塔的进料，在己二醇产品塔内，高沸点的己二醇从塔底排出界区，低沸点的水从塔顶排出，部分经由七号栗加压后，送至三相萃取分离器，其余部分则连接排出界区。[0010]本发明适用的加工方案有将化学反应和产品分离集成为一体的反应精馏，以及将液相多段溶氢化学反应和萃取分离的外耦合的工艺过程，优选方案为采用上述的加工方案时，反应原料己二酸的转化率能达到99.8wt%以上，对产品己二醇的选择性能达到94.7wt%以上。[0011]在具体实施中：[0012]所述的来自于二号栗的催化剂和己二酸液体的压力、温度为〇.4〜0.6MPa、120〜180。。；[0013]所述的来自于反应精馏塔塔顶和四号泵的液相甲醇的压力、温度分别为〇.1〜0.2MPa、40〜60t^P0.4〜0.6MPa、40〜6TC;[0014]所述的反应精馏塔的操作条件为0.1〜0.2MPa、40〜140°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.10〜〇.18MPa、40〜60°C和0.12〜0.22MPa、80〜14TC;[0015]所述的己二酸二甲酯回收塔的操作条件为0.1〜0.2|^、80〜180。：，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.10〜0.18MPa、80〜120°C和0.12〜0.22MPa、120〜18TC;[0016]所述的反应精馏塔和己二酸二甲酯回收塔内，己二酸的转化率能达到99.9wt%以上，对产品己二酸二甲酯的选择性能达到96.5wt%以上；[0017]所述的来自于三号栗的增压后的溶液的压力为3〜7MPa，其经由经绕管换热器加热以后的压力、温度为2.8〜6.8MPa、140〜200°C;[0018]所述的来自于循环气压缩机的氢气的压力、温度为3〜7MPa、220〜350°C;[0019]所述的加氢反应的原料在进和出原料加热器的前和后的温度分别为15〇〜200°C和160〜260°C;[0020]所述的加氢反应器的操作条件为2.6〜6.6MPa、160〜260°C;[0021]所述的三相萃取分离器的操作条件为2.4〜6.4MPa、150〜25TC;[0022]所述的经由五号栗增压的，来自于三相萃取分离器的油相的压力、温度为3〜7MPa、150〜25TC;[0023]所述的甲醇回收塔的操作条件为0.1〜0.2MPa、40〜168°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.10〜0.18MPa、40〜60°C和0.12〜0.22MPa、120〜168°C;[0024]所述的己二醇产品塔的操作条件为0.1〜0.2MPa、40〜185°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.10〜0.18MPa、40〜80°C和0.12〜0.22MPa、140〜185°C;[0025]所述的己二醇产品塔塔顶排出的水，5〜45%送至三相萃取分离器，剩余部分则排出界区；[0026]所述的加氢反应器、三相萃取分离器、甲醇回收塔和己二醇产品塔内，己二酸二甲酯转化率能达到99.9wt%以上，对产品己二醇的选择性能达到98.2wt%以上；[0027]所述的三相萃取分离器的一号隔板左侧的液位高度为一、二号隔板中间的空间的1•1〜1•8倍;而一、二号隔板中间的空间的液位高度为二号隔板26右侧空间的1.1〜2.0倍。[0028]本发明的效果是:采用将化学反应和产品分离集成为一体的反应精馏，以及将液相多段溶氢化学反应和萃取分离的外耦合的工艺过程，原料己二酸、甲醇和氢气，能够同时实现连续进料反应和产品己二醇分离的高度耦合。[0029]上述效果解决了现有技术中存在的问题，有效提高了反应的转化率和选择性，且生产过程更加环保、节能和规模容易放大。同时，操作简单、稳定，产品质量好。从而，起到了节能和节省装置建设投资的目的。附图说明[0030]下面结合附图对本发明作进一步详细描述：[0031]图1是一种连续化循环液相加氢生产己二醇的装置的示意图。[0032]1反应精馏塔，2、3、5、8、10、15至17—至七号栗，4己二酸二甲酯回收塔，6绕管换热器，7原料加热器，9减压阀，11循环气压缩机，12加氢反应器，13三相萃取分离器，14甲醇回收塔，16己二醇产品塔，30〜55、71、72管道。[0033]图2是三相萃取分离器的示意图。[0034]21部分汽化器，22回流泵，23冷凝器，24回流罐，25—号隔板，26二号隔板，59-68管道。具体实施方式[0035]下面结合附图，对本发明的装置和方法作进一步描述：[0036]参见附图1和2，包括反应精馏塔1、己二酸二甲酯回收塔4、绕管换热器6、原料加热器7、加氢反应器12、循环气压缩机11、三相萃取分离器13、减压阀9、甲醇回收塔14、己二醇产品塔16和泵。三相萃取分离器丨3包含两个隔板25和26、冷凝器23、回流罐24、回流泵22、部分汽化器21。[0037]来自界区外的经由管道30连接的催化剂和己二酸的混合溶液和经由管道33连接的来自于己二酸二甲酯回收塔4塔底二号栗加压后的催化剂和己二酸液体混合溶液汇合后，连续进入反应精馏塔1的上部;来自界区外的经由管道31连接的甲醇液体、经由管道32连接的来自于反应精馏塔1塔顶的甲醇液体和经由管道34连接来自于和甲醇回收塔14塔顶经由管道连接的四号泵加压的甲醇液体，共同经由管道31，连续进入反应精馏塔1的下部，在两股进料之间，在催化剂的作用下部分己二酸和部分甲醇发生反应生成己二酸二甲酯和水。[0038]在反应精馏塔1内，低沸点的没有反应完的甲醇，从塔顶经由管道32排出，高沸点的没有反应完的己二酸、催化剂和反应产物己二酸二甲酯、水则从塔底排出，并经由管道2连接于一号泵，加压后，经由管道2连接于己二酸二甲酯回收塔4,在己二酸二甲酯回收塔4内，高沸点的催化剂和己二酸溶液从塔底，经由管道35排出，低沸点的己二酸二甲酯和水从塔顶，经由管道37排出。[0039]来自于己二酸二甲酯回收塔4塔顶的二甲酯和水的混合液体不分离，直接经由管道连接三号泵，加压后，经由管道38连接于绕管换热器6,在绕管换热器6中，被经由管道39连接来自于三相萃取分离器13底部的高温水相液体加热以后，再经由管道40连接汇合来自于经由管道43连接的循环气压缩机11的循环氢气、来自于经由管道71连接的界区的新鲜氢气和来自于经由管道42连接的三相萃取分离器13底部五号泵的己二酸二甲酯液体，混合后的物料，经由管道40连接于原料加热器7,加热至加氢反应需要的温度后，再经由管道41连接于加氢反应器12。在加氢反应器12内，部分己二酸二甲酯和部分氢气反应生成己二醇和甲醇，经由管道连接46和经由管道54连接来自于己二醇产品塔16塔顶的水汇合后，再经由管道72连接于三相萃取分离I3。[0040]在三相萃取分离器13内，进料首先经由管道72进入底部一号隔板25的左侧空间，再从其底部经由管道66连接于部分气化器21，在部分气化器21内，被经由管道67和68连接的蒸汽加热和部分化后，经由管道65连接，进入底部一、二号隔板25和26之间的中间空间，其汽相从三相萃取分离器13的顶部排出，经由管道62连接于冷凝器59,在冷凝器59内，被经由管道60和61连接的循环冷却水冷却后，经由管道59连接，进入回流罐24,其顶部的循环氢气经由管道47连接于循环气压缩机11，其底部液体，经由管道63连接于回流栗22,加压后，再经由管道64连接于三相萃取分离器13的顶部。而三相萃取分离器I3的底部一、二号隔板25和26之间的中间空间的顶部，油相液体则溢流过二号隔板26，进入底部二号隔板26的右侧空间，再从其底部经由管道48连接排出。[0041]同时，在三相萃取分离器13的底部一、二号隔板25和26之间的中间空间的底部，水相液体，则经由管道39连接于绕管换热器6，在绕管换热器6中，其热量被吸收，温度降低，再经由管道44连接于减压阀9,压力降低后，经由管道45连接于甲醇回收塔14,在甲醇回收塔14内，低沸点的甲醇从塔顶经由管道49连接于四号泵，高沸点的己二醇和水从塔底排出，并且经由管道50连接于六号栗，被加压后，再经由管道51连接于己二醇产品塔ie，在己二醇产品塔16内，高沸点的己二醇从塔底经由管道52连接排出界区，低沸点的水从塔顶经由管道53排出，部分经由管道54连接于七号泵17加压后，再经由管道55连接于三相萃取分离器13，部分经由管道53连接排出界区。[0042]此外，三相萃取分离器13底部的一号隔板25左侧空间的液位，高于底部的一、二号隔板25和26之间的中间空间，而中间空间的液位又高于隔板二号26右侧的空间。[0043]以下为本发明的优选实施方案，通过该优选实施方案具体说明本发明的方法，但本发明的范围以权利要求的保护范围为准，不受所述优选实施方案的限制。[0044]实施例1[0045]a来自于二号栗的催化剂和己二酸液体的压力、温度为〇.45MPa、16TC;[0046]b来自于反应精馏塔塔顶和四号栗的液相甲醇的压力、温度分别为〇.lMPa、45°C和0.4MPa、45°C;[0047]C反应精馈塔的操作条件为0•10〜0•l2MPa、45〜120°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.1OMPa、45°C和0.12MPa、120°C;[0048]d己二酸二甲酯回收塔的操作条件为0.1MPa、9〇〜l6〇°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0•1OMPa、90°C和0•12MPa、160°C;[OO49]e反应精馏塔和己二酸二甲酯回收塔内，己二酸的转化率为⑽.9wt%，对产品己二酸二甲酯的选择性为96.5wt%;[OOM]f来自于三号栗的增压后的溶液的压力为4•8MPa，其经由经绕管换热器加热以后的压力、温度为4.6MPa、160°C;[0051]g来自于循环气压缩机的氢气的压力、温度为4.8MPa、260°C;[OO52]h加氢反应的原料在进和出原料加热器的前和后的温度分别为17rc和23TC;[0053]i加氢反应器的操作条件为4.4〜4.6MPa、230〜240°C;[0054]j三相萃取分离器的操作条件为4.4MPa、240°C;[0055]k经由五号栗增压的，来自于三相萃取分离器的油相的压力、温度为4.8MPa、240°C；[0056]1甲醇回收塔的操作条件为0_1〜0_12MPa、45〜148°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.1OMPa、45°C和0.12MPa、148°C;[0057]m己二醇产品塔的操作条件为0.1〜0.12MPa、60〜180°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.1OMPa、60°C和0.12MPa、180°C;[0058]n己二醇产品塔塔顶排出的水，15%送至三相萃取分离器，剩余部分则排出界区；[0059]〇加氢反应器、三相萃取分离器、甲醇回收塔和己二醇产品塔内，己二酸二甲酯转化率为99•9wt%，对产品己二醇的选择性为98.2wt%;[0060]p三相萃取分离器的一号隔板左侧的液位高度为一、二号隔板中间的空间的丄.3倍;而一、二号隔板中间的空间的液位高度为二号隔板右侧空间的1.3倍；[0061]q反应原料己二酸的总转化率为".80wt%，对产品己二醇的总选择性能为94.76wt%0[0062]实施例2[0063]a来自于二号栗的催化剂和己二酸液体的压力、温度为〇.5MPa、168°C;[0064]b来自于反应精馏塔塔顶和四号泵的液相甲醇的压力、温度分别为O.UMPajSt：和0.51^、55°€1;[0065]c反应精馏塔的操作条件为0.12〜0.14MPa、55〜140°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0•12MPa、55°C和0.14MPa、140°C;[0066]d己二酸二甲酯回收塔的操作条件为0.1MPa、95〜168°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.10MPa、95°C和0.12MPa、168°C;[0067]e反应精馏塔和己二酸二甲酯回收塔内，己二酸的转化率为99.92wt%，对产品己二酸二甲酯的选择性为96.8wt%;[0068]f来自于三号栗的增压后的溶液的压力为5.8MPa，其经由经绕管换热器加热以后的压力、温度为5.6MPa、170°C;[0069]g来自于循环气压缩机的氢气的压力、温度为5.8MPa、270°C;[0070]h加氢反应的原料在进和出原料加热器的前和后的温度分别为i8rc和245〇c;[0071]i加氢反应器的操作条件为5.4〜5.6MPa、245〜260°C;[0072]j三相萃取分离器的操作条件为5.4MPa、260°C;[0073]k经由五号泵增压的，来自于三相萃取分离器的油相的压力、温度为5.8MPa、2460°C;[0074]1甲醇回收塔的操作条件为0.12〜0•14MPa、55〜150°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0•12MPa、55°C和0•14MPa、150°C;[OO75]m己二醇产品塔的操作条件为0.1〜0.12MPa、80〜181°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.10MPa、80°C和0.12MPa、181°C;[0076]n己二醇产品塔塔顶排出的水，23%送至三相萃取分离器，剩余部分则排出界区；[0077]〇加氢反应器、三相萃取分离器、甲醇回收塔和己二醇产品塔内，己二酸二甲酯转化率为99.95wt%，对产品己二醇的选择性为98.9wt%;[0078]p三相萃取分离器的隔板左侧的液位高度为一、二号隔板中间的空间的1.5倍;而一、二号隔板中间的空间的液位高度为二号隔板右侧空间的1.5倍；[0079]q反应原料己二酸的总转化率为99•87wt%，对产品己二醇的总选择性能为95.73wt%。

权利要求：1.一种连续化循环液相加氢生产己二醇的方法，包括将化学反应和产品分离集成为一体的反应精馏的工艺过程，以及将液相多段溶氢化学反应和萃取分离的外耦合的工艺过程，其特征在于:来自界区外和来自于二号泵⑶的催化剂和己二酸液体汇合后，共同作为反应精馏的上部进料;来自界区外、来自于反应精馏塔（1塔顶和四号栗8的甲醇液体汇合后，则共同作为反应精馏的下部进料，在反应精馏塔（1塔内，在催化剂的作用下部分己二酸和部分甲醇发生反应生成己二酸二甲酯和水，其中，低沸点的没有反应完的甲醇从塔顶排出，重新返回到反应精馏的上部进料中，高沸点的没有反应完的己二酸、催化剂和反应产物己二酸二甲酯、水，则从塔底排出和经由一号栗2增压后，作为己二酸二甲酯回收塔⑷的进料，在己二酸二甲酯回收塔⑷内，高沸点的催化剂和己二酸溶液从塔底排出，并经由二号泵2增压后，重新返回到反应精馈塔的上部进料中，低沸点的己二酸二甲酯和水则从塔顶排出；从己二酸二甲酯回收塔4塔顶排出的己二酸二甲酯和水的混合溶液，经由三号栗增压后，混合液体不分尚，直接进入绕管换热器6的壳侧，被来自于三相萃取分离器（丄3的高温水相加热后，与来自于循环气压缩机（11和来自于界区的新鲜氢气，以及经由五号栗（10增压的，来自于三相萃取分离器1¾的油相汇合后，共同作为加氢反应的原料，并经由原料加热器7，加热至加氢反应需要的温度后，送入加氢反应器中（12，在加氢反应器1¾内，部分己二酸二甲酯和氢气反应生成己二醇和甲醇，加氢反应产物同来自于己二醇产品塔塔顶的水汇合后，共同作为三相萃取分离器13的进料；在三相萃取分离器（13内，进料首先进入底部一号隔板¾的左侧空间，再从其底部经流入部分气化器21，部分气化后，再返回三相萃取分离器1¾底部一、二号隔板的中间空间，其中汽相由三相萃取分离器（13的顶部排出，液相从底部一、二号隔板的中间空间，依次经由冷凝器23、回流罐24和回流泵22，在回流罐24的顶部的循环氢气排出至压缩机（11的入口，底部的液体则经由回流泵22加压后，重新返回三相萃取分离器（13的顶部，同时，三相萃取分离器13底部一、二号隔板2526的中间空间的底部的水相，流入绕管换热器6的壳程，再经减压阀（9，减压后，流入甲醇回收塔（14;而其顶部的油相则溢流过二号隔板26，进入底部二号隔板26的右侧空间，再从其底部排出至加氢反应器12的进料中；来自于三相萃取分离器（13底部的水相，作为甲醇回收塔（14的进料，在甲醇回收塔14内，低沸点的甲醇从塔顶经由管道排出，并经由四号泵8加压后，重新进入到反应精馏塔（1的下部进料中；而高沸点的己二醇和水从塔底排出和经由六号栗（15增压后，作为己二醇产品塔的进料，在己二醇产品塔（16内，高沸点的己二醇从塔底排出界区，低沸点的水从塔顶排出，部分经由七号泵（17加压后，送至三相萃取分离器13，其余部分则连接排出界区。2.如权利要求1所述的连续化循环液相加氢生产己二醇的方法，其特征在于:所述的来自于二号泵⑶的催化剂和己二酸液体的压力为0.4〜0•6MPa、温度为120〜180°C;所述的来自于三号泵5的增压后的溶液的压力为3〜7MPa，其经由经绕管换热器6加热以后的压力、温度为2•8〜6•SMPa、140〜200°C;所述的经由五号泵（10增压的，来自于三相萃取分离器I3的油相的压力、温度为3〜7MPa、150〜250°C。3.如权利要求1所述的连续化循环液相加氢生产己二醇的方法，其特征在于:所述的来自于反应精馏塔⑴塔顶和四号栗⑻的液相甲醇的压力、温度分别为〇.〗〜〇.2Mpa、4〇〜6〇°C^t]0_4〜0.6MPa、40〜60°C;'所述的反应精馏塔（1的操作条件为0.1〜0.2MPa、40〜140°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.10〜0.18MPa、40〜60°C和0.12〜0.22MPa、80〜14TC。4.如权利要求1所述的连续化循环液相加氢生产己二醇的方法，其特征在于:所述的己二酸二甲酯回收塔⑷的操作条件为0•1〜0.2MPa、80〜180°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.10〜0.18MPa、80〜120°C和0.12〜0.22MPa、120〜18TC。5.如权利要求1所述的连续化循环液相加氢生产己二醇的方法，其特征在于:所述的来自于循环气压缩机（11的氢气的压力、温度为3〜7MPa、220〜350°C。6.如权利要求1所述的连续化循环液相加氢生产己二醇的方法，其特征在于:所述的加氢反应的原料在进原料加热器⑺前的温度为150〜200°C，在出原料加热器⑺后的温度为150〜2〇0°C，所述的加氢反应器（12的操作条件为2.6〜6•6MPa、160〜26TC。7.如权利要求1所述的连续化循环液相加氢生产己二醇的方法，其特征在于:所述的甲醇回收塔4的操作条件为0•1〜0•2MPa、40〜168°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.10〜0.181卩、40〜60。3和0.12〜0.22^^、120〜168。〇。8.如权利要求1所述的连续化循环液相加氢生产己二醇的方法，其特征在于:所述的己二醇产品塔16的操作条件为0.1〜〇.2MPa、40〜185°C，其塔顶和塔底的压力、温度分别为0.10〜0.18MPa、40〜80t^P0.12〜0.22MPa、140〜185°C。9.如权利要求1所述的连续化循环液相加氢生产己二醇的方法，其特征在于:所述的己二醇产品塔16塔顶排出的水，5〜45%送至三相萃取分离器，剩余部分则排出界区。10.如权利要求1所述的连续化循环液相加氢生产己二醇的方法，其特征在于:所述的三相萃取分离器13的操作条件为2.4〜6.4MPa、150〜250°C;所述的三相萃取分离器（13的一号隔板25左侧的液位高度为一、二号隔板中间的空间的1.1〜1.8倍;而一、二号隔板中间的空间的液位高度为二号隔板26右侧空间的1.1〜2.0倍。

百度查询： 华陆工程科技有限责任公司 一种连续化循环液相加氢生产己二醇的方法

免责声明
1、本报告根据公开、合法渠道获得相关数据和信息，力求客观、公正，但并不保证数据的最终完整性和准确性。
2、报告中的分析和结论仅反映本公司于发布本报告当日的职业理解，仅供参考使用，不能作为本公司承担任何法律责任的依据或者凭证。

阅读全文 双屏查看 官方信息 专利公告 收藏专利 下载PDF 下载WORD