專利名稱：利用間歇式鼓泡氧化塔多塔串聯(lián)連續(xù)氧化生產(chǎn)偏苯三甲酸的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種利用間歇式鼓泡氧化塔多塔串聯(lián)連續(xù)氧化生產(chǎn)偏苯三甲酸的方法。屬有機(jī)化工技術(shù)領(lǐng)域。
背景技術(shù)：
偏苯三甲酸是生產(chǎn)偏苯三酸酐的重要原料。偏苯三酸酐是現(xiàn)代新型材料的重要有機(jī)化工原料，有很高的反應(yīng)活性，可生成一系列有高附加值的精細(xì)化學(xué)品，主要應(yīng)用于工程塑料、優(yōu)質(zhì)增塑劑、耐溫絕緣漆、高級涂料等行業(yè)。由于用它所制成的樹脂材料具有優(yōu)異的電絕緣性、耐高溫性能和機(jī)械性能，還被廣泛應(yīng)用于機(jī)電、電子和航天等工業(yè)領(lǐng)域。
目前，生產(chǎn)偏苯三甲酸的方法主要采用間歇式液相空氣氧化法，即將原料偏三甲苯溶于醋酸溶劑中，以醋酸鈷、醋酸錳和四溴乙烷為催化劑，經(jīng)過配料、預(yù)熱、升溫，通入壓縮空氣進(jìn)行升壓，在170～240℃、1.8～2.8MPa條件下進(jìn)行氧化反應(yīng)，氧化生成偏苯三甲酸。
該法主要存在以下不足1、反應(yīng)時(shí)間長、反應(yīng)不完全、副產(chǎn)物多、質(zhì)量不穩(wěn)定、產(chǎn)品收得率低，目前，間歇法生產(chǎn)偏苯三甲酸工藝產(chǎn)品的摩爾收率在65～80％。
2、間歇生產(chǎn)過程中，反應(yīng)器需要反復(fù)升壓降壓、升溫降溫，設(shè)備容易疲勞，使用壽命縮短。
3、氧化步驟由于每次升溫升壓都有可能進(jìn)入爆炸危險(xiǎn)區(qū)，稍有不慎就會有發(fā)生爆炸的危險(xiǎn)，生產(chǎn)的安全性很低。
以上特性決定該工藝難以進(jìn)行大規(guī)?；a(chǎn)。
關(guān)于偏三甲苯連續(xù)氧化生產(chǎn)偏苯三甲酸或偏苯三酸酐的專利申請目前國內(nèi)共有四個(gè)。其中，中國專利申請CN1485304A公開了《偏三甲苯一步生產(chǎn)高純度偏苯三酸酐》，該申請涉及的生產(chǎn)方法為氣相氧化一步生成偏苯三酸酐，與本方法不同。中國專利申請CN1401642A公開的《連續(xù)法氧化工藝生產(chǎn)偏苯三酸酐的方法》、中國專利申請CN1594302A公開的《一種逐級催化氧化連續(xù)生產(chǎn)偏苯三酸酐的方法》、中國專利申請CN1634907A公開的《攪拌式多釜連續(xù)氧化成酐生產(chǎn)偏苯三酸酐的方法》，它們與本方法均為偏三甲苯液相催化連續(xù)氧化法，先生成偏苯三甲酸，再脫水成酐精制生產(chǎn)偏苯三酸酐。它們均為攪拌釜式連續(xù)氧化，其中專利申請CN1401642A公開的是單釜連續(xù)化、專利申請CN1594302A公開的是雙釜連續(xù)化、專利申請CN1634907A公開的是三釜或四釜連續(xù)化。攪拌釜式反應(yīng)器存在設(shè)備投資昂貴、動密封部件易漏易損壞、氧化反應(yīng)器出料氣液分離不充分，高凝固點(diǎn)物料易被帶入冷凝器，影響冷凝器換熱效果。以上幾種方法中，氧化反應(yīng)生成的大量反應(yīng)熱能均未得到利用，造成極大浪費(fèi)。中國專利申請CN1401642A和中國專利申請CN1634907A中涉及的結(jié)晶方法為單槽(釜)連續(xù)式結(jié)晶，中國專利申請CN1594302A中涉及的結(jié)晶方法為多釜逐步降壓降溫連續(xù)式結(jié)晶。帶壓攪拌式潔凈釜設(shè)備投資昂貴，存在運(yùn)動密封部件易漏易損的問題。連續(xù)化運(yùn)行不能變溫，不利于晶體成長，結(jié)晶效果差，必須將結(jié)晶不完全的母液循環(huán)再利用，方能達(dá)到結(jié)晶分離目的。并且，多釜連續(xù)式結(jié)晶存在過料時(shí)各結(jié)晶器進(jìn)口處易堵塞問題。單槽(釜)連續(xù)化運(yùn)行，由于溫度不能變化，結(jié)晶效果更差。
根據(jù)偏三甲苯氧化生成偏苯三甲酸的化學(xué)原理和空氣氧化動力學(xué)機(jī)理分析，該反應(yīng)過程是一個(gè)放熱反應(yīng)過程；反應(yīng)在生成偏苯一甲酸和偏苯二甲酸階段會放出很大熱量，可以在較低于生成偏苯三甲酸的反應(yīng)溫度下進(jìn)行，需要及時(shí)移出反應(yīng)熱。在生成偏苯三甲酸階段反應(yīng)放熱量較少，反應(yīng)活化能最高，提高反應(yīng)溫度將提高反應(yīng)速率，為了維持和完成反應(yīng)，必須保證反應(yīng)溫度，補(bǔ)充一定的熱能。從偏三甲苯氧化反應(yīng)動力學(xué)原理看，提高反應(yīng)物濃度將加大反應(yīng)的推動力。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的在于克服上述不足，提供一種氧化設(shè)備投資省、不易發(fā)生泄漏和損壞、結(jié)晶設(shè)備進(jìn)出料口不易堵、可以保證前道氧化工序及后續(xù)工序的連續(xù)化運(yùn)行、產(chǎn)能高、產(chǎn)品收率高、原料單耗和能耗低的利用間歇式鼓泡氧化塔多塔串聯(lián)連續(xù)氧化生產(chǎn)偏苯三甲酸的方法。
本發(fā)明的目的是這樣實(shí)現(xiàn)的一種利用間歇式鼓泡氧化塔多塔串聯(lián)連續(xù)氧化生產(chǎn)偏苯三甲酸的方法，其特征在于它是以偏三甲苯為原料，醋酸為溶劑，醋酸鈷、醋酸錳為催化劑、四溴乙烷為促進(jìn)劑，將上述物料混合后連續(xù)加入三級氧化塔，并分別連續(xù)通入壓縮空氣進(jìn)行氧化反應(yīng)，該法包括以下工藝步驟
a)將原料偏三甲苯與溶劑醋酸、催化劑醋酸鈷、醋酸錳、促進(jìn)劑四溴乙烷計(jì)量后，投入配料釜加熱混合，溫度控制在60℃～110℃，b)用泵將上述混合物連續(xù)送入三臺串聯(lián)的氧化塔的1#氧化塔中，控制塔內(nèi)溫度在180℃～220℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，連續(xù)通入壓縮空氣，控制塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，c)通過泵將1#氧化塔反應(yīng)產(chǎn)物連續(xù)導(dǎo)入2#氧化塔，控制塔內(nèi)溫度在180℃～240℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，連續(xù)通入壓縮空氣，控制塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，并控制尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)；d)1#、2#氧化塔分別配置設(shè)置余熱鍋爐作為塔頂冷凝器，反應(yīng)后的貧氧空氣與醋酸及水的蒸汽通過冷凝器，醋酸和水被冷凝后返回塔內(nèi)，同時(shí)產(chǎn)生一定量的蒸汽，蒸汽進(jìn)蒸汽管網(wǎng)，不凝氣體通過尾氣吸收塔回收未被冷凝的醋酸，達(dá)標(biāo)尾氣排入大氣；e)通過泵將2#氧化塔反應(yīng)產(chǎn)物連續(xù)導(dǎo)入3#氧化塔，控制塔內(nèi)溫度在180℃～250℃，壓力在1.8MPa～3.5Mpa，連續(xù)通入壓縮空氣，控制塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，并控制尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，3#氧化塔頂部設(shè)置有閃蒸塔，含大部分醋酸和極少部分水的蒸汽被液化后，從閃蒸塔塔釜返回3#氧化塔，含大部分水和極少部分醋酸的蒸汽被冷凝后去醋酸提濃系統(tǒng)，不凝氣體通過尾氣吸收塔回收未被冷凝的醋酸，達(dá)標(biāo)尾氣排入大氣；f)3#氧化塔出來的反應(yīng)產(chǎn)物和溶劑醋酸及水的混合物輪流導(dǎo)入2～4臺結(jié)晶釜中，當(dāng)一臺結(jié)晶釜進(jìn)料達(dá)到設(shè)定液位即切換至另一臺結(jié)晶釜，氧化產(chǎn)物和溶劑醋酸的混合物在結(jié)晶釜內(nèi)常壓下被一次降溫結(jié)晶，部分醋酸和水被蒸出，經(jīng)冷凝器冷凝后去醋酸提濃系統(tǒng)，控制結(jié)晶釜溫度為60℃～180℃，經(jīng)過結(jié)晶后的偏苯三甲酸晶體、醋酸和水的混合漿料送至離心分離器分離，醋酸、水和大部分催化劑通過液相分離去醋酸提濃系統(tǒng)，偏苯三甲酸固體顆粒濕物送成酐工序；g)將氧化、結(jié)晶工序中產(chǎn)生的醋酸和水的混合物送至提濃塔中進(jìn)行連續(xù)蒸餾，水從塔頂蒸出，冷凝后達(dá)標(biāo)廢水送水處理崗位，含量≥98％的醋酸從塔下部回收，作為溶劑循環(huán)使用；h)將醋酸提濃塔塔釜料液分批送至閃蒸釜，醋酸從閃蒸釜頂蒸出，經(jīng)冷凝后送至醋酸罐，作為溶劑循環(huán)使用，釜底蒸出物含偏苯三甲酸≥60％的漿料送至結(jié)晶釜回收利用。
本發(fā)明步驟a)中所述催化劑醋酸鈷、醋酸錳和促進(jìn)劑四溴乙烷可以被一次性加入步驟b)所述的1#氧化塔中，也可以被分開加入步驟b)所述的1#氧化塔和步驟c)所述的2#氧化塔中，分開加入時(shí)，以醋酸鈷、醋酸錳、四溴乙烷總量分別為1的情況下醋酸鈷在1#氧化塔中加入量為0.6～0.8，2#氧化塔中加入量為0.2～0.4，醋酸錳在1#氧化塔中加入量為0.2～0.4，2#氧化塔中加入量為0.6～0.8，四溴乙烷在1#氧化塔中加入量為0.4～0.6，2#氧化塔中加入量為0.4～0.6。
與間歇式工藝相比，本發(fā)明體現(xiàn)多方面的優(yōu)點(diǎn)，采用三級氧化能較好地實(shí)現(xiàn)不同反應(yīng)階段實(shí)施不同溫度的操作條件，各階段實(shí)施不同反應(yīng)停留時(shí)間，能更好地符合偏三甲苯氧化動力學(xué)，避免反應(yīng)過于集中造成溫度的失控，較好地實(shí)現(xiàn)了反應(yīng)熱能的回收利用，既減輕了熱能源的負(fù)擔(dān)，也減輕了循環(huán)冷卻系統(tǒng)的負(fù)擔(dān)；本方法設(shè)備運(yùn)行穩(wěn)定可靠，工藝指標(biāo)穩(wěn)定，易于控制，基本為恒溫、恒壓下運(yùn)行，避免了間歇式工藝中反復(fù)升降溫度和壓力，使設(shè)備容易疲勞損傷的缺點(diǎn)，反應(yīng)過程穩(wěn)定，降低了對設(shè)備管道的腐蝕，延長了設(shè)備的使用壽命。由于反應(yīng)控制指標(biāo)穩(wěn)定在安全區(qū)域，使裝置能夠安全可靠地運(yùn)行，大大提高了工藝的安全性。該工藝設(shè)計(jì)合理，能有效應(yīng)對停電、停水、停氣、停熱源等突發(fā)情況。由于這種連續(xù)化工藝流程使工藝各項(xiàng)指標(biāo)符合氧化動力學(xué)原理，使得裝置處于最佳運(yùn)行狀態(tài)，生產(chǎn)適應(yīng)強(qiáng)度高，整套裝置生產(chǎn)能力被大幅提高，特別適合于大規(guī)?；a(chǎn)。該工藝具有生產(chǎn)過程穩(wěn)定安全，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定、含量高、收得率高、設(shè)備利用率高、催化劑及能源消耗低等特點(diǎn)。氧化反應(yīng)的高壓尾氣和自產(chǎn)蒸汽可直接用于推動尾氣透平和蒸氣透平空氣壓縮機(jī)來產(chǎn)生壓縮空氣，將提高能量轉(zhuǎn)化效率，更大程度地利用裝置自產(chǎn)能量，降低生產(chǎn)成本。完成結(jié)晶的混合物料通過離心方法進(jìn)行固液分離，溶于醋酸和水的催化劑通過液相分離，最終回氧化系統(tǒng)重復(fù)利用，既節(jié)約了催化劑用量，也減少后續(xù)工序中催化劑的促進(jìn)分解作用。
與以上幾種連續(xù)方法對比，本方法中反應(yīng)器為塔式反應(yīng)器，利用反應(yīng)原料壓縮空氣作為攪拌動力，避免了昂貴的高壓帶攪拌設(shè)備的投資、密封部件易泄漏導(dǎo)致非正常開車和較頻繁地停車檢修等問題；塔式反應(yīng)器具有設(shè)備投資省、無動密封部件不易發(fā)生泄漏和損壞。塔上部有足夠空間將氣液相充分分離，液相物料不會被帶入冷凝器，冷凝器換熱效果好。本發(fā)明中1#、2#氧化塔內(nèi)反應(yīng)生成的熱能被以生產(chǎn)水蒸汽的方式加以利用，同時(shí)也大大減輕了循環(huán)冷卻系統(tǒng)的負(fù)荷。本方法中結(jié)晶方式為多臺結(jié)晶器輪流間歇式運(yùn)行，物料在常壓下被一次性降溫進(jìn)行結(jié)晶，避免了設(shè)備進(jìn)口易堵的問題，逐步降溫有利于晶體顆粒的良好成長。完成結(jié)晶的混合物料通過離心方法進(jìn)行固液分離，溶于醋酸和水的催化劑通過液相分離，最終回氧化系統(tǒng)重復(fù)利用。由于結(jié)晶操作在常壓下進(jìn)行，對設(shè)備要求不高，避免了昂貴的設(shè)備投資。通過多臺結(jié)晶器輪流運(yùn)行，可以保證前道氧化工序及后續(xù)工序的連續(xù)化運(yùn)行。3#氧化設(shè)置閃蒸塔，利用反應(yīng)本身的熱能分離出塔內(nèi)多余的水份，保證氧化反應(yīng)充分完成。催化劑實(shí)施分批加入，使反應(yīng)控制更趨于合理，既減少了催化劑用量，也減少了氧化過程中副產(chǎn)物生成，提高了產(chǎn)品質(zhì)量和產(chǎn)品收率。提濃工序中偏苯三甲酸回收，避免造成偏苯三甲酸過度氧化分解，增加偏苯三甲酸收得率。
本發(fā)明方法中，催化劑的加入方式最好為分批加入，這樣有利于氧化反應(yīng)更合理地進(jìn)行，并可節(jié)省部分催化劑。將氧化反應(yīng)的高壓尾氣和副產(chǎn)蒸氣以透平壓縮機(jī)壓縮空氣的方式加以利用，使系統(tǒng)控制更趨于獨(dú)立，并提高能量的利用效率。
本發(fā)明采用連續(xù)法空氣液相氧化生產(chǎn)偏苯三甲酸的工藝，與現(xiàn)有的間歇法工藝相比，原料、催化劑相同，產(chǎn)品質(zhì)量與物耗能耗均有所改善，氧化塔平均單塔能力得到較大的提高，下面列出兩種方法的對比表。
表1本發(fā)明與間歇式生產(chǎn)方法單位產(chǎn)品消耗對比

表2本發(fā)明與間歇式生產(chǎn)方法單塔產(chǎn)量對比

本發(fā)明與現(xiàn)有連續(xù)法空氣液相氧化生產(chǎn)偏苯三甲酸的工藝有所區(qū)別，下面列出與其它方法的對比表。
表3本發(fā)明與連續(xù)式生產(chǎn)方法對比



圖1為本發(fā)明的生產(chǎn)工藝流程圖。
圖中原料罐1、輸送泵2、溶劑罐3、溶劑泵4、計(jì)量槽5與6、1#配料釜7、加料泵8、2#配料釜9、加料泵10、壓縮空氣11、1#氧化冷凝器12、1#氧化塔13、循環(huán)泵14、2#氧化冷凝器15、2#氧化塔16、循環(huán)泵17、閃蒸塔18、3#氧化冷凝器19、3#氧化塔20、結(jié)晶冷凝器21與22、結(jié)晶釜23、24與25、離心分離器26、尾氣吸收塔27、循環(huán)泵28、淡酸罐29、淡酸泵30、提濃冷凝器31、廢水罐32、提濃塔33、提濃再沸器34、軟水泵35、軟水罐36、提濃酸罐37、提濃酸泵38、閃蒸冷凝器39、閃蒸加料泵40、閃蒸釜41、閃蒸回收泵42。
具體實(shí)施例方式
實(shí)施例1a)將1000Kg偏三甲苯自原料罐1、4000Kg醋酸溶劑自溶劑罐3用輸送泵2和溶劑泵4分別打經(jīng)計(jì)量槽6與5送入1#配料釜7，再分別稱量醋酸鈷、醋酸錳、四溴乙烷各4.5Kg投入1#配料釜7，加熱到80℃，同時(shí)充分?jǐn)嚢柚链呋瘎┩耆芙?；b)打開軟水泵35向1#冷凝器12和2#氧化冷凝器15加入軟水，保持軟水液位在60％～80％；用加料泵8將1#配料釜7內(nèi)的混合物料以4M3/h送入1#氧化塔13，達(dá)到設(shè)定液位50％～60％時(shí)停止進(jìn)料，打開循環(huán)泵14將1#氧化塔13內(nèi)物料打循環(huán)，并將塔內(nèi)的物料加熱，同時(shí)向塔內(nèi)連續(xù)通入壓縮空氣11逐步升溫升壓，進(jìn)行氧化反應(yīng)的引發(fā)，引發(fā)成功后控制塔內(nèi)溫度在190℃～200℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，反應(yīng)過程穩(wěn)態(tài)進(jìn)行，以8.0M3/h流量向1#氧化塔13連續(xù)進(jìn)料，控制塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，1#氧化冷凝器12軟水液位40％～60％，水蒸氣壓力0.3MPa～0.4MPa；c)當(dāng)1#氧化塔13塔釜液位達(dá)到設(shè)定液位90％～100％時(shí)，打開循環(huán)泵14循環(huán)出口到2#氧化塔16的控制閥，以1#氧化塔13塔釜液位控制2#氧化塔16的進(jìn)料，達(dá)到設(shè)定液位50％～60％，打開循環(huán)泵17將2#氧化塔16內(nèi)的物料打循環(huán)，同時(shí)連續(xù)向塔內(nèi)連續(xù)通入壓縮空氣11進(jìn)行氧化反應(yīng)，控制塔內(nèi)溫度在210℃～220℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，2#氧化冷凝器15軟水液位60％～80％，水蒸氣壓力0.4MPa～0.5MPa；d)1#、2#氧化塔反應(yīng)后的貧氧空氣與醋酸及水的蒸汽通過1#氧化冷凝器12和2#氧化冷凝器15，醋酸和水被冷凝后返回塔內(nèi)，同時(shí)產(chǎn)生一定量的蒸汽，蒸汽進(jìn)蒸汽管網(wǎng)，不凝氣體通過尾氣吸收塔27回收未被冷凝的醋酸，達(dá)標(biāo)尾氣排入大氣；e)當(dāng)2#氧化塔16塔釜液位達(dá)到設(shè)定液位90％～100％時(shí)，打開循環(huán)泵17循環(huán)出口到3#氧化塔20的控制閥，以2#氧化塔塔釜液位控制3#氧化塔進(jìn)料，同時(shí)連續(xù)向3#氧化塔20內(nèi)通入壓縮空氣進(jìn)行氧化反應(yīng)，控制塔內(nèi)溫度在220℃～240℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，控制塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，并控制尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，3#氧化塔20頂部設(shè)置有閃蒸塔18，含大部分醋酸和極少部分水的蒸汽被液化后，從閃蒸塔18塔釜返回3#氧化塔，含大部分水和極少部分醋酸的蒸汽被3#氧化冷凝器19冷凝后去醋酸提濃系統(tǒng)，不凝氣體通過尾氣吸收塔27回收未被冷凝的醋酸，達(dá)標(biāo)尾氣排入大氣；f)當(dāng)3#氧化塔20塔釜液位達(dá)到設(shè)定液位90％～100％時(shí)，打開3#氧化塔到一臺結(jié)晶釜23(24、25)的出料閥，結(jié)晶釜進(jìn)料達(dá)到設(shè)定液位即切換至另一臺結(jié)晶釜；氧化產(chǎn)物和溶劑醋酸的混合物在結(jié)晶釜內(nèi)常壓下被一次性連續(xù)降溫，部分醋酸和水被蒸出，經(jīng)結(jié)晶冷凝器冷凝21、22后去醋酸提濃系統(tǒng)，控制結(jié)晶釜溫度為60℃～180℃，經(jīng)過結(jié)晶后的偏苯三甲酸晶體、醋酸和水的混合漿料送至離心分離器26分離，分離后的醋酸、水和大部分催化劑通過液相分離去淡酸罐29，同時(shí)得到偏苯三甲酸固體物料，扣除雜物折算偏苯三甲酸收率為1400Kg/1000Kg偏三甲苯；偏苯三甲酸收率為80％(mol)。
g)將淡酸罐29內(nèi)的醋酸和水的混合物用淡酸泵31送至提濃塔33中進(jìn)行連續(xù)蒸餾，水從塔頂蒸出，提濃冷凝器31冷凝后達(dá)標(biāo)廢水進(jìn)廢水罐32送水處理崗位，含量≥98％的醋酸從塔下部回收，作為溶劑循環(huán)使用；h)將醋酸提濃塔塔釜料液用閃蒸加料泵40分批送至閃蒸釜41，醋酸從閃蒸釜41頂蒸出，經(jīng)閃蒸冷凝器39冷凝后送至醋酸罐3，作為溶劑循環(huán)使用，釜底蒸出物含偏苯三甲酸≥60％的漿料用泵閃蒸回收泵42送至結(jié)晶釜23、24、25回收利用。
實(shí)施例2a)將1500Kg偏三甲苯自原料罐1、7500Kg醋酸溶劑自溶劑罐3用輸送泵2和溶劑泵4分別打經(jīng)計(jì)量槽6與5送入1#配料釜7，再分別稱量醋酸鈷4.5kg、醋酸錳2.5kg、四溴乙烷3.8Kg投入1#配料釜7，經(jīng)計(jì)量罐5計(jì)量醋酸300kg、分別稱量醋酸鈷2.5kg、醋酸錳4.5kg、四溴乙烷3.8Kg投入2#配料釜9，分別加熱到80℃，同時(shí)充分?jǐn)嚢柚链呋瘎┩耆芙猓籦)打開軟水泵35向1#冷凝器12和2#氧化冷凝器15加入軟水，保持軟水液位在60％～80％；用加料泵8將1#配料釜7內(nèi)的混合物料以4M3/h送入1#氧化塔13，達(dá)到設(shè)定液位50％～60％時(shí)停止進(jìn)料，打開循環(huán)泵14將1#氧化塔13內(nèi)物料打循環(huán)，并將塔內(nèi)的物料加熱，同時(shí)向塔內(nèi)連續(xù)通入壓縮空氣11逐步升溫升壓，進(jìn)行氧化反應(yīng)的引發(fā)，引發(fā)成功后控制塔內(nèi)溫度在190℃～200℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，反應(yīng)過程穩(wěn)態(tài)進(jìn)行，以9.5M3/h流量向1#氧化塔13連續(xù)進(jìn)料，控制塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，1#氧化冷凝器12軟水液位40％～60％，水蒸氣壓力0.3MPa～0.4MPa；c)當(dāng)1#氧化塔13塔釜液位達(dá)到設(shè)定液位90％～100％時(shí)，打開循環(huán)泵14循環(huán)出口到2#氧化塔16的控制閥，以1#氧化塔13塔釜液位控制2#氧化塔16的進(jìn)料，同時(shí)用加料泵10將2#配料釜9內(nèi)催化劑溶液以0.31M3/h流量向2#氧化塔16連續(xù)進(jìn)料，當(dāng)塔內(nèi)物料達(dá)到設(shè)定液位50％～60％，打開循環(huán)泵17將2#氧化塔16內(nèi)的物料打循環(huán)，同時(shí)連續(xù)向塔內(nèi)連續(xù)通入壓縮空氣11進(jìn)行氧化反應(yīng)，控制2#氧化塔16內(nèi)溫度在220℃～230℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，2#氧化冷凝器15軟水液位60％～80％，水蒸氣壓力0.4MPa～0.5MPa；d)1#、2#氧化塔反應(yīng)后的貧氧空氣與醋酸及水的蒸汽通過1#氧化冷凝器12和2#氧化冷凝器15，醋酸和水被冷凝后返回塔內(nèi)，同時(shí)產(chǎn)生一定量的蒸汽，蒸汽進(jìn)蒸汽管網(wǎng)，不凝氣體通過尾氣吸收塔27回收未被冷凝的醋酸，達(dá)標(biāo)尾氣排入大氣；e)當(dāng)2#氧化塔16塔釜液位達(dá)到設(shè)定液位90％～100％時(shí)，打開循環(huán)泵17循環(huán)出口到3#氧化塔20的控制閥，以2#氧化塔塔釜液位控制3#氧化塔進(jìn)料，同時(shí)連續(xù)向3#氧化塔20內(nèi)通入壓縮空氣進(jìn)行氧化反應(yīng)，控制塔內(nèi)溫度在225℃～235℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，控制塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，并控制尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，3#氧化塔20頂部設(shè)置有閃蒸塔18，含大部分醋酸和極少部分水的蒸汽被液化后，從閃蒸塔18塔釜返回3#氧化塔，含大部分水和極少部分醋酸的蒸汽被3#氧化冷凝器19冷凝后去醋酸提濃系統(tǒng)，不凝氣體通過尾氣吸收塔27回收未被冷凝的醋酸，達(dá)標(biāo)尾氣排入大氣；f)當(dāng)3#氧化塔20塔釜液位達(dá)到設(shè)計(jì)液位90％～100％時(shí)，打開3#氧化塔到一臺結(jié)晶釜23(24、25)的出料閥，結(jié)晶釜進(jìn)料達(dá)到設(shè)計(jì)液位即切換至另一臺結(jié)晶釜；氧化產(chǎn)物和溶劑醋酸的混合物在結(jié)晶釜內(nèi)常壓下被一次性降溫，部分醋酸和水被蒸出，經(jīng)結(jié)晶冷凝器冷凝21、22后去醋酸提濃系統(tǒng)，控制結(jié)晶釜溫度為80℃～150℃，經(jīng)過結(jié)晶后的偏苯三甲酸晶體、醋酸和水的混合漿料送至離心分離器26分離，分離后的醋酸、水和大部分催化劑通過液相分離去淡酸罐29，同時(shí)得到偏苯三甲酸固體物料，扣除雜物折算偏苯三甲酸收率為1490Kg/1000Kg偏三甲苯；偏苯三甲酸收率為85.1％(mol)。
其余同例1。
實(shí)施例3a)將1000Kg偏三甲苯自原料罐1、6000Kg醋酸溶劑自溶劑罐3用輸送泵2和溶劑泵4分別打經(jīng)計(jì)量槽6與5送入1#配料釜7，再分別稱量醋酸鈷4.0kg、醋酸錳1.1kg、四溴乙烷2.4Kg投入1#配料釜7，經(jīng)計(jì)量罐5計(jì)量醋酸300kg、分別稱量醋酸鈷1.1kg、醋酸錳4.0kg、四溴乙烷3.0Kg投入2#配料釜9，分別加熱到80℃，同時(shí)充分?jǐn)嚢柚链呋瘎┩耆芙?；b)打開軟水泵35向1#冷凝器12和2#氧化冷凝器15加入軟水，保持軟水液位在60％～80％；用加料泵8將1#配料釜7內(nèi)的混合物料以4M3/h送入1#氧化塔13，達(dá)到設(shè)定液位50％～60％時(shí)停止進(jìn)料，打開循環(huán)泵14將1#氧化塔13內(nèi)物料打循環(huán)，并將塔內(nèi)的物料加熱，同時(shí)向塔內(nèi)連續(xù)通入壓縮空氣11逐步升溫升壓，進(jìn)行氧化反應(yīng)的引發(fā)，引發(fā)成功后控制塔內(nèi)溫度在180℃～190℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，反應(yīng)過程穩(wěn)態(tài)進(jìn)行，以11M3/h流量向1#氧化塔13連續(xù)進(jìn)料，控制塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，1#氧化冷凝器12軟水液位40％～60％，水蒸氣壓力0.3MPa～0.4MPa；c)當(dāng)1#氧化塔13塔釜液位達(dá)到設(shè)定液位90％～100％時(shí)，打開循環(huán)泵14循環(huán)出口到2#氧化塔16的控制閥，以1#氧化塔13塔釜液位控制2#氧化塔16的進(jìn)料，同時(shí)用加料泵10將2#配料釜9內(nèi)催化劑溶液以0.46M3/h流量向2#氧化塔16連續(xù)進(jìn)料，當(dāng)塔內(nèi)物料達(dá)到設(shè)定液位50％～60％，打開循環(huán)泵17將2#氧化塔16內(nèi)的物料打循環(huán)，同時(shí)連續(xù)向塔內(nèi)連續(xù)通入壓縮空氣11進(jìn)行氧化反應(yīng)，控制2#氧化塔16內(nèi)溫度在220℃～235℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，2#氧化冷凝器15軟水液位60％～80％，水蒸氣壓力0.4MPa～0.5MPa；d)1#、2#氧化塔反應(yīng)后的貧氧空氣與醋酸及水的蒸汽通過1#氧化冷凝器12和2#氧化冷凝器15，醋酸和水被冷凝后返回塔內(nèi)，同時(shí)產(chǎn)生一定量的蒸汽，蒸汽進(jìn)蒸汽管網(wǎng)，不凝氣體通過尾氣吸收塔27回收未被冷凝的醋酸，達(dá)標(biāo)尾氣排入大氣；e)當(dāng)2#氧化塔16塔釜液位達(dá)到設(shè)定液位90％～100％時(shí)，打開循環(huán)泵17循環(huán)出口到3#氧化塔20的控制閥，以2#氧化塔塔釜液位控制3#氧化塔進(jìn)料，同時(shí)連續(xù)向3#氧化塔20內(nèi)通入壓縮空氣進(jìn)行氧化反應(yīng)，控制塔內(nèi)溫度在230℃～235℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，控制塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，并控制尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，3#氧化塔20頂部設(shè)置有閃蒸塔18，含大部分醋酸和極少部分水的蒸汽被液化后，從閃蒸塔18塔釜返回3#氧化塔，含大部分水和極少部分醋酸的蒸汽被3#氧化冷凝器19冷凝后去醋酸提濃系統(tǒng)，不凝氣體通過尾氣吸收塔27回收未被冷凝的醋酸，達(dá)標(biāo)尾氣排入大氣；f)當(dāng)3#氧化塔20塔釜液位達(dá)到設(shè)計(jì)液位90％～100％時(shí)，打開3#氧化塔到一臺結(jié)晶釜23(24、25)的出料閥，結(jié)晶釜進(jìn)料達(dá)到設(shè)定液位即切換至另一臺結(jié)晶釜；氧化產(chǎn)物和溶劑醋酸的混合物在結(jié)晶釜內(nèi)常壓下被一次性降溫，部分醋酸和水被蒸出，經(jīng)結(jié)晶冷凝器冷凝21、22后去醋酸提濃系統(tǒng)，控制結(jié)晶釜溫度為80℃～150℃，經(jīng)過結(jié)晶后的偏苯三甲酸晶體、醋酸和水的混合漿料送至離心分離器26分離，分離后的醋酸、水和大部分催化劑通過液相分離去淡酸罐29，同時(shí)得到偏苯三甲酸固體物料，扣除雜物折算偏苯三甲酸收率為1580Kg/1000Kg偏三甲苯；偏苯三甲酸收率為90％(mol)。
其余同例1。
實(shí)施例4a)將1000Kg偏三甲苯自原料罐1、6000Kg醋酸溶劑自溶劑罐3用輸送泵2和溶劑泵4分別打經(jīng)計(jì)量槽6與5送入1#配料釜7，再分別稱量醋酸鈷4.0kg、醋酸錳1.0kg、四溴乙烷2.7Kg投入1#配料釜7，經(jīng)計(jì)量罐5計(jì)量醋酸300kg、分別稱量醋酸鈷1.0kg、醋酸錳4.0kg、四溴乙烷2.7Kg投入2#配料釜9，分別加熱到80℃，同時(shí)充分?jǐn)嚢柚链呋瘎┩耆芙猓籦)打開軟水泵35向1#冷凝器12和2#氧化冷凝器15加入軟水，保持軟水液位在60％～80％；用加料泵8將1#配料釜7內(nèi)的混合物料以4M3/h送入1#氧化塔13，達(dá)到設(shè)定液位50％～60％時(shí)停止進(jìn)料，打開循環(huán)泵14將1#氧化塔13內(nèi)物料打循環(huán)，并將塔內(nèi)的物料加熱，同時(shí)向塔內(nèi)連續(xù)通入壓縮空氣11逐步升溫升壓，進(jìn)行氧化反應(yīng)的引發(fā)，引發(fā)成功后控制塔內(nèi)溫度在180℃～190℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，反應(yīng)過程穩(wěn)態(tài)進(jìn)行，以11M3/h流量向1#氧化塔13連續(xù)進(jìn)料，控制塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，1#氧化冷凝器12軟水液位40％～60％，水蒸氣壓力0.3MPa～0.4MPa；
c)當(dāng)1#氧化塔13塔釜液位達(dá)到設(shè)定液位90％～100％時(shí)，打開循環(huán)泵14循環(huán)出口到2#氧化塔16的控制閥，以1#氧化塔13塔釜液位控制2#氧化塔16的進(jìn)料，同時(shí)用加料泵10將2#配料釜9內(nèi)催化劑溶液以0.46M3/h流量向2#氧化塔16連續(xù)進(jìn)料，當(dāng)塔內(nèi)物料達(dá)到設(shè)定液位50％～60％，打開循環(huán)泵17將2#氧化塔16內(nèi)的物料打循環(huán)，同時(shí)連續(xù)向塔內(nèi)連續(xù)通入壓縮空氣11進(jìn)行氧化反應(yīng)，控制2#氧化塔16內(nèi)溫度在220℃～230℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，2#氧化冷凝器15軟水液位60％～80％，水蒸氣壓力0.4MPa～0.5MPa；d)1#、2#氧化塔反應(yīng)后的貧氧空氣與醋酸及水的蒸汽通過1#氧化冷凝器12和2#氧化冷凝器15，醋酸和水被冷凝后返回塔內(nèi)，同時(shí)產(chǎn)生一定量的蒸汽，蒸汽進(jìn)蒸汽管網(wǎng)，不凝氣體通過尾氣吸收塔27回收未被冷凝的醋酸，達(dá)標(biāo)尾氣排入大氣；e)當(dāng)2#氧化塔16塔釜液位達(dá)到設(shè)定液位90％～100％時(shí)，打開循環(huán)泵17循環(huán)出口到3#氧化塔20的控制閥，以2#氧化塔塔釜液位控制3#氧化塔進(jìn)料，同時(shí)連續(xù)向3#氧化塔20內(nèi)通入壓縮空氣進(jìn)行氧化反應(yīng)，控制塔內(nèi)溫度在225℃～240℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，控制塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，并控制尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，3#氧化塔20頂部設(shè)置有閃蒸塔18，含大部分醋酸和極少部分水的蒸汽被液化后，從閃蒸塔18塔釜返回3#氧化塔，含大部分水和極少部分醋酸的蒸汽被3#氧化冷凝器19冷凝后去醋酸提濃系統(tǒng)，不凝氣體通過尾氣吸收塔27回收未被冷凝的醋酸，達(dá)標(biāo)尾氣排入大氣；f)當(dāng)3#氧化塔20塔釜液位達(dá)到設(shè)計(jì)液位90％～100％時(shí)，打開3#氧化塔到一臺結(jié)晶釜23(24、25)的出料閥，結(jié)晶釜進(jìn)料達(dá)到設(shè)計(jì)液位即切換至另一臺結(jié)晶釜；氧化產(chǎn)物和溶劑醋酸的混合物在結(jié)晶釜內(nèi)常壓下被一次性降溫，部分醋酸和水被蒸出，經(jīng)結(jié)晶冷凝器冷凝21、22后去醋酸提濃系統(tǒng)，控制結(jié)晶釜溫度為80℃～150℃，經(jīng)過結(jié)晶后的偏苯三甲酸晶體、醋酸和水的混合漿料送至離心分離器26分離，分離后的醋酸、水和大部分催化劑通過液相分離去淡酸罐29，同時(shí)得到偏苯三甲酸固體物料，扣除雜物折算偏苯三甲酸收率為1560Kg/1000Kg偏三甲苯；偏苯三甲酸收率為89％(mol)。
其余同例1。
本發(fā)明將原來間歇式氧化塔串聯(lián)起來進(jìn)行連續(xù)化生產(chǎn)。經(jīng)過實(shí)踐證明單塔、雙塔連續(xù)化生產(chǎn)難以實(shí)現(xiàn)優(yōu)化反應(yīng)條件，甚至不如間歇式反應(yīng)效果；相同反應(yīng)時(shí)間下，達(dá)到目標(biāo)轉(zhuǎn)化率和產(chǎn)品得率，三塔和四塔串聯(lián)的效果接近。通過合理分配各塔物料的停留時(shí)間，可以避免反應(yīng)放熱量過于集中，優(yōu)化產(chǎn)品收得率。
本發(fā)明偏三甲苯與醋酸的配合比例為1∶1～12(wt)，基于偏三甲苯與醋酸混合液總量的催化劑醋酸鈷配比為1∶0.00003～0.002(wt)、醋酸錳配比為1∶0.00003～0.003(wt)、促進(jìn)劑四溴乙烷配比為1∶0.00003～0.004(wt)。
權(quán)利要求
1.一種利用間歇式鼓泡氧化塔多塔串聯(lián)連續(xù)氧化生產(chǎn)偏苯三甲酸的方法，其特征在于它是以偏三甲苯為原料，醋酸為溶劑，醋酸鈷、醋酸錳為催化劑、四溴乙烷為促進(jìn)劑，將上述物料混合后連續(xù)加入三級氧化塔，并分別連續(xù)通入壓縮空氣進(jìn)行氧化反應(yīng)，該法包括以下工藝步驟a)將原料偏三甲苯與溶劑醋酸、催化劑醋酸鈷、醋酸錳、促進(jìn)劑四溴乙烷計(jì)量后，投入配料釜加熱混合，溫度控制在60℃～110℃；b)用泵將上述混合物連續(xù)送入三臺串聯(lián)的氧化塔的1#氧化塔中，控制塔內(nèi)溫度在180℃～220℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，連續(xù)通入壓縮空氣，控制塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)；c)通過泵將1#氧化塔反應(yīng)產(chǎn)物連續(xù)導(dǎo)入2#氧化塔，控制塔內(nèi)溫度在180℃～240℃，壓力在1.8MPa～3.5MPa，連續(xù)通入壓縮空氣，控制塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，并控制尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)；d)1#、2#氧化塔分別配置設(shè)置余熱鍋爐作為塔頂冷凝器，反應(yīng)后的貧氧空氣與醋酸及水的蒸汽通過冷凝器，醋酸和水被冷凝后返回塔內(nèi)，同時(shí)產(chǎn)生一定量的蒸汽，蒸汽進(jìn)蒸汽管網(wǎng)，不凝氣體通過尾氣吸收塔回收未被冷凝的醋酸，達(dá)標(biāo)尾氣排入大氣；e)通過泵將2#氧化塔反應(yīng)產(chǎn)物連續(xù)導(dǎo)入3#氧化塔，控制塔內(nèi)溫度在180℃～250℃，壓力在1.8MPa～3.5Mpa，連續(xù)通入壓縮空氣，控制塔頂尾氣含氧在0.5％～6％(V/V)，并控制尾氣總管內(nèi)氧含量≤8％(V/V)，3#氧化塔頂部設(shè)置有閃蒸塔，含大部分醋酸和極少部分水的蒸汽被液化后，從閃蒸塔塔釜返回3#氧化塔，含大部分水和極少部分醋酸的蒸汽被冷凝后去醋酸提濃系統(tǒng)，不凝氣體通過尾氣吸收塔回收未被冷凝的醋酸，達(dá)標(biāo)尾氣排入大氣；f)3#氧化塔出來的反應(yīng)產(chǎn)物和溶劑醋酸及水的混合物輪流導(dǎo)入2～4臺結(jié)晶釜中，當(dāng)一臺結(jié)晶釜進(jìn)料達(dá)到設(shè)定液位即切換至另一臺結(jié)晶釜，氧化產(chǎn)物和溶劑醋酸的混合物在結(jié)晶釜內(nèi)常壓一次降溫結(jié)晶，部分醋酸和水被蒸出，經(jīng)冷凝器冷凝后去醋酸提濃系統(tǒng)，控制結(jié)晶釜溫度為60℃～180℃，經(jīng)過結(jié)晶后的偏苯三甲酸晶體、醋酸和水的混合漿料送至離心分離器分離，醋酸、水和大部分催化劑通過液相分離去醋酸提濃系統(tǒng)，偏苯三甲酸固體顆粒濕物送成酐工序；g)將氧化、結(jié)晶工序中產(chǎn)生的醋酸和水的混合物送至提濃塔中進(jìn)行連續(xù)蒸餾，水從塔頂蒸出，冷凝后達(dá)標(biāo)廢水送水處理崗位，含量≥98％的醋酸從塔下部回收，作為溶劑循環(huán)使用；h)將醋酸提濃塔塔釜料液分批送至閃蒸釜，醋酸從閃蒸釜頂蒸出，經(jīng)冷凝后送至醋酸罐，作為溶劑循環(huán)使用，釜底蒸出物含偏苯三甲酸≥60％的漿料送至結(jié)晶釜回收利用。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述一種利用間歇式鼓泡氧化塔多塔串聯(lián)連續(xù)氧化生產(chǎn)偏苯三甲酸的方法，其特征在于步驟a)中所述催化劑醋酸鈷、醋酸錳和促進(jìn)劑四溴乙烷被一次性加入步驟b)所述的1#氧化塔中。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述一種利用間歇式鼓泡氧化塔多塔串聯(lián)連續(xù)氧化生產(chǎn)偏苯三甲酸的方法，其特征在于步驟a)中所述催化劑醋酸鈷、醋酸錳和促進(jìn)劑四溴乙烷被分開加入步驟b)所述的1#氧化塔和步驟c)所述的2#氧化塔中，分開加入時(shí)，以醋酸鈷、醋酸錳、四溴乙烷總量均為1的情況下醋酸鈷在1#氧化塔中加入量為0.6～0.8，2#氧化塔中加入量為0.2～0.4，醋酸錳在1#氧化塔中加入量為0.2～0.4，2#氧化塔中加入量為0.6～0.8，四溴乙烷在1#氧化塔中加入量為0.4～0.6，2#氧化塔中加入量為0.4～0.6。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種利用間歇式鼓泡氧化塔多塔串聯(lián)連續(xù)氧化生產(chǎn)偏苯三甲酸的方法，包括以下工藝步驟將原料偏三甲苯與溶劑和促進(jìn)劑投入配料釜加熱混合后連續(xù)送入三臺串聯(lián)的氧化塔；反應(yīng)產(chǎn)物導(dǎo)入結(jié)晶釜中，經(jīng)過結(jié)晶后的偏苯三甲酸晶體、醋酸和水的混合漿料送至離心分離器分離，偏苯三甲酸固體顆粒濕物送成酐工序；將氧化、結(jié)晶工序中產(chǎn)生的醋酸和水的混合物送至提濃塔回收醋酸溶劑循環(huán)使用；將醋酸提濃塔塔釜料液分批送至閃蒸釜回收偏苯三甲酸。本發(fā)明氧化設(shè)備投資省、不易發(fā)生泄漏和損壞、結(jié)晶設(shè)備進(jìn)出料口不易堵、可以保證前道氧化工序及后續(xù)工序的連續(xù)化運(yùn)行、產(chǎn)能高、產(chǎn)品收率高、原料單耗和能耗低的利用間歇式鼓泡氧化塔多塔串聯(lián)連續(xù)氧化生產(chǎn)偏苯三甲酸的方法。
文檔編號C07C51/265GK1915960SQ20061008612
公開日2007年2月21日 申請日期2006年8月31日 優(yōu)先權(quán)日2006年8月31日
發(fā)明者鄭鐵江, 高峰 申請人:江陰市百川化學(xué)工業(yè)有限公司