ES2882144T3 - Producción de ácido acético con una tasa de producción aumentada - Google Patents

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Abstract

Un proceso para producir ácido acético, que comprende los pasos de: hacer reaccionar monóxido de carbono con por lo menos un reactivo en un reactor que contiene un medio de reacción para producir un producto de reacción que comprende ácido acético, en donde el medio de reacción comprende agua, ácido acético, acetato de metilo, un promotor de halógeno y un catalizador; extraer una parte del producto de la reacción a un circuito de bombas de recirculación; y alimentar una parte del por lo menos un reactivo al circuito de bombas de recirculación, en donde el por lo menos un reactivo se selecciona del grupo que consiste de metanol, acetato de metilo, formiato de metilo, éter dimetílico y mezclas de los mismos.

Description

DESCRIPCIÓN
Producción de ácido acético con una tasa de producción aumentada
CAMPO DE LA INVENCIÓN
Esta invención se refiere a procesos para producir ácido acético a partir de monóxido de carbono y, en particular, a procesos mejorados, en los que por lo menos un reactivo se alimenta a un circuito de bombas de recirculación.
ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN
Un proceso comercial exitoso y ampliamente usado para sintetizar ácido acético implica la carbonilación catalizada de metanol con monóxido de carbono. La catálisis contiene rodio y/o iridio y un promotor de halógeno, típicamente yoduro de metilo. La reacción se lleva a cabo burbujeando continuamente monóxido de carbono a través de un medio de reacción líquido en el que se disuelve el catalizador. El medio de reacción también comprende acetato de metilo, agua, yoduro de metilo y el catalizador. Los procesos comerciales convencionales para la carbonilación de metanol incluyen los descritos en las Patentes de Estados Unidos N° 3.769.329, 5.001.259, 5.026.908, y 5.144.068. Otro proceso convencional de carbonilación de metanol incluye el proceso Cativa™, que se analiza en Jones, J.H. (2002), "The Cativa™ Process for the Manufacture of Acetic Acid," Platinum Metals Review, 44 (3): 94-105.
La US 2004/122257 A1 divulga un proceso para la producción de ácido acético mediante la carbonilación de metanol, y derivados reactivos del mismos, en una mezcla de reacción usando un catalizador a base de rodio en condiciones de agua bajas. El proceso se usa para lograr tasas de reacción de por lo menos 15 g mol/l/hr. Las reacciones de altas tasas proceden a concentraciones de agua de menos de 2,0 % en peso. En ciertas condiciones, la concentración de agua en la mezcla de reacción del proceso se mantiene a una concentración deseada por al menos un paso del proceso que incluye añadir un compuesto como acetato de metilo, éter dimetílico, anhídrido acético, o mezclas de estos compuestos al sistema de reacción. El paso del proceso de añadir los componentes a la mezcla de reacción puede combinarse con otros pasos del proceso para controlar las concentraciones de agua en mezclas de la reacción para la carbonilación del metanol.
La US 2009/209786 A1 se refiere a la carbonilación de metanol, acetato de metilo, éter dimetílico o mezclas de los mismos para producir ácido acético glacial, y más específicamente a la fabricación de ácido acético glacial mediante la reacción de metanol, acetato de metilo, éter dimetílico o mezclas de los mismos con monóxido de carbono en donde el producto de ácido acético glacial contiene pocas impurezas. La US 2005/197506 A1 divulga un proceso mejorado para producir ácido acético, que incluye los pasos siguientes: hacer reaccionar un reactivo carbonizable como metanol, acetato de metilo, formiato de metilo o éter dimetílico con monóxido de carbono en un medio de reacción que contiene agua, yoduro de metilo, y un catalizador para producir un producto de la reacción que contiene ácido acético; separar el producto de la reacción para proporcionar una fase volátil que contiene ácido acético, agua, y yoduro de metilo y una fase menos volátil; destilar la fase volátil para producir un producto de ácido acético purificado y un primer plato superior que contiene agua, acetato de metilo, y yoduro de metilo; separar las fases del primer plato superior para proporcionar una primera fase líquida que contiene agua y una segunda fase líquida que contiene yoduro de metilo; y añadir éter dimetílico al proceso en una cantidad eficaz para potenciar la separación del primer plato superior para formar la primera y la segunda fases líquidas.
La US 6140535 A divulga un proceso como se proporciona para producir una corriente de proceso de ácido acético que tiene menos de 400 ppm de ácido propiónico y menos de 1500 ppm de agua. Se alimenta metanol o un derivado reactivo del mismo y monóxido de carbono a un reactor de carbonilación en el que se mantiene durante el curso del proceso una composición de reacción líquida que contiene un catalizador de carbonilación de iridio, cocatalizador de yoduro de metilo, un promotor, agua a una concentración de menos de aproximadamente el 8% en peso, acetato de metilo, ácido acético, y subproducto de ácido propiónico y sus precursores. La composición de reacción líquida se extrae del reactor de carbonilación y se introduce en una zona de destello para formar una fracción de vapor que comprende agua, producto de ácido acético, subproducto de ácido propiónico, acetato de metilo, yoduro de metilo y precursores de ácido propiónico, y una fracción líquida que comprende catalizador de iridio no volátil, un promotor o promotores opcionales no volátiles, ácido acético y agua. La fracción líquida se recicla de la zona de destello al reactor de carbonilación y se introduce en una primera zona de destilación donde se retira una corriente de reciclado de fracciones volátiles y se recicla al reactor de carbonilación. Se retira una corriente de proceso de la primera zona de destilación que comprende ácido acético, subproducto de ácido propiónico y menos de 1500 ppm de agua. Si la corriente del proceso comprende más de 400 ppm de ácido propiónico, la corriente del proceso se introduce en una segunda zona de destilación donde se elimina el subproducto de ácido propiónico junto con una corriente de proceso de ácido acético que contiene menos de 400 ppm de ácido propiónico y menos de 1500 ppm de agua.
En la producción de ácido acético puede haber varios límites en la capacidad del sistema. Uno de tales límites es la cantidad de reactivos que pueden alimentarse al reactor. El aumento de la alimentación puede requerir aumentar la capacidad de las bombas para manejar el mayor rendimiento. La reconfiguración de las tuberías, los cimientos y los servicios públicos, así como el tiempo de inactividad de reconfiguración asociado, hace que el cambio a bombas de mayor capacidad sea económicamente poco atractivo. Además, estas bombas son típicamente bombas de alta presión que son más caras.
Sigue habiendo una necesidad de continuar mejorando la capacidad de producción de ácido acético. La presente invención proporciona tal necesidad.
SUMARIO DE LA INVENCIÓN
La presente invención se refiere a procesos para producir ácido acético a partir de monóxido de carbono y, en particular, a procesos mejorados, en donde se alimenta por lo menos un reactivo a un circuito de bombas de recirculación. Específicamente, el proceso de la presente invención comprende los pasos de hacer reaccionar monóxido de carbono con por lo menos un reactivo en un reactor que contiene un medio de reacción para producir un producto de reacción que comprende ácido acético, en donde el medio de reacción comprende agua, ácido acético, acetato de metilo, un promotor de halógeno, y un catalizador; extraer una parte del producto de la reacción a un circuito de bombas de recirculación; y alimentar una parte del por lo menos un reactivo al circuito de bombas de recirculación, en donde el por lo menos un reactivo se selecciona del grupo que consiste de metanol, acetato de metilo, formiato de metilo, éter dimetílico, y mezclas de los mismos. Preferiblemente, la parte del por lo menos un reactivo alimentado al circuito de bombas de recirculación es del 0,5% en peso al 20% en peso del por lo menos un reactivo alimentado al reactor. En una realización preferida, el proceso de la presente invención comprende además separar una parte restante del producto de reacción en un destellador en una corriente de reciclado líquida y una corriente de producto bruto que comprende ácido acético, el promotor de halógeno, acetato de metilo y agua; introducir por lo menos una parte de la corriente de reciclado líquida en el reactor a través de una o más bombas; y alimentar una parte de los reactivos en sentido ascendente de por lo menos una de las una o más bombas; en donde la corriente de reciclado líquida comprende por lo menos un reactivo. Preferiblemente, la parte el por lo menos un reactivo se alimenta a una parte inferior del destellador. En este caso, se prefiere además que la parte inferior del destellador esté por debajo de donde se alimenta el producto de la reacción al destellador. Alternativamente, la parte del por lo menos un reactivo se alimenta a la corriente de reciclado líquida. Preferiblemente, la parte del por lo menos un reactivo alimentado en sentido ascendente de la bomba es del 0,1% en peso al 50% en peso del por lo menos un reactivo alimentado al reactor. La realización preferida del proceso de la presente invención puede comprender además enfriar la parte del por lo menos un reactivo antes de la alimentación en sentido ascendente de la una o más bombas a una temperatura de 10° C a 30° C.
El medio de reacción comprende agua, ácido acético, acetato de metilo, un promotor de halógeno y un catalizador. Los reactivos se seleccionan preferiblemente del grupo que consiste de metanol, acetato de metilo, formiato de metilo, éter dimetílico y mezclas de los mismos.
Preferiblemente, el proceso de la invención comprende además capturar una o más corrientes de vapor obtenidas de la columna de fracciones volátiles, un sistema de eliminación de PRC, columna de fracciones no volátiles, columna de secado, decantadores, receptores superiores y/o recipientes de almacenamiento en una unidad de recuperación de ventilación; depurar la una o más corrientes de vapor con un solvente de depuración de depuración que comprende el por lo menos un reactivo para producir una corriente de recuperación; y alimentar por lo menos una parte de la corriente de recuperación en sentido ascendente de la por lo menos una de las una o más bombas.
BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS
La invención se describe en detalle a continuación con referencia a los dibujos adjuntos, en los que números similares designan partes similares.
La FIG. 1A ilustra un esquema ejemplar en el que por lo menos un reactivo se alimenta a un destellador (no entra dentro del alcance de las reivindicaciones).
La FIG. 1B ilustra un esquema ejemplar en el que una corriente de recuperación que comprende por lo menos un reactivo se alimenta a un destellador (no entra dentro del alcance de las reivindicaciones).
La FIG. 2A ilustra un esquema ejemplar en el que por lo menos un reactivo se alimenta a una corriente de reciclado líquida (no entra dentro del alcance de las reivindicaciones).
La FIG. 2B ilustra un esquema ejemplar en el que una corriente de recuperación que comprende por lo menos un reactivo se alimenta a una corriente de reciclado líquida (no entra dentro del alcance de las reivindicaciones). La FIG. 3A ilustra un esquema ejemplar en el que por lo menos un reactivo se alimenta a un circuito de bombas de recirculación.
La FIG. 3B ilustra un esquema ejemplar en el que una corriente de recuperación que comprende por lo menos un reactivo se alimenta a un circuito de bombas de recirculación.
DESCRIPCIÓN DETALLADA DE LA INVENCIÓN
Introducción
La presente invención se refiere de manera general a la producción de ácido acético alimentando por lo menos un reactivo a un circuito de bombas de recirculación. Los reactivos se seleccionan del grupo que consiste de metanol, acetato de metilo, formiato de metilo, éter dimetílico y/o mezclas de los mismos. Preferiblemente, el reactivo comprende metanol. En sentido ascendente de una bomba de reciclado del reactor se refiere a cualquier localización antes de la bomba que devuelve una corriente de reciclado líquida al reactor de carbonilación. Debe entenderse que un sistema de carbonilación puede comprender varias bombas de reciclado del reactor y los reactivos adicionales pueden alimentarse en sentido ascendente de cualquiera de esas bombas. El reactivo se alimenta a un circuito de bombas de recirculación. Las realizaciones de la presente invención permiten ventajosamente que el reactivo se introduzca en el proceso de carbonilación de metanol en una localización además del reactor de carbonilación. Sin querer estar limitados por una teoría particular, la presente invención mejora la producción general de ácido acético aumentando la cantidad de reactivos disponibles en el reactor de carbonilación.
En condiciones de funcionamiento de estado estacionario, la cantidad de reactivos que pueden alimentarse al reactor de carbonilación puede ser limitada. Una posible limitación puede ser la capacidad de las bombas de suministro para la alimentación. Por tanto, aunque el reactor puede tener capacidad para una producción aumentada, puede resultar difícil proporcionar la cantidad necesaria de alimentación. Las realizaciones de la presente invención pueden aumentar la cantidad total de reactivos proporcionados al reactor de carbonilación introduciendo reactivos en localizaciones distintas a través de la alimentación de suministro.
En una realización, la fuente de los reactivos pueden ser reactivos nuevos que se suministran al reactor de carbonilación. En algunas realizaciones, puede suministrarse una cantidad adicional de esos reactivos nuevos en sentido ascendente de una bomba. En la presente invención se suministra una cantidad adicional de esos reactivos nuevos a un circuito de bombas de recirculación.
En otra realización de la invención, se depura una corriente de ventilación con un solvente de depuración que comprende por lo menos un reactivo para recuperar componentes de bajo punto de ebullición. Esos componentes de bajo punto de ebullición, junto con el solvente de depuración, forman una corriente de retorno. La corriente de retorno puede usarse como fuente de reactivos y alimentarse a un destellador, una corriente de reciclado líquida y/o un circuito de bombas de recirculación.
Se cree que, sin estar limitado por ninguna teoría, la adición del por lo menos un reactivo de la manera descrita puede reducir ciertas impurezas, como acetaldehído y ácido propiónico, en el producto de ácido acético bruto. Una reducción de las impurezas puede mejorar aún más las eficiencias de separación y purificación. Se cree que las realizaciones de la presente invención aumentarán la concentración de acetato de metilo en el destellador de carbonilación, reduciendo de este modo la concentración de yoduro de hidrógeno desplazando la reacción de yoduro de hidrógeno con acetato de metilo a favor del yoduro de metilo, como se describe en la Ecuación 1 a continuación. Por consiguiente, la concentración reducida de yoduro de hidrógeno en el destellador reducirá la formación de acetaldehído como se describe en la Ecuación 2 a continuación. La reducción de acetaldehído en el sistema de carbonilación disminuye la formación de impurezas como compuestos reductores de permanganato (PRC) y ácido propiónico.
Ecuación 1: HI CH3OAc ^ CH3 I HOAc
Ecuación 2: [RhI3(CO)(COCH3)]- + HI ^ [RhL(CO)]- + CH3CHO
A continuación se describen realizaciones ilustrativas de la invención. En aras de la claridad, no todas las características de una implementación real se describen en esta memoria descriptiva. Por supuesto, se apreciará que en el desarrollo de cualquier realización real de este tipo, deben tomarse numerosas decisiones específicas de implementación para lograr los objetivos específicos de los desarrolladores, como el cumplimiento de las restricciones relacionadas con el sistema y relacionadas con el negocio, que variarán de una implementación a otra. Además, se apreciará que tal esfuerzo de desarrollo podría ser complejo y llevar mucho tiempo, pero sin embargo sería una tarea rutinaria para los expertos en la técnica que se beneficien de esta divulgación.
La presente invención puede apreciarse en relación con, por ejemplo, la carbonilación de metanol con monóxido de carbono en un sistema de reacción catalítica homogéneo que comprende un solvente de reacción, metanol y/o derivados reactivos del mismo, un catalizador del Grupo VIII, por lo menos una concentración finita de agua y opcionalmente una sal de yoduro.
Los catalizadores del Grupo VIII adecuados incluyen catalizadores de rodio y/o iridio. Cuando se utiliza un catalizador de rodio, el catalizador de rodio puede añadirse en cualquier forma adecuada de modo que el rodio esté en la solución catalizadora como una mezcla de equilibrio que incluye anión de [Rh(CO)2 I2]- como es bien conocido en la técnica. Las sales de yoduro mantenidas opcionalmente en las mezclas de reacción de los procesos descritos en la presente pueden estar en forma de una sal soluble de un metal alcalino o un metal alcalinotérreo o una sal de amonio o fosfonio cuaternario o mezclas de los mismos. En ciertas realizaciones, el copromotor del catalizador es yoduro de litio, acetato de litio o mezclas de los mismos. El copromotor de sal puede añadirse como una sal sin yoduro que generará una sal de yoduro. El estabilizador del catalizador de yoduro puede introducirse directamente en el sistema de reacción. Alternativamente, la sal de yoduro puede generarse in situ, ya que en las condiciones de funcionamiento del sistema de reacción, una amplia variedad de precursores de sal sin yoduro reaccionarán con yoduro de metilo o ácido yodhídrico en el medio de reacción para generar el estabilizador de sal de yoduro copromotor correspondiente. En algunas realizaciones, la concentración de catalizador de rodio en el medio de reacción líquido puede estar en el intervalo de 100 ppm a 6000 ppm. Para obtener detalles adicionales referentes a la catálisis de rodio y la generación de sales de yoduro, ver las Patentes de Estados Unidos N° 5.001.259; 5.026.908; 5.144.068; y 7.005.541.
Cuando se utiliza un catalizador de iridio, el catalizador de iridio puede comprender cualquier compuesto que contenga iridio que sea soluble en la composición de reacción líquida. El catalizador de iridio puede añadirse a la composición de reacción líquida para la reacción de carbonilación en cualquier forma adecuada que se disuelva en la composición de reacción líquida o que sea convertible en una forma soluble. Ejemplos de compuestos que contienen iridio adecuados que pueden añadirse a la composición de reacción líquida incluyen: IrCh, IrI3 , IrBr3, [Ir(CO)2 I]2 , [Ir(CO)2Cl]2, [Ir(CO)2Br]2 , [Ir(CO)2 I2]-H+, [Ir(CO)-2Br2]-H+, [Ir(CO)2 L]-H+ , [Ir(CH3)I3(CO)2]-H+, Ir4(CO)12, IrCl3^3H2O, IrBr3^3H2O, Ir4(Co)12, iridio metálico, Ir2O3 , Ir(acac)(CO)2, Ir(acac)3 , acetato de iridio, [Ir3O(OAc)6(H2O)3][OAc] y ácido hexacloroirídico [H2 IrCl6]. Los complejos de iridio libres de cloruro como acetatos, oxalatos y acetoacetatos se emplean habitualmente como materias primas. La concentración de catalizador de iridio en la composición de reacción líquida puede estar en el intervalo de 100 a 6000 ppm. La carbonilación de metanol usando catalizador de iridio es bien conocida y se describe de manera general en las Patentes de Estados Unidos N25.942.460; 5.932.764; 5.883.295; 5.877.348; 5.877.347; y 5.696.284.
Generalmente se usa un cocatalizador/promotor de halógeno en combinación con el componente catalizador de metal del Grupo VIII. Se prefiere el yoduro de metilo como promotor de halógeno. Preferiblemente, la concentración de promotor de halógeno en la composición de reacción líquida está en el intervalo del 1 al 50% en peso, preferiblemente del 2 al 30% en peso.
El promotor de halógeno puede combinarse con un compuesto estabilizador/copromotor de sal, que puede incluir sales de un metal del Grupo IA o Grupo IIA, un amonio cuaternario, una sal de fosfonio o mezclas de los mismos. Son particularmente preferidas las sales de yoduro o acetato, por ejemplo, yoduro de litio o acetato de litio.
Pueden usarse otros promotores y copromotores como parte del sistema catalítico de la presente invención como se describe en la Patente de Estados Unidos N° 5.877.348. Los promotores adecuados se seleccionan de rutenio, osmio, tungsteno, renio, zinc, cadmio, indio, galio, mercurio, níquel, platino, vanadio, titanio, cobre, aluminio, estaño, antimonio y más preferiblemente se seleccionan de rutenio y osmio. Los copromotores específicos se describen en la Patente de Estados Unidos N° 6.627.770.
Un promotor puede estar presente en una cantidad eficaz hasta el límite de su solubilidad en la composición de reacción líquida y/o cualquier corriente de proceso líquida reciclada al reactor de carbonilación desde la etapa de recuperación de ácido acético. Cuando se usa, el promotor está adecuadamente presente en la composición de reacción líquida en una relación molar de promotor a catalizador metálico de 0,5:1 a 15:1, preferiblemente de 2:1 a 10:1, más preferiblemente de 2:1 a 7,5:1. Una concentración de promotor adecuada es de 400 a 5000 ppm.
En una realización, la temperatura de la reacción de carbonilación en el primer reactor 103 es preferiblemente de 150° C a 250° C, por ejemplo, de 155° C a 235° C, o de 160° C a 220° C. La presión de la reacción de carbonilación es de 10 a 200 bares, preferiblemente de 10 a 100 bares y lo más preferible de 15 a 50 bares. El ácido acético se fabrica típicamente en una reacción en fase líquida a una temperatura de aproximadamente 160 a 220°C y una presión total de aproximadamente 15 a aproximadamente 50 bar.
El sistema de separación controla preferiblemente el contenido de agua y ácido acético en el reactor, así como en todo el sistema y, opcionalmente, controla la eliminación de compuestos reductores de permanganato (PRC). Los PRC pueden incluir, por ejemplo, compuestos como acetaldehído, acetona, metiletilcetona, butiraldehído, crotonaldehído, 2-etilcrotonaldehído, 2-etilbutiraldehído y similares, y los productos de condensación aldólica de los mismos.
Generalmente, un sistema de carbonilación de la presente invención comprende una zona de reacción 100 y una zona de purificación (no mostrada). Las FIGS. 1A-3B muestran una zona de reacción ejemplar 100 de un sistema de carbonilación para la producción de ácido acético, por lo que las FIGS. 3A y 3B no son de acuerdo con las realizaciones de la presente invención. Además, los sistemas de carbonilación adicionales que pueden usarse con realizaciones de la presente invención incluyen los descritos en las Patentes de Estados Unidos N°. 7.223.886, 7.005.541, 6.6657.078, 6.339.171, 5.731.252, 5.144.068, 5.026.908, 5.001.259, 4.994.608, y las Publicaciones de Estados Unidos N22008/0287706, 2008/0293966, 2009/0107833, 2009/0270651. Debe entenderse que la zona de reacción 100 mostrada es ejemplar y que pueden usarse otros componentes dentro del alcance de la presente invención.
En referencia a las FIGS. 1A y 2A, la zona de reacción 100 comprende la corriente de alimentación de monóxido de carbono 101, la corriente de alimentación del reactivo 102, el reactor 103, la unidad de recuperación del reactor 104, el destellador 120 y la bomba de reciclado del reactor 121. En las FIGS. 1B, 2B, y 3B, además de la zona de reacción 100, el sistema de carbonilación también comprende la unidad de recuperación de ventilación 130, la alimentación de corriente de ventilación 131 y la alimentación de solvente de depuración 132. En las FIGS. 3A y 3B, la zona de reacción 100 comprende además un circuito de bombas de recirculación 140 de acuerdo con la presente invención.
El monóxido de carbono y por lo menos un reactivo son alimentados continuamente por las corrientes de alimentación 101 y 102, respectivamente, al reactor 103. La corriente de alimentación del reactivo 102 puede suministrarse a través de una o más bombas de alta presión (no mostradas). En algunas realizaciones, las bombas de alta presión operan a una presión de descarga que es mayor que la presión de funcionamiento dentro del reactor 103. En algunas realizaciones, las bombas de alta presión operan a una presión de descarga de 10 a 60 barg, preferiblemente de 15 a 55 barg. La corriente de alimentación del reactivo 102 puede suministrar por lo menos un reactivo seleccionado del grupo que consiste de metanol, acetato de metilo, formiato de metilo, éter dimetílico y/o mezclas de los mismos, al reactor 103. En realizaciones preferidas, la corriente de alimentación de reactivo 102 puede suministrar metanol y acetato de metilo. Opcionalmente, la corriente de alimentación de reactivo 102 puede conectarse a uno o más recipientes (no mostrados) que almacenan reactivos nuevos para el proceso de carbonilación. Además, aunque no se muestra, puede haber un recipiente de almacenamiento de yoduro de metilo y/o un recipiente de catalizador conectado al reactor 103 para suministrar yoduro de metilo nuevo y catalizador según sea necesario para mantener las condiciones de reacción.
Pueden alimentarse una o más corrientes de alimentación de reciclado 125, preferiblemente de la zona de reacción 101, al reactor 103. Aunque una corriente de alimentación de reciclado se muestra como la corriente 125, puede haber múltiples corrientes que se alimentan por separado al reactor 103. En otra realización, una o más corrientes de alimentación de reciclado de la zona de purificación (no mostradas) también pueden alimentarse al reactor 103. Las corrientes de alimentación de reciclado pueden comprender los componentes del medio de reacción, así como catalizador residual y/o arrastrado y ácido acético. Opcionalmente, puede haber por lo menos una corriente de agua dulce (no mostrada) que puede alimentarse al reactor 103.
En una realización preferida, el reactor 103 es un reactor de carbonilación en fase líquida. El reactor 103 es preferiblemente un recipiente con agitación o un recipiente de tipo columna de burbujas, con o sin un agitador, dentro del cual se mantiene el contenido de líquido o lechada de reacción, preferiblemente automáticamente, a un nivel predeterminado, que preferiblemente permanece sustancialmente constante durante el funcionamiento normal. En el reactor 103, se introducen continuamente metanol nuevo de la corriente de alimentación 102, corriente de alimentación de monóxido de carbono 101 y corrientes de reciclado 125, junto con corrientes de yoduro de metilo opcionales, corrientes de catalizador y/o corrientes de agua, según sea necesario para mantener por lo menos una concentración de agua del 0,1% en peso al 14% en peso en el medio de reacción.
En un proceso de carbonilación típico, se introduce continuamente monóxido de carbono en el reactor de carbonilación, deseablemente debajo del agitador, que puede usarse para agitar el contenido. Preferiblemente, la alimentación gaseosa se dispersa exhaustivamente a través del líquido de reacción mediante este medio de agitación. Una corriente de purga gaseosa 106 se descarga desde el reactor 103 para evitar la acumulación de subproductos gaseosos y para mantener una presión parcial de monóxido de carbono establecida a una presión total dada del reactor. La temperatura del reactor puede controlarse y la alimentación de monóxido de carbono se introduce a una velocidad suficiente para mantener la presión del reactor total deseada. La corriente de purga gaseosa 106 puede depurarse con ácido acético y/o metanol en la unidad de recuperación 104 para recuperar los componentes de bajo punto de ebullición. La corriente de purga gaseosa 106 puede condensarse y alimentarse a una unidad de recuperación 104 que puede devolver los componentes de bajo punto de ebullición 108 a la parte superior del reactor 103. Los componentes de bajo punto de ebullición 108 pueden comprender acetato de metilo y/o yoduro de metilo. El monóxido de carbono en la corriente de purga gaseosa 106 puede purgarse en la línea 107 o alimentarse a través de la línea 107' a la base del destellador 120 para mejorar la estabilidad del rodio.
El producto de carbonilación se extrae del reactor de carbonilación 103 a una velocidad suficiente para mantener un nivel constante en el mismos y se proporciona a un destellador 120 a través de la corriente 105. En el destellador 120, el producto de la carbonilación se separa en un paso de separación de destellador con o sin la adición de calor para obtener una corriente de producto bruta 122 que comprende ácido acético, y una corriente de reciclado líquida 123. La corriente de reciclado líquida 123 comprende una solución que contiene catalizador que se recicla preferiblemente al reactor a través de la corriente 125 usando la bomba de reciclado del reactor 121. En lagunas realizaciones, la bomba de reciclado del reactor 121 opera a una presión de descarga que es mayor que la presión de funcionamiento dentro del reactor 103. En algunas realizaciones, la bomba de reciclado del reactor 121 funciona a una presión de descarga de 10 a 60 barg, preferiblemente 15 a 55 barg. La solución que contiene catalizador contiene predominantemente ácido acético, el catalizador de rodio y la sal de yoduro, junto con cantidades menores de acetato de metilo, yoduro de metilo y agua, como se ha analizado anteriormente. La corriente de producto bruto 122 comprende ácido acético, yoduro de metilo, acetato de metilo, agua, metanol y PRC. La corriente de producto bruto 122 del destellador 120 se dirige a una zona de purificación (no mostrada) para su separación y purificación adicionales.
Una zona de purificación (no mostrada) para usar con la presente invención puede comprender una columna de fracciones volátiles, una columna de secado, una o más columnas para la eliminación de PRC, lechos de protección, depuradores/absorbentes de ventilación y/o columnas de fracciones no volátiles. Las columnas de eliminación de p Rc se describen en las Patentes de Estados Unidos N° 6.143.930, 6.339.171, y 7.223.886, y las Publicaciones de Estados Unidos N° 2005/0197513, 2006/0247466, y 2006/0293537. Los lechos de protección se describen en las Patentes de Estados Unidos N° 4.615.806, 4.894.477, y 6.225.498.
En una realización, el reactivo puede alimentarse de una fuente nueva, como la fuente de alimentación para el reactor de carbonilación. En la FIG. 1A, el reactivo nuevo de la corriente de alimentación del reactivo 102 se alimenta a través de la línea 124 al destellador 120. En realizaciones opcionales, la corriente 124 puede obtenerse de una fuente separada de reactivos que la corriente de alimentación 102 para el reactor 103. En una realización (que no entra dentro del alcance de las reivindicaciones), una parte de los reactivos se alimenta a una parte inferior del destellador 120 a través de la corriente 124. Preferiblemente, la corriente 124 se enfría a una temperatura de menos de 60°C, por ejemplo, menos de 40°C o menos de 30°C. La corriente de enfriamiento 124 puede permitir ventajosamente un caudal aumentado a través de la bomba de reciclado del reactor 121, enfriando marginalmente de forma neta toda la corriente de reciclado líquida 123 y mejorando la altura de succión positiva neta disponible (NPSHa) para la succión de la bomba.
En algunas realizaciones (que no entran dentro del alcance de las reivindicaciones), la corriente 124 se alimenta al destellador 120 en un punto por debajo donde la corriente del producto de carbonilación 105 entra en el destellador. Preferiblemente, la corriente 124 entra en el destellador 120 en un punto por debajo de la superficie del líquido contenido dentro del destellador 120, similar a la línea 107' desde la unidad de recuperación 104. Esto puede permitir que el contenido de la corriente 124 se mezcle adiabáticamente con el líquido reciclado en corriente 123 sin ser transportada a la corriente de producto bruto de vapor 122 enviada a la zona de purificación. Las corrientes resultantes se combinan en el destellador 120, se dirigen a la bomba de reciclado del reactor 121 a través de la corriente 123, y se dirigen de vuelta al reactor 103 a través de la corriente de reciclado 125.
En términos de porcentaje en peso, la cantidad (tasa) de reactivos añadidos al área de la base del destellador 120 puede ser del 0,01% en peso al 20% en peso del caudal total del líquido que sale de la base del destellador 120, y más preferiblemente del 0,5% en peso al 8% en peso. En términos de los reactivos alimentados a la zona de reacción 100, el porcentaje en peso de los reactivos alimentados al destellador 120 puede ser del 0,1% al 50% de la cantidad total de reactivos alimentados a la zona de reacción 100 y más preferiblemente del 0,1% al 25%.
En algunas realizaciones (que no entran dentro del alcance de las reivindicaciones), también pueden alimentarse reactantes frescos a la corriente de reciclado líquida 123 a través de la línea 124 como se muestra en la FIG. 2A. Preferiblemente, la corriente 124 se alimenta a la corriente de reciclado líquida 123 en un punto en sentido ascendente de la bomba de reciclado del reactor 121. La corriente resultante se vuelve a alimentar al reactor 103 a través de la corriente de reciclado 125. Preferiblemente, los reactivos nuevos se añaden a través de la línea 124, los reactivos nuevos se añaden a la corriente de reciclado líquida 123 en sentido ascendente de la bomba de reciclado del reactor 121. En términos de porcentaje en peso, la cantidad de reactivos añadidos a la corriente de reciclado líquida 123 puede ser del 0,1% en peso al 20% en peso del peso total de la corriente de reciclado líquida 123, y más preferiblemente del 1% en peso al 10% en peso. En términos de los reactivos alimentados a la zona de reacción 100, el porcentaje en peso de reactivos alimentados a la línea de reciclado líquida 123 puede ser del 0,1% al 50% de la cantidad total de reactivos alimentados a la zona de reacción 100 y más preferiblemente del 0,1% al 25%.
Aunque una corriente de reciclado líquida 123 y la bomba de reciclado del reactor 121 se muestran en la FIG. 2A, en algunas realizaciones, puede haber múltiples corrientes de reciclado líquidas y/o bombas 121. Por ejemplo, una parte de la corriente de reciclado líquida puede separarse y devolverse al reactor a través de una bomba secundaria de alta carga dinámica total (TDH). Los reactivos pueden alimentarse a la parte separada de la corriente de reciclado líquida.
En otra realización, los reactivos nuevos también pueden alimentarse a un circuito de bombas de recirculación 140 como se muestra en la FIG. 3A. Una parte de la corriente 105 se dirige a una bomba 141, en la que la parte se devuelve al reactor 103. El circuito de bombas de recirculación 140 también puede comprender uno o más intercambiadores de calor. En una realización, el circuito de bombas de recirculación puede controlar el calor de la reacción de carbonilación exotérmica. En la FIG. 3A, pueden añadirse reactivos nuevos a través de la línea 124 a cualquier parte del circuito de bombas de recirculación 140, pero preferiblemente se añaden en sentido descendente de la bomba 141 para evitar que los reactivos, en particular metanol, parpadeen en la succión de la bomba del circuito de bombas de recirculación 140. La bomba 141 puede ser una bomba de altura dinámica total baja. En otras realizaciones, el circuito de bombas de recirculación puede conectarse al reactor 103, como los descritos en la Patente de Estados Unidos N° 7.465.823. Sin querer estar limitado a una teoría en particular, la introducción de reactivos en el circuito de bombas de recirculación 140 aumenta la actividad de reacción con el monóxido de carbono en el circuito, aumentando de este modo la energía en el circuito de bombas de recirculación que puede recuperarse mediante un intercambiador de calor (no mostrado) y dirigirse a otras localizaciones dentro del proceso de producción de ácido acético y/u otros procesos.
En términos de porcentaje en peso, la cantidad de reactivos añadidos al circuito de bombas de recirculación 140 puede ser del 0,05% en peso al 5% en peso del peso total del circuito de bombas de recirculación 140, y más preferiblemente del 0,5% en peso al 2% en peso. En términos de los reactivos alimentados a la zona de reacción 100, el porcentaje en peso de los reactivos alimentados al circuito de bombas de recirculación 140 puede ser del 0,1 al 25% de la cantidad total de reactivos alimentados a la zona de reacción 100 y más preferiblemente del 0,5% al 20%.
En otras realizaciones, los reactivos pueden suministrarse como parte de una corriente procesada, como una corriente de recuperación de un depurador/absorbedor de ventilación. En referencia a las FIGS. 1B, 2B y 3B, se muestra una corriente de vapor 131 que es capturada por la unidad de recuperación de ventilación 130 para producir una corriente de recuperación 134 y una corriente de purga gaseosa 133. Se alimenta un solvente de depuración a la unidad de recuperación de ventilación 130 a través de la corriente 132. En una realización, el solvente de depuración comprende por lo menos un reactivo seleccionado del grupo que consiste de metanol, acetato de metilo, formiato de metilo, éter dimetílico y/o mezclas de los mismos. En una realización, el solvente de depuración se toma de los reactantes nuevos alimentados al reactor 103. La corriente de recuperación 134 comprende un solvente de depuración y componentes de bajo punto de ebullición, como yoduro de metilo. En la FIG. 1B la corriente de recuperación 134 se alimenta al destellador 120 como se ha descrito anteriormente en la FIG. 1A. La corriente de recuperación también puede alimentarse a la corriente de reciclado líquida 123 como se muestra en la FIG. 2B similar a FIG. 2A. Además, la corriente de recuperación también puede alimentarse al circuito de bombas de recirculación 140 como se muestra en la FIG. 3B similar a la FIG. 3A.
Por supuesto, debe entenderse que los reactivos nuevos así como los reactivos en la corriente de recuperación pueden coalimentarse en sentido ascendente de la bomba de reciclado del reactor 121 y/o al circuito de bombas de recirculación. Por ejemplo, los reactivos nuevos que comprenden metanol pueden alimentarse al destellador como se muestra en la FIG. 1A y combinarse con una corriente de recuperación que comprende metanol que se alimenta a la corriente de reciclado líquida como se muestra en la FIG. 2B.
Aunque solo se muestra una corriente de vapor 131, un proceso de la presente invención puede comprender una o más corrientes de vapor. Las una o más corrientes de vapor 131 pueden tomarse de cualquier lugar del sistema, incluyendo pero no limitado a, la zona de reacción 100 o la zona de purificación. En la zona de purificación hay varias localizaciones que producen una corriente de vapor que puede depurarse. Estas localizaciones incluyen la columna de fracciones volátiles, el sistema de eliminación de PRC, la columna de fracciones no volátiles, y la columna de secado, así como los decantadores, los receptores superiores y los recipientes de almacenamiento.
En algunas realizaciones, el solvente de depuración se enfría a una temperatura de menos de 25° C antes de ser alimentado a la unidad de recuperación de ventilación 130, y preferiblemente a menos de 20° C. La corriente de recuperación 134 tiene preferiblemente una temperatura que es menos de 40° C, por ejemplo, menos de 30° C o menos de 25° C. Sin estar limitado por ninguna teoría particular, la alimentación del por lo menos un reactivo a una temperatura de menos de 40° C a la corriente de reciclado líquida de destellador ayuda a estabilizar el catalizador presente en solución en la corriente de destino. En una realización, la corriente de recuperación 134 se añade en sentido ascendente de la bomba de reciclado del reactor 121 para enfriar la corriente de reciclado líquida 123.
Un experto en la técnica que tenga el beneficio de esta divulgación puede diseñar y operar las columnas de destilación descritas en la presente para lograr los resultados deseados de la presente invención. Tales esfuerzos, aunque posiblemente consuman mucho tiempo y sean complejos, serían, no obstante, rutinarios para un experto en la técnica que tenga el beneficio de esta divulgación. Por consiguiente, la puesta en práctica de esta invención no se limita necesariamente a las características específicas de una columna de destilación en particular o las características de funcionamiento de la misma, como el número total de etapas, el punto de alimentación, la relación de reflujo, la temperatura de alimentación, la temperatura de reflujo, el perfil de temperatura de la columna, y similares.

Claims (10)

REIVINDICACIONES
1. Un proceso para producir ácido acético, que comprende los pasos de:
hacer reaccionar monóxido de carbono con por lo menos un reactivo en un reactor que contiene un medio de reacción para producir un producto de reacción que comprende ácido acético, en donde el medio de reacción comprende agua, ácido acético, acetato de metilo, un promotor de halógeno y un catalizador;
extraer una parte del producto de la reacción a un circuito de bombas de recirculación; y
alimentar una parte del por lo menos un reactivo al circuito de bombas de recirculación, en donde el por lo menos un reactivo se selecciona del grupo que consiste de metanol, acetato de metilo, formiato de metilo, éter dimetílico y mezclas de los mismos.
2. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1, en el que la parte del por lo menos un reactivo alimentado al circuito de bombas de recirculación es del 0,5% en peso al 20% en peso del por lo menos un reactivo alimentado al reactor.
3. Un proceso de acuerdo con la reivindicación 1, que comprende además los pasos de:
separar una parte restante del producto de reacción en un destellador en una corriente de reciclado líquida y una corriente de producto bruto que comprende ácido acético, el promotor de halógeno, acetato de metilo y agua; introducir por lo menos una parte de la corriente de reciclado líquida en el reactor a través de una o más bombas; y
alimentar una parte del por lo menos un reactivo en sentido ascendente del por lo menos una de las una o más bombas,
en donde la corriente de reciclado líquida comprende por lo menos un reactivo.
4. El proceso de acuerdo con la reivindicación 3, en el que la parte del por lo menos un reactivo se alimenta a la parte inferior del destellador.
5. El proceso de acuerdo con la reivindicación 4, en el que la parte inferior del destellador está por debajo de donde se alimenta el producto de la reacción al destellador.
6. El proceso de acuerdo con la reivindicación 3, en el que la parte del por lo menos un reactivo se alimenta a la corriente de reciclado líquida.
7. El proceso de acuerdo con la reivindicación 3, en el que la parte del por lo menos un reactivo alimentado en sentido ascendente de la bomba es del 0,1% en peso al 50% en peso del por lo menos un reactivo alimentado al reactor.
8. El proceso de acuerdo con la reivindicación 3, que además enfriar comprende la parte del por lo menos un reactivo antes de alimentar en sentido ascendente de una o más bombas a una temperatura de 10° C a 30° C.
9. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1 o 3, en el que el por lo menos un reactivo es metanol.
10. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1 o 3, en el que el proceso comprende además:
capturar una o más corrientes de vapor obtenidas de una columna de fracciones volátiles, sistema de eliminación de PRC, columnas de fracciones no volátiles, columna de secado, decantadores, receptores superiores y/o recipientes de almacenamiento en una unidad de recuperación de ventilación;
depurar la una o más corrientes de vapor con un solvente de depuración que comprende el por lo menos un reactivo para producir una corriente de recuperación; y
alimentar por lo menos una parte de la corriente de recuperación en sentido ascendente de por lo menos una de las una o más bombas.
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