一种甲酸甲酯水解生产甲酸的方法.pdf

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1、(10)授权公告号 CN 102617321 B (45)授权公告日 2014.05.07 CN 102617321 B (21)申请号 201210062994.0 (22)申请日 2012.03.12 C07C 53/02(2006.01) C07C 51/09(2006.01) C07C 51/44(2006.01) C07C 31/04(2006.01) C07C 29/09(2006.01) C07C 29/80(2006.01) (73)专利权人 浙江大学 地址 310058 浙江省杭州市西湖区余杭塘路 388 号 (72)发明人 王成习 汲银平 (74)专利代理机构 杭州求是专利。

2、事务所有限公 司 33200 代理人 周烽 EP 0717028 A1,1996.06.19, 说明书第 1 页 第 3 行至第 3 页第 47 行 . CN 101125795 A,2008.02.20,说明书第1页 第 1 段至第 7 页第 4 段 . CN 101481304 A,2009.07.15,说明书第1页 第 1 段至第 4 页最后一段 . CN 1086508 A,1994.05.11,说明书第1页第 1 段至第 8 页第 1 段 . 王成习 . 催化精馏塔内甲酸甲酯水解制甲酸 的研究 . 高校化学工程学报 .2006, 第 20 卷 ( 第 6 期 ),898-903. (。

3、54) 发明名称 一种甲酸甲酯水解生产甲酸的方法 (57) 摘要 本发明公开了一种甲酸甲酯水解生产甲酸的 方法， 该方法将两级反应器排出的物料分别送至 第一精馏塔的中上部和中下部， 在两股进料位置 之间侧线采出富含甲醇的物料进入第二精馏塔进 行深度分离， 产品甲酸和甲醇分别在两座精馏塔 底获得。该方法充分利用了各组分在精馏塔内浓 度分布的规律， 在第一精馏塔内最大限度地促进 了水解反应并抑制了酯化反应， 可实现较高的单 程水解转化率。与传统的先反应再精馏分离的工 艺相比， 在水酯进料摩尔比 2-3:1 的条件下单程 转化率可从 20% 提高至 40-50%， 甲酸甲酯循环量 及能量消耗均显著降。

4、低， 可节能 30% 左右， 在简化 工艺的基础上可实现了显著的经济效益。 (51)Int.Cl. (56)对比文件 审查员 张建英 权利要求书 1 页 说明书 6 页 附图 1 页 (19)中华人民共和国国家知识产权局 (12)发明专利 权利要求书1页 说明书6页 附图1页 (10)授权公告号 CN 102617321 B CN 102617321 B 1/1 页 2 1. 一种甲酸甲酯水解生产甲酸的方法， 其特征在于， 该方法包括以下步骤 ： （1） 根据生产任务要求确定单位时间需处理的新鲜甲酸甲酯原料的流量， 按水酯进料 摩尔比 2-3:1 计算需要的总原料水的流量 ； （2） 新鲜甲酸。

5、甲酯原料通过甲酸甲酯原料泵送至甲酸甲酯原料加热器加热到 80-120 后送入一级反应器， 原料水通过输水泵送至原料水加热器也加热到 80-120后分为二级 反应器原料水与一级反应器原料水两部分， 二级反应器原料水与一级反应器原料水比例为 1-3:1 ； 一级反应器原料水送入一级反应器， 二级反应器原料水送入二级反应器 ； 新鲜甲酸 甲酯原料和一级反应器原料水在反应器压力 0.5-1.5MPa 下发生水解反应， 水解产物送至 第一精馏塔的从上向下第12-18块理论板处 ； 第一精馏塔理论板数为18-30块， 操作压力为 0-0.3MPa， 侧线采出口设在第一精馏塔从上向下第 8-13 块理论板处。

6、 ； 调节一塔再沸器加热 蒸汽的流量， 控制第一精馏塔的塔底温度 110-160， 使第一精馏塔的塔底为不含甲酸甲酯 和甲醇的纯甲酸水溶液 ； 甲酸水溶液从第一精馏塔的塔底排出 ； 第一精馏塔内上升蒸汽进 入一塔冷凝器， 冷凝后按回流比为 1-4 进行操作 ； 塔顶获得未水解的甲酸甲酯送至循环甲 酸甲酯物料泵， 侧线采出富含甲醇的汽相物料送入第二精馏塔 ； （3） 将第一精馏塔侧线采出的汽相物料送入第二精馏塔从上向下第 8-16 块理论板处 ； 第二精馏塔理论板数为 18-30 块， 操作压力为 0-0.3MPa ； 调节二塔再沸器加热蒸汽的流量， 控制第二精馏塔的塔底温度 65-115， 使。

7、第二精馏塔的塔底为不含甲酸甲酯的纯甲醇水溶 液 ； 甲醇水溶液从第二精馏塔的塔底排出 ； 第二精馏塔内上升蒸汽进入二塔冷凝器， 冷凝 后按回流比为 1-4 进行操作， 第一精馏塔侧线带出的甲酸甲酯和在第二精馏塔中再酯化生 成的甲酸甲酯从第二精馏塔的塔顶送至循环甲酸甲酯物料泵， 与第一精馏塔塔顶获得的未 水解的甲酸甲酯混合， 形成循环甲酸甲酯物料 ； （4） 循环甲酸甲酯物料泵将第一精馏塔和第二精馏塔塔顶送来的循环甲酸甲酯物料送 至循环甲酸甲酯物料加热器加热到 80-120后送入二级反应器后， 和二级反应器原料水在 反应器压力 0.5-1.5MPa 下发生水解反应， 水解产物送至第一精馏塔从上向。

8、下第 3-7 块理 论板处。 2. 根据权利要求 1 所述甲酸甲酯水解生产甲酸的方法， 其特征在于， 所述一级反应器 和二级反应器均为以甲酸为自催化剂的管式均相反应器， 第一精馏塔和第二精馏塔为常用 的板式塔或填料塔。 权 利 要 求 书 CN 102617321 B 2 1/6 页 3 一种甲酸甲酯水解生产甲酸的方法 技术领域 0001 本发明涉及一种甲酸的生产方法， 尤其涉及一种碳一化工生产中以 CO 和甲醇为 原料羰基化合成甲酸甲酯， 并进一步水解生产甲酸的方法。 背景技术 0002 甲酸是一种重要的 C1 化工原料， 其生产方法主要有甲酸钠法和甲酸甲酯水解法。 甲酸钠法是较早的生产方法。

9、， 存在生产工艺落后、 成本高、 环境污染严重且难以大规模连续 生产等问题， 仅适用于小型化工生产。 0003 甲酸甲酯水解法是目前普遍采用的连续化生产方法， 是将甲酸甲酯先水解为甲酸 和甲醇， 再将水解产物精馏分离的传统方法。 由于甲酸甲酯水解平衡常数较低 （反应温度下 为0.2左右） ， 反应生成的甲酸和甲醇在精馏分离过程中很容易发生再酯化反应又重新生成 甲酸甲酯， 从而使得生产中单程净水解率很低， 现有生产工艺在原料水酯摩尔比 2-3:1 条 件下单程水解率不超过 20%。后续的工艺需将大量未水解的甲酸甲酯进一步分离提纯后再 循环使用， 导致负荷较大， 能耗较高。 0004 近年来， 国。

10、内外对甲酸甲酯水解工艺进行了大量的研究。美国专利 US4299981A 讲述了在水解混合物进入精馏塔之前先进入闪蒸罐闪蒸， 而后精馏塔在负压下操作， 使得 塔的操作温度降低以抑制甲酸和甲醇的再酯化。但压力的降低会导致塔顶冷凝温度大幅 下降， 需要消耗大量低温冷媒。美国专利 US4218568A 描述了一种在弱碱性叔胺存在下甲 酸甲酯水解生产甲酸的工艺， 该叔胺与甲酸形成一种类似离子键的作用力， 可打破甲酸甲 酯水解平衡将单程转化率提高到 64%， 但需要进一步分离叔胺造成工艺复杂。美国专利 US6429333 利用离子交换床中固体交换材料的催化和吸附属性水解甲酸甲酯， 并用洗脱剂 带出甲醇来提。

11、高水解率， 但离子交换床性能较为复杂， 不易于操作。 中国专利CN101481304A 提出了利用强酸性离子交换树脂作催化剂在催化精馏塔内水解甲酸甲酯生产甲酸的工艺， 该专利工艺流程短， 在优化条件下操作可以使甲酸甲酯水解的单程转化率达到 70-90%， 但 因催化剂的使用寿命和稳定性问题， 较难推广到大型化连续生产过程中。 0005 本发明以现在工业生产中所存在的单程转化率低、 操作要求高等现实问题为依 据， 以提高甲酸甲酯水解的单程转化率和降低能耗为出发点， 提出了一种甲酸甲酯水解生 产甲酸的新工艺。 发明内容 0006 本发明的目的在于针对现有技术的不足， 提供一种甲酸甲酯水解生产甲酸的。

12、方 法， 该方法能够有效控制逆向酯化反应的发生率， 实现较高的单程水解转化率。 0007 本发明的目的是通过以下技术方案来实现的 ： 一种甲酸甲酯水解生产甲酸的方 法， 该方法包括以下步骤 ： 0008 （1） 根据生产任务要求确定单位时间需处理的新鲜甲酸甲酯原料的流量， 按水酯 进料摩尔比 2-3:1 计算需要的总原料水的流量 ； 说 明 书 CN 102617321 B 3 2/6 页 4 0009 （2）新鲜甲酸甲酯原料通过甲酸甲酯原料泵送至甲酸甲酯原料加热器加热到 80-120后送入一级反应器， 原料水通过输水泵送至原料水加热器也加热到 80-120后分 为二级反应器原料水与一级反应器。

13、原料水两部分， 二级反应器原料水与一级反应器原料水 比例为 1-3:1 ； 一级反应器原料水送入一级反应器， 二级反应器原料水送入二级反应器 ； 新 鲜甲酸甲酯原料和一级反应器原料水在反应器压力 0.5-1.5MPa 下发生水解反应， 水解产 物送至第一精馏塔的从上向下第12-18块理论板处 ； 第一精馏塔理论板数为18-30块， 操作 压力为 0-0.3MPa， 侧线采出口设在第一精馏塔从上向下第 8-13 块理论板处 ； 调节一塔再沸 器加热蒸汽的流量， 控制第一精馏塔的塔底温度 110-160， 使第一精馏塔的塔底为不含甲 酸甲酯和甲醇的纯甲酸水溶液 ； 甲酸水溶液从第一精馏塔的塔底排出。

14、 ； 第一精馏塔内上升 蒸汽进入一塔冷凝器， 冷凝后按回流比为 1-4 进行操作 ； 塔顶获得未水解的甲酸甲酯送至 循环甲酸甲酯物料泵， 侧线采出富含甲醇的汽相物料送入第二精馏塔 ； 0010 （3） 将第一精馏塔侧线采出的汽相物料送入第二精馏塔从上向下第 8-16 块理论 板处 ； 第二精馏塔理论板数为 18-30 块， 操作压力为 0-0.3MPa ； 调节二塔再沸器加热蒸汽 的流量， 控制第二精馏塔的塔底温度 65-115， 使第二精馏塔的塔底为不含甲酸甲酯的纯 甲醇水溶液 ； 甲醇水溶液从第二精馏塔的塔底排出 ； 第二精馏塔内上升蒸汽进入二塔冷凝 器， 冷凝后按回流比为 1-4 进行操。

15、作， 第一精馏塔侧线带出的甲酸甲酯和在第二精馏塔中 再酯化生成的甲酸甲酯从第二精馏塔的塔顶送至循环甲酸甲酯物料泵， 与第一精馏塔塔顶 获得的未水解的甲酸甲酯混合， 形成循环甲酸甲酯物料 ； 0011 （4） 循环甲酸甲酯物料泵将第一精馏塔和第二精馏塔塔顶送来的循环甲酸甲酯物 料送至循环甲酸甲酯物料加热器加热到 80-120后送入二级反应器后， 和二级反应器原料 水在反应器压力 0.5-1.5MPa 下发生水解反应， 水解产物送至第一精馏塔从上向下第 3-7 块理论板处。 0012 本发明的有益效果在于 ： 0013 （1） 本发明工艺简单， 水解产物之一的甲酸从第一精馏塔底采出， 另一产物甲醇。

16、则 全部从第二精馏塔底采出。 0014 （2） 本发明两台精馏塔顶采出的物料不需进行甲酸甲酯和甲醇的再分离， 可直接 循环至反应器参与反应， 物料中所含的少量甲醇可以使反应在均一液相中进行， 可提高水 解速率。 0015 （3） 本发明通过侧线采出甲醇来抑制精馏塔内的再酯化反应， 可实现较高的单程 水解转化率 （40-50%） ， 因而未水解的甲酸甲酯循环量大幅下降， 可降低整个系统的能量消 耗。计算表明， 采用本发明与当前工艺相比可节能 30% 左右。 0016 （4） 本发明操作方便， 反应器的原料配比可灵活掌握， 易于进行连续化大规模生 产。 附图说明 0017 图 1 是本发明的工艺流。

17、程简图 ； 0018 图中， 新鲜甲酸甲酯原料 1、 原料水 2、 循环甲酸甲酯物料 3、 甲酸甲酯原料泵 4、 输 水泵5、 循环甲酸甲酯物料泵6、 甲酸甲酯原料加热器7、 原料水加热器8、 循环甲酸甲酯物料 加热器 9、 一级反应器 10、 二级反应器 11、 第一精馏塔 12、 一塔冷凝器 13、 一塔再沸器 14、 侧 说 明 书 CN 102617321 B 4 3/6 页 5 线采出物料 15、 第二精馏塔 16、 二塔冷凝器 17、 二塔再沸器 18、 一塔底产品 19、 二塔底产品 20、 一级反应器原料水 21、 二级反应器原料水 22。 具体实施方式 0019 本发明提出的。

18、一种甲酸甲酯水解生产甲酸的方法， 包括以下步骤 ： 0020 1根据生产任务要求确定单位时间需处理的新鲜甲酸甲酯原料 1 的流量， 按水酯 进料摩尔比 2-3:1 计算需要的总原料水 2 的流量。 0021 2新鲜甲酸甲酯原料 1 通过甲酸甲酯原料泵 4 送至甲酸甲酯原料加热器 7 加热 到 80-120后送入一级反应器 10， 原料水 2 通过输水泵 5 送至原料水加热器 8 也加热到 80-120后分为二级反应器原料水 22 与一级反应器原料水 21， 二级反应器原料水 22 与一 级反应器原料水 21 比例为 1-3:1 ； 一级反应器原料水 21 送入一级反应器 10， 二级反应器 原。

19、料水 22 送入二级反应器 11。新鲜甲酸甲酯原料 1 和一级反应器原料水 21 在反应器压 力 0.5-1.5MPa 下发生水解反应， 水解产物送至第一精馏塔 12 的从上向下第 12-18 块理论 板处。第一精馏塔 12 理论板数为 18-30 块， 操作压力为 0-0.3MPa， 侧线采出口设在第一精 馏塔 12 从上向下第 8-13 块理论板处。调节一塔再沸器 14 加热蒸汽的流量， 控制第一精馏 塔12的塔底温度110-160， 使第一精馏塔12的塔底为不含甲酸甲酯和甲醇的纯甲酸水溶 液。甲酸水溶液从第一精馏塔 12 的塔底排出 ； 第一精馏塔 12 内上升蒸汽进入一塔冷凝器 13，。

20、 冷凝后按回流比为 1-4 进行操作。塔顶获得未水解的甲酸甲酯送至循环甲酸甲酯物料 泵 6， 侧线采出富含甲醇的汽相物料 15 送入第二精馏塔 16。 0022 3将第一精馏塔 12 侧线采出的汽相物料 15 送入第二精馏塔 16 从上向下第 8-16 块理论板处。第二精馏塔 16 理论板数为 18-30 块， 操作压力为 0-0.3MPa。调节二塔再沸器 18 加热蒸汽的流量， 控制第二精馏塔 16 的塔底温度 65-115， 使第二精馏塔 16 的塔底为 不含甲酸甲酯的纯甲醇水溶液。甲醇水溶液从第二精馏塔 16 的塔底排出。第二精馏塔 16 内上升蒸汽进入二塔冷凝器 17， 冷凝后按回流比。

21、为 1-4 进行操作， 第一精馏塔 12 侧线带出 的甲酸甲酯和在第二精馏塔16中再酯化生成的甲酸甲酯从第二精馏塔16的塔顶送至循环 甲酸甲酯物料泵 6。与第一精馏塔 12 塔顶获得的未水解的甲酸甲酯混合， 形成循环甲酸甲 酯物料 3。 0023 4循环甲酸甲酯物料泵 6 将第一精馏塔 12 和第二精馏塔 16 塔顶送来的甲酸甲 酯送至循环甲酸甲酯物料加热器9加热到80-120后送入二级反应器11后， 和二级反应器 原料水22在反应器压力0.5-1.5MPa 下发生水解反应， 水解产物送至第一精馏塔12从上向 下第 3-7 块理论板处。 0024 本发明中， 一级反应器 10 和二级反应器 1。

22、1 均可以为以甲酸为自催化剂的管式均 相反应器， 第一精馏塔 12 和第二精馏塔 16 均可以为常用的板式塔或填料塔。 0025 从第一精馏塔 12 侧线采出的物料可以是汽相， 也可以是液相， 优选为汽相。侧线 采出的汽相可以直接进入第二精馏塔 16， 也可以冷凝液化后再进入第二精馏塔 16。 0026 从第一精馏塔 12 塔底获得的甲酸水溶液中甲酸含量为 60-80wt%， 其余为水 ； 侧线 采出物料中含甲醇含量为 50-80wt%， 甲酸含量为 0.01-2wt%， 甲酸甲酯含量为 10-30wt%， 其 余为水 ； 在第二精馏塔 16 塔底获得的甲醇水溶液中甲醇含量为 70-90wt%。

23、， 其余为水。 0027 本发明中， 两级反应产物分别从第一精馏塔 12 的中下部和中上部进料。对于上部 说 明 书 CN 102617321 B 5 4/6 页 6 进料， 甲醇、 甲酸和水作为重组分向下聚集 ； 对于下部进料， 甲酸甲酯和甲醇又作为轻组分 向上聚集。两股进料的共同作用是在两进料口的中间区域形成一甲醇富集区。如将甲醇富 集区内的物料适时从塔内采出， 将使塔内各塔板液相中甲醇含量大大下降， 有利于促使甲 酸甲酯的进一步水解。 但在采出区附近由于甲醇的富集作用可能导致该处塔内发生逆向酯 化反应。 申请人经过大量实验发现， 通过侧线采出富含甲醇的汽相物料， 在整个塔内水解率 可显著。

24、大于再酯化率， 综合效果是塔内水解反应更占优势。 0028 为了防止采出的物料含有较多的甲酸， 可使侧线采出物料为汽相。但即便如此物 料中仍会含有少量的甲酸， 导致甲酸不能全部从第一精馏塔底采出。为了简化后续分离工 艺， 在第二精馏塔 16 中将带入的少量甲酸与甲醇发生酯化反应再生成甲酸甲酯， 连同侧线 物料自身带入的甲酸甲酯一起从第二精馏塔 16 的塔顶蒸出返回反应器， 从第二精馏塔 16 的塔底即可获得不含甲酸的甲醇水溶液。 0029 根据所述工艺， 采用本发明单程水解转化率可达 40-50%。优于当前传统工艺单程 水解转化率不高于 20% 的水平。 0030 下面通过具体实施例对本发明作。

25、进一步的描述， 但不应将本发明理解为仅适用于 以下案例。 0031 实施例 1 0032 如附图 1 所示， 流量为 2407kg/h 的水经输水泵 5 加压到 0.8MPa 后送入原料水加 热器 8 加热到 100， 分流成 1.64:1 分别送入二级反应器 11（水量 1494kg/h） 和一级反应 器 10（水量 913 kg/h） 。流量为 4140kg/h 的新鲜甲酸甲酯原料 （含甲酸甲酯为 98.5%， 甲 酸 0.5%， 水 1.0%） 经甲酸甲酯原料泵 4 加压到 0.8MPa 后送入甲酸甲酯原料加热器 7 加热 至 100进入一级反应器 10， 一级反应器排出的物料进入第一精。

26、馏塔 12 的第 12 块理论板 处 （该塔总理论板为 18） 。 0033 在第一精馏塔 12 的第 8 块理论板处汽相采出物料 15 进入第二精馏塔 16 的第 8 块理论板 （该塔总理论板为 18） 。两塔顶采出的循环甲酸甲酯物料 3 通过循环甲酸甲酯物 料泵 6 加压到 0.8MPa 送至循环甲酸甲酯物料加热器 9 加热到 100后送入二级反应器 11。 二级反应器排出的物料进入第一精馏塔 12 的第 3 块理论板处。 0034 第一精馏塔 12 塔顶压力为 0.12MPa （表压） ， 温度为 56.6， 回流比为 3 ； 第二精馏 塔 16 塔顶压力为 0.1MPa（表压） ， 温。

27、度为 53.5， 回流比为 3 ； 操作稳定后获得循环甲酸甲 酯物料 3 流量为 6670kg/h， 第一精馏塔底获得物料流量为 4109kg/h（甲酸含量 76.6wt%） ， 温度为 130-135， 第二精馏塔底获得物料流量为 2438kg/h（甲醇含量 89.2wt%） ， 温度为 84-88。 0035 根据物流结果， 实际水酯进料总摩尔比为 2:1， 原料水分配比为 1.64:1， 可得单程 总水解转化率为 39.4%。 0036 实施例 2 0037 如附图 1 所示， 流量为 2407kg/h 的水经输水泵 5 加压到 0.5MPa 后送入原料水加 热器 8 加热到 80， 分。

28、流成 1:1 分别送入二级反应器 11（水量 1204kg/h） 和一级反应器 10 （水量1203 kg/h） 。 流量为4140kg/h的新鲜甲酸甲酯原料 （含甲酸甲酯为98.5%， 甲酸0.5%， 水 1.0%） 经甲酸甲酯原料泵 4 加压到 0.5MPa 后送入甲酸甲酯原料加热器 7 加热至 80进 入一级反应器10， 一级反应器排出的物料进入第一精馏塔12的第18块理论板处 （该塔总理 说 明 书 CN 102617321 B 6 5/6 页 7 论板为 30） 。 0038 在第一精馏塔12的第13块理论板处汽相采出物料15进入第二精馏塔16的第16 块理论板 （该塔总理论板为30。

29、） 。 两塔顶采出的循环甲酸甲酯物料3通过循环甲酸甲酯物料 泵 6 加压到 0.5MPa 送至循环甲酸甲酯物料加热器 9 加热到 80后送入二级反应器 11。二 级反应器排出的物料进入第一精馏塔 12 的第 6 块理论板处。 0039 第一精馏塔12塔顶压力为0.3MPa （表压） ， 温度为76.7， 回流比为1.5 ； 第二精馏 塔 16 塔顶压力为 0.28MPa （表压） ， 温度为 74.5， 回流比为 1.5 ； 操作稳定后获得循环甲酸 甲酯物料3流量为7198kg/h， 第一精馏塔底获得物料流量为4145kg/h （甲酸含量75.9wt%） ， 温度为 150-155， 第二精馏。

30、塔底获得物料流量为 2402kg/h（甲醇含量 90.5wt%） ， 温度为 112-115。 0040 根据物流结果， 实际水酯进料总摩尔比为 2:1， 原料水分配比为 1:1， 可得单程总 水解转化率为 37.6%。 0041 实施例 3 0042 如附图 1 所示， 流量为 2887kg/h 的水经输水泵 5 加压到 1.2MPa 后送入原料水加 热器 8 加热到 120， 分流成 1.45:1 分别送入二级反应器 11（水量 1709kg/h） 和一级反应 器 10（水量 1178 kg/h） 。流量为 3972kg/h 的新鲜甲酸甲酯原料 （含甲酸甲酯为 98.5%， 甲 酸 0.5。

31、%， 水 1.0%） 经甲酸甲酯原料泵 4 加压到 1.2MPa 后送入甲酸甲酯原料加热器 7 加热 至 120进入一级反应器 10， 一级反应器排出的物料进入第一精馏塔 12 的第 16 块理论板 处 （该塔总理论板为 24） 。 0043 在第一精馏塔12的第11块理论板处汽相采出物料15进入第二精馏塔16的第13 块理论板 （该塔总理论板为 24） 。两塔顶采出的循环甲酸甲酯物料 3 通过循环甲酸甲酯物 料泵 6 加压到 1.2MPa 送至循环甲酸甲酯物料加热器 9 加热到 120后送入二级反应器 11。 二级反应器排出的物料进入第一精馏塔 12 的第 4 块理论板处。 0044 第一精。

32、馏塔 12 塔顶压力为 0.22MPa （表压） ， 温度为 68.8， 回流比为 3.5 ； 第二精 馏塔16塔顶压力为0.2MPa （表压） ， 温度为66.1， 回流比为3.5 ； 操作稳定后获得循环甲酸 甲酯物料3流量为5574kg/h， 第一精馏塔底获得物料流量为4455kg/h （甲酸含量67.7wt%） ， 温度为 140-145， 第二精馏塔底获得物料流量为 2404kg/h（甲醇含量 86.8wt%） ， 温度为 100-103。 0045 根据物流结果， 实际水酯进料总摩尔比为 2.5:1， 原料水分配比为 1.45:1， 可得单 程总水解转化率为 42.9%。 0046 。

33、实施例 4 0047 如附图 1 所示， 流量为 3485kg/h 的水经输水泵 5 加压到 0.8MPa 后送入原料水加 热器 8 加热到 100， 分流成 2:1 分别送入二级反应器 11（水量 2323kg/h） 和一级反应器 10（水量 1162 kg/h） 。流量为 3972kg/h 的新鲜甲酸甲酯原料 （含甲酸甲酯为 98.5%， 甲酸 0.5%， 水 1.0%） 经甲酸甲酯原料泵 4 加压到 0.8MPa 后送入甲酸甲酯原料加热器 7 加热至 100进入一级反应器 10， 一级反应器排出的物料进入第一精馏塔 12 的第 16 块理论板处 （该塔总理论板为 24） 。 0048 在。

34、第一精馏塔12的第11块理论板处汽相采出物料15进入第二精馏塔16的第13 块理论板 （该塔总理论板为 24） 。两塔顶采出的循环甲酸甲酯物料 3 通过循环甲酸甲酯物 说 明 书 CN 102617321 B 7 6/6 页 8 料泵 6 加压到 0.8MPa 送至循环甲酸甲酯物料加热器 9 加热到 100后送入二级反应器 11。 二级反应器排出的物料进入第一精馏塔 12 的第 4 块理论板处。 0049 第一精馏塔 12 塔顶压力为 0.22MPa （表压） ， 温度为 68.8， 回流比为 2 ； 第二精馏 塔 16 塔顶压力为 0.2MPa（表压） ， 温度为 66.1， 回流比为 2 。

35、； 操作稳定后获得循环甲酸甲 酯物料 3 流量为 4897kg/h， 第一精馏塔底获得物料流量为 4979kg/h（甲酸含量 60.7wt%） ， 温度为 138-143， 第二精馏塔底获得物料流量为 2478kg/h（甲醇含量 84.2wt%） ， 温度为 102-105。 0050 根据物流结果， 实际水酯进料总摩尔比为 3:1， 原料水分配比为 2:1， 可得单程总 水解转化率为 46.1%。 0051 实施例 5 0052 如附图 1 所示， 流量为 3485kg/h 的水经输水泵 5 加压到 0.6MPa 后送入原料水加 热器 8 加热到 90， 分流成 0.96:1 分别送入二级反。

36、应器 11（水量 1707kg/h） 和一级反应 器 10（水量 1778 kg/h） 。流量为 3972kg/h 的新鲜甲酸甲酯原料 （含甲酸甲酯为 98.5%， 甲 酸 0.5%， 水 1.0%） 经甲酸甲酯原料泵 4 加压到 0.6MPa 后送入甲酸甲酯原料加热器 7 加热 至 90进入一级反应器 10， 一级反应器排出的物料进入第一精馏塔 12 的第 16 块理论板处 （该塔总理论板为 24） 。 0053 在第一精馏塔12的第11块理论板处汽相采出物料15进入第二精馏塔16的第13 块理论板 （该塔总理论板为24） 。 两塔顶采出的循环甲酸甲酯物料3通过循环甲酸甲酯物料 泵 6 加压。

37、到 0.6MPa 送至循环甲酸甲酯物料加热器 9 加热到 90后送入二级反应器 11。二 级反应器排出的物料进入第一精馏塔 12 的第 4 块理论板处。 0054 第一精馏塔 12 塔顶压力为 0.22MPa （表压） ， 温度为 68.8， 回流比为 2.5 ； 第二精 馏塔16塔顶压力为0.2MPa （表压） ， 温度为66.1， 回流比为2.5 ； 操作稳定后获得循环甲酸 甲酯物料3流量为5712kg/h， 第一精馏塔底获得物料流量为5030kg/h （甲酸含量60.0wt%） ， 温度为 138-143， 第二精馏塔底获得物料流量为 2427kg/h（甲醇含量 86.0wt%） ， 温度为 100-103。 0055 根据物流结果， 实际水酯进料总摩尔比为 3:1， 原料水分配比为 0.96:1， 可得单程 总水解转化率为 42.3%。 说 明 书 CN 102617321 B 8 1/1 页 9 图 1 说 明 书 附 图 CN 102617321 B 9 。