CN100382866C - 热不稳定化合物的高负荷提纯 - Google Patents

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Abstract

公开了一种纯化热不稳定化合物的装置，包括：精馏段；有至少一块汽提塔板的汽提段；所述至少一块汽提塔板横跨所述精馏或汽提段的横截面积延伸并有塔板横截面积和多个蒸气可通过的开孔区，其中每个开孔区都有一个开孔横截面积，所有开孔横截面积之和在塔板横截面积的5%至50%的范围内，所述至少一块汽提塔板在装置运行过程中产生塔板压降，所述塔板压降在1mmHg至10mmHg的范围内，和所述至少一块汽提塔板在塔运行过程中有等于或大于20%的塔板效率。还公开了用所述装置提纯丙烯酸的方法。

Description

热不稳定化合物的高负荷提纯
发明领域
本发明涉及热敏性、不稳定、或反应性化合物的高负荷提纯所用方法和装置。
发明背景
通常试图用连续真空蒸馏或其它利用低压降塔板的气-液分离过程提纯热敏性、不稳定、或反应性化合物如丙烯酸。
分离热不稳定和反应性化合物中常用的已知蒸馏塔(单塔或多塔)存在水力学不稳定性、振荡和不可预见性。塔板干运行或有干点。这些塔和塔板存在聚合物沉积、流体旁路、水力学差、混合差、沟流和流动分布不均、液体渗漏和液-气接触差的现象。这些因素的任一或组合可导致塔板效率下降和塔性能差。
在分离过程中存在聚合物是个大问题。聚合物可能存在或沉积在塔板上，或整个塔的任何地方。气相冷凝、或液相聚合在任意内部塔表面上有相同的种晶机会。在塔的横向或纵向都可看到聚合物体积的大梯度。聚合物可在整个塔及附属设备内迁移。导致物流过滤器和泵被聚合物堵塞。这些塔必须经常清洗。维护和人工成本繁重，运行时间短。
传统的热敏材料的蒸馏过程中，已确定高温和/或高单板压降会增加不想要的聚合和造成效率损失、生产能力下降、设备损坏、高维护费和能耗增加等生产困难。可用阻聚剂减少聚合，但阻聚剂的成本是很可观的，还会降低产品纯度。鉴于这些问题，生产商通常采用较小直径的塔或多塔。此方法操作烦琐而且建设费用高。
上述水力学问题和聚合物问题降低塔板和塔效率，妨碍分离过程满足纯度要求。还造成过程控制困难，导致传感器数据不可靠，妨碍精确的过程模拟。
丙烯酸(反应性和热不稳定的工业上很重要的化合物)的生产商所采用的提纯方法在生产能力高时遇到包括但不限于上面所提到的那些问题。
发明概述
一实施方案中，本发明涉及一种分离装置，有精馏段；有至少一块汽提塔板的汽提段，其中所述汽提塔板横跨所述塔的横截面积延伸并有塔板横截面积和蒸气可通过的开孔区，其中每个开孔区都有一个开孔横截面积，所有开孔横截面积之和在塔板横截面积的约5％至约50％的范围内。所述汽提塔板在装置运行过程中产生塔板压降，所述塔板压降在约1mmHg(0.02psi)至约10mmHg(0.2psi)的范围内，所述汽提塔板在塔运行过程中有等于或大于20％的塔板效率。所述装置可有第一汽提塔板和第二汽提塔板，其中第一汽提塔板和第二汽提塔板被至少8in的垂直距离隔开。汽提塔板不必有降液管。
一实施方案中，本发明可用于提纯丙烯酸，可产生丙烯酸浓度大于50wt％的塔底物流。
本发明可通过用装置运行过程中能产生约4mmHg(0.08psi)至约6mmHg(0.12psi)范围内的塔板压降的一块塔板代替汽提段的至少两块塔板改造现有蒸馏塔实现。
再另一实施方案中，本发明可有一个有进料口、塔顶出口、塔底出口、回流入口和再沸器返流入口的蒸馏塔，该塔还有受塔内径限制的塔内横截面积。所述蒸馏塔可装有位于进料口上方的精馏段和位于进料口下方的汽提段。
本发明可有一个蒸馏塔，塔壁有由塔内径限定的内表面，其中所述开孔区允许蒸气以足够夹带至少一个汽提塔板表面上存在的液体的速度流过造成液体质量传递以致所述液体接触所述内表面从而润湿所述内表面。
本发明包括有足够的塔板提供8或更多分离理论级的另一实施方案，其中精馏段有足够的精馏塔板提供至少4个分离理论级，汽提段有足够的汽提塔板提供至少4个分离理论级。
本发明任一实施方案都可用于提纯反应性和/或热不稳定性化合物。本发明可产生丙烯酸组分少于10wt％的塔顶物流。
附图简述
图1是本发明一典型单塔设计的示意图。
图2是本发明一典型双塔设计的示意图。
图3是本发明蒸馏塔板一典型实施方案的俯视图。
图4是本发明两块塔板在典型水力学操作下的侧视示意图。
图5是本发明温度控制塔板的侧视示意图。
发明详述
本发明涉及热敏性、不稳定、或反应性化合物的高负荷提纯所用方法和装置。本发明包括一种蒸馏方法，利用较少的塔板，在不需提高温度或塔压的情况下提供高纯度的分离。所述塔板有为改善塔板和塔效率和使达到所要产品规格需要更少的塔板而设计的开孔面积和压降。
本发明包括用于进行分离的设备、用于获得所要产品纯度的工艺和改造现有塔达到本发明的机械和/或性能参数的方法。
这些分离工艺包括但不限于连续蒸馏、反应蒸馏、共沸蒸馏、萃取蒸馏、多组分蒸馏、单级和多级闪蒸、气-液平衡工艺、和利用气液接触进行传质的任何工艺。所述设备可包括立式和卧式压力和真空容器、进行分离的反应器、和为气液接触和分离配备的换热过程及设备。
整个说明书和权利要求书中，除非另有说明，所提到的百分率都基于重量，所有温度均为摄氏度。除非另有说明，范围的端点都视为近似的，包括在本领域普通技术人员的知识内与各端点区别不大的其它值(即各端点的“大约”或“近似”或“邻近”值)。对于本说明书和权利要求书而言，本文引用的范围和比例界限还应理解为可组合的。例如，如果一特定参数列举了1-20和5-15的范围，则应理解为1-5、1-15、5-20、或15-20的范围也被考虑。而且，术语“大量”理解为意指大于总组合物的50％(重)。术语“少量”理解为意指小于总组合物的50％(重)。术语“废水”理解为意指有杂质、有机物和/或其中所含添加剂的任何水流。类似地，术语“废气”理解为意指有杂质和/或其中所含添加剂的气体或气体混合物。术语“(甲基)丙烯酸”理解为包括丙烯酸和甲基丙烯酸。同样，术语“丙烯酸类”理解为包括“(甲基)丙烯酸”及其相关/相似化合物。类似地，“(甲基)丙烯腈”理解为包括丙烯腈和甲基丙烯腈。列举“甲基丙烯腈”包括丙烯腈，反之亦然。“(甲基)苯乙烯”遵循相同模式。“(甲基)苯乙烯”包括苯乙烯和甲基苯乙烯。列举“苯乙烯”包括甲基苯乙烯，反之亦然。除非另有说明，ppm值基于重量。术语“泡沫高度”和“液位”是同义用法。除非另有说明，压力是指绝对压力。
本发明工艺和设备(装置)包括用液-气分离完成所要化合物的提纯所需的所有组成部分。
图1为本发明一典型单塔设计实施方案(单塔实施方案)的示意图。图1所示单元操作是：蒸馏塔(1)，主/排气冷凝器(5)，真空喷嘴或其它真空系统(30)，中间/后冷凝器(35)，重力沉降分离器(10)，回流泵(15)，馏出产物泵(40)，再沸器(25)，再沸器循环泵(20)，塔底产物泵(45)。所述蒸馏塔包括进料区(2)、精馏段(3)、和汽提段(4)。
图1所示的工艺包括原料流(100)，它在进料区(2)供入蒸馏塔(1)。塔内蒸汽通过精馏段(3)上升，塔内液体通过汽提段(4)下降。蒸馏塔(1)有一个塔顶出口，塔顶物流(110)供给主/排气冷凝器(5)。来自主/排气冷凝器(5)的冷凝液形成冷凝的馏出液(112)，与补充溶剂(150)混合，供入重力沉降分离器(10)。冷凝的馏出液(112)还包含喷射冷凝物(113)。喷射冷凝物(113)源于通过真空喷嘴(30)抽出而供入中间/后冷凝器(35)的物流(111)。不凝物通过不凝物排气流(140)从中间/后冷凝器(35)中排出。中间/后冷凝器(35)产生的液体构成喷射冷凝物(113)，与冷凝馏出液(112)混合。重力沉降分离器(10)产生回流物流(116)，供入回流泵(15)，给蒸馏塔(1)提供回流(120)。来自重力沉降分离器(10)的馏出液流(115)供入馏出产物泵(40)，产生馏出产物流(130)。蒸馏塔(1)还产生塔底物流(160)，供入再沸器循环泵(20)。再沸器循环泵(20)将所述塔底物流泵送至三通，将塔底物流分成再沸器进料流(161)和塔底产物泵进料流(162)。再沸器(25)产生再沸器返回物流(170)。塔底产物泵(45)泵送塔底产物流(180)。
图2示出利用本发明的也称为分流塔设计的双塔设计实施方案(双塔实施方案)。该实施方案中，精馏段和汽提段可分布至多个塔或容器。通过双或分流塔设计实施蒸馏或分离可包括图2所示的一些或全部设备。也可包括图2中未示出的此过程中常用的附加设备。
本发明中典型使用的蒸馏容器(塔，釜等)有内径、内横截面积、有一定厚度和外径的塔壁、蒸馏塔板、可选的填料(或其它用来促进气-液接触的装置)和各种其它内件。典型地设有控制设备和维修用入口。塔底可包括有一定滞留体积的塔釜和塔底出口。图3-5示出典型塔和塔板的构型。
如图1所示典型蒸馏容器可包括以下段或区：包括进料塔板和内件的进料区(2)；精馏段(或精馏区)(3)；在进料口下方的汽提段(或汽提区)(4)和塔底滞留(hold up)或塔釜(6)。这些区都有能力让气体上行通过并让液体向下流过。
本发明的发明概念可适用于任意直径的容器。所述实施方案包括直径大于8ft的塔。直径达30ft或更大的塔也可使用本发明。优选的塔径在10到15ft之间。实施例3中的塔直径为14ft4in。
蒸馏塔典型地在通常位于精馏和汽提段之间的进料口接收原料流。一实施方案中，在精馏段使甲苯/水和甲苯/乙酸共沸物与丙烯酸分离。在汽提段从丙烯酸中汽提出甲苯/水共沸物和甲苯/乙酸共沸物及乙酸。
本发明中，精馏段和汽提段都存在蒸馏塔板(塔板)。每个塔板或每段可基于塔的温度、流量、和组成分布或各塔板的条件按不同的准则(例如，压降，塔板水力学)设计。与上面不同，多于一个塔板或所有塔板都设计成相同规格也很常见。精馏段的塔板称为蒸馏塔板。汽提段的塔板称为汽提塔板。
图3是典型蒸馏塔板的俯视图。该塔板包括用孔表示的开孔区和实体区，孔(1000)是该塔板上所含许多孔的典型。构成非孔表面的板状金属或其他材料表示为塔板(1020)。该塔板有直径(1010)。
图4示出运行状态下的典型塔板。图4示出上层塔板(2100)和下层塔板(2200)。该示意图示出用通过塔上升的箭头表示的蒸气，和用通过塔板沿塔向下的箭头表示的液体。在上层塔板(2100)和下层塔板(2200)之间标出塔板间距(2040)。泡沫高度(2000)表示在下层塔板(2200)上有一定液位。主流液体(2010)向下通过塔输送。主流气体(2020)向上通过塔输送。蒸气通过孔或开孔区上升时，形成射流，夹带液体形成雾(2030)。所述雾在整个泡沫内及其上方产生，将润湿塔径的内侧。
图5为蒸馏塔板的示意图，在下层塔板(3200)上有液位和泡沫高度(3300)，其中温度计套管(3010)位于所述液位中泡沫高度(3300)下面。塔板上的液位高度可小于或等于泡沫高度(3300)。图中还示出液位高度(3300)，以及下层塔板与温度计套管直径下端之间的高度。图5还示出温度计套管间隙(3500)、塔外壳(3030)、和从上层塔板(3100)流下的均匀分布的主流液体(3020)。
虽然任何类型的塔板都有可能在本发明中采用，但下面实施例1、2和3公开在精馏段和汽提段都采用双流塔板。其它可用塔板类型的例子包括筛板、浮阀塔板、烟囱式塔板、有降液管的塔板，也可使用堆积、不规则和结构填料。也可采用其它气-液接触的手段。
精馏段通常比汽提段生成聚合物少和结垢少，塔板和填料都可使用。一实施方案中，使用双流塔板(有或没有降液管的孔板塔板)。因而气体和液体都通过相同的开孔。
本发明包括在塔的汽提段使用较高压降的塔板和增加塔板间距的实施方案。所述塔板包括有蒸气可通过的横截面积的孔。许多塔板中，液体和蒸气(液体和蒸气合称为“流体”)都通过所述孔面积。塔板的开孔面积是流体可通过的所有单孔面积的总和。开孔面积对气相和液相之间的传质效率有影响。塔板效率是所要分离所需平衡(或理论)级数与所需实际塔板数之比。开孔面积还影响塔运行过程中穿过塔板所受到的压降，塔板压降(压降)是在操作条件下塔板的两侧之间存在的压力差的绝对值。
本发明中通过鼓泡区塔板表面上气/液负荷的水平调节(例如稳定或调节泡沫高度、液位)降低水力学不稳定性。通过降低塔板表面开孔面积百分率从约24％开孔面积至约14％-20％开孔面积(见实施例1、2和3)实现液位调节。所述开孔面积用于提高塔板的液/气负荷，导致压降和塔效率提高。本发明实现这些塔板的单板压降的提高。这些塔板设计成从约1mmHg(0.02psi)至约2mmHg(0.04psi)的较低范围的单板压降提高至约4mmHg(0.08psi)至5mmHg(0.10psi)的较高范围的单板压降。单板压降的高范围和低范围也可以总塔压降、物流浓度、操作条件等设计要求为基础。实施例2中，单板压降在4mmHg(0.08psi)至约6mmHg(0.12psi)的高范围内。
在塔中使用较高压降的塔板减少聚合物生成并改善分离效率。较高的单板压降可产生乙酸浓度从1200ppm-1500ppm的典型值降至低于500ppm范围内的塔底产物。对于本发明塔板设计之一给定实施方案，也可通过改变塔的操作条件和工艺物流获得较低值。
有1.0in孔和产生与有0.5in孔的塔板相同的4-6mmHg(0.08-0.12psi)压降的开孔率的塔板在相同的蒸气和液体流量和16％开孔面积下操作时，累积较少的聚合物。所述开孔率典型地为约16％至18％。在相同的使用中，使用1in孔径的塔板比使用1/2in孔径的塔板的实施方案少积累50％的聚合物。在第一改型实施方案(见实施例)中，1/2in孔所显示的聚合物累积速率为3.0ft3/day，而塔板改成有1in直径的开孔产生1.5ft3/day的聚合物。也就是说这些塔板的聚合物累积速率下降50％。
本发明的塔板设计用于提高气/液负荷、改善气-液接触、以及湿润塔的内壁。这通过使通过开孔的气速从35ft/秒增至45ft/秒和液体负荷从20gpm/ft2增至30gpm/ft2。单位“gpm/ft2”计算为体积流量/(塔板横截面积部分的开孔面积)。本发明通过增加润湿和暴露于液相的阻聚剂在减少塔壁上的聚合物生成量的同时完成提纯。
本发明的塔板修改可以提高塔板的水力稳定性、液体夹带量，并取消“死角”减少聚合物生成。此外，在塔板环和三角形悬臂式设计支架中的孔也可用于帮助减少聚合物积累。有1in直径孔的塔板比有1/2in直径孔的本发明塔板积累更少的聚合物总量。采用较高压降的有1in直径孔的本发明塔板表现出与有1/2in直径孔的塔板相等的稳定性。
本发明可在汽提段使用液泛率为50-98％的双流塔板，采用在约4mmHg至约6mmHg(0.08psi至0.12psi)范围内的压降。本发明双流塔板可有约50％至约90％液泛的典型范围，或气/液负荷在液泛的80％和98％之间的更高负荷范围。液泛点定义为向下通过塔的液流停止导致液体在塔内过量积累时的气速(液泛速度)。液泛率是速度与液泛速度的百分比。
一实施方案中，单板压降在约4mmHg(0.08psi)至约5mmHg(0.1psi)范围内，塔板的液泛率在约80％至约90％的范围内。这些塔板的技术要求改善了效率并使达到要求的压降需要更少的塔板。
目前工业中汽提段的大直径塔板效率约为5-10％。本发明使塔板效率提高到大于约20％。应用本发明可实现在40-50％和更高范围内的塔板效率。
在汽提段和精馏段，塔板间距一般在约8in至约60in的范围内。典型的塔板间距为18-36in。本发明实施方案中塔板间距通常为36in。典型地所述塔板有直径在约1/2in至约1.5in范围内的孔。设计为一定压降和液泛率时，与1/2in每孔直径的塔板相比，有1in直径孔的塔板使泡沫高度从3in增至4in，使流体夹带增加4倍。在给定的塔板上或塔板之间，塔板的孔不必具有相同直径。
本发明中，汽提段的单板压降可维持在约3mmHg(0.06psi)至约5mmHg(0.1psi)、或约4mmHg(0.08psi)至约6mmHg(0.12psi)的范围内。
本发明适应塔的最低压降需要，可维持约109℃(228°F)的塔底温度和130-150mmHg(2.5-2.9psi)的总压降。塔顶组成由最低沸点的共沸物和甲苯过量率决定，通过塔顶％水含量控制器间接控制。
在去掉塔板或板数减少的情况下，单板压降成比例地升高以达到所要求的压降。例如，2个压降为3mmHg(0.06psi)的塔板与1个压降为6mmHg(0.12psi)的本发明塔板相当。
塔顶水含量从11.5wt％改为13.0wt％使所需塔低温度降低1℃(1.8°F)或更多。所述控制塔板温度也用于优化塔的温度和组成分布。调节塔板温度时本发明的高效率塔板更好控制。塔底物流中乙酸浓度可预测地反映控制塔板温度的变化。
本发明中塔板以及塔的规格既可适用于以上所述的精馏段及汽提段。根据气/液负荷，实现同样的压降可能需要较少的开孔面积。此外，本发明塔板实现的容量提高使塔底产物中β-丙烯酰氧基丙酸(AOPA；丙烯酸二聚物)的浓度降低2wt％至3wt％(见实施例1和2)。
精馏段塔板的液泛率可为50-98％，压降为约4mmHg(0.08psi)至约6mmHg(0.12psi)。精馏段操作双流塔板的典型范围是液泛的50％至90％，或者塔板负荷更重，在液泛的80％至98％范围内操作。开孔面积率为14-20％。典型值在14-17％的范围内。
本发明工艺和相关的设备的运转时间典型地在30和50天之间。基于所要求的生产能力和产品规格的变化容限，运转时间可能更短或更长。控制塔板温度典型地在66℃(151°F)和73℃(163°F)之间。塔底产物流流速在30000-60000lb/hr之间。塔顶物流％(含水物流，含水馏出物产物流)中水含量典型地在10-13％的范围内。连续蒸馏塔的总压降在130-150mmHg(2.5-2.9psi)的范围内。所述塔在塔顶压力为110-115mmHg(2.1-2.2psi)的情况下运转。塔底温度在105-113℃(221-235°F)的范围内。供入蒸馏塔的含水进料流速在40000-70000lb/hr的范围内。供入蒸馏塔的最大含水进料流速大于70000lb/hr。
原料流中水浓度在23％至40％的范围内。水浓度可在27wt％和36wt％之间。供入蒸馏塔的进料中乙酸浓度在2-4wt％的范围内。典型地乙酸浓度在2wt％和3wt％之间。
塔底产物中乙酸含量一般低于5000ppm、理想地低于2000ppm、优选在400ppm至1300ppm的范围内。本发明中可使塔底产物中乙酸浓度极低，如低于800ppm、在500ppm以下(见实施例3)，甚至低达300ppm。塔底产物中AOPA在5wt％至10wt％的范围内，典型地在4wt％至6wt％的范围内，可在4wt％和5wt％之间。存在于含水馏出物中的乙酸在1wt％和10wt％之间。典型地含水馏出物中乙酸浓度在4.0wt％和8.0wt％之间。
如实施例3的表5中所示，本发明包括：平均控制塔板温度为66.3℃(151°F)；平均塔底产物流流速为35200lb/hr；塔顶水浓度为11.9wt％；总塔压降为139mmHg(2.7psi)；塔顶压力为110mmHg(2.1psi)；塔底温度为112.2℃(234°F)；含水进料流速为52700lb/hr。进料中水浓度为34.7wt％；进料中乙酸浓度为2.3wt％；塔底产物中乙酸浓度为463ppm；塔底产物中AOPA浓度为6.7wt％；含水馏出物中丙烯酸浓度为1.3wt％。
蒸馏的控制典型地利用设备完成，这些设备包括但不限于与数据处理设备和控制阀结合的温度、压力和流量传感器。有很多塔控制方法和设备可以用来实现塔控制。控制系统包括任何常用的传送操作数据和实现操作条件改变的组件，例如计算机、编程逻辑控制器、压力计、传感器等。
本发明一实施方案中，控制系统被设定用于监控包括塔顶物流的％水含量和控制塔板温度平均值的变量。本发明可利用能控制分离工艺的任何控制系统。
用塔顶水含量控制器设定塔顶馏出物中共沸物组成。在110mmHg(2.1psi)的绝对压力下，甲苯与水以约85wt％甲苯/15wt％水形成最低沸点39℃(102°F)的共沸物。甲苯还与乙酸以约79wt％甲苯/21wt％乙酸形成最低沸点52℃(126°F)的共沸物。一实施方案中，本发明塔典型地用15-30％过量的甲苯(比理论上满足共沸物组成所需量)运行以保证满足水和乙酸共沸物的要求。本发明中塔顶水含量的典型范围为约11.5wt％至约13wt％。对于给定速度，在较高的塔顶水含量下运行还减小塔上段的液/气负荷并降低总塔压降和塔底温度。
本发明包括安装水力稳定塔板作为温度控制塔板(见图5)。水力稳定塔板是设计成在4-6mmHg(0.8-0.12psi)的压降下运行而且运行时液体在塔板上均匀分布的塔板。这确保内装平均热电偶的温度计套管始终被浸没。热电偶未被浸没或存在水力学不稳定性的情况下，难以正确温度控制。控制塔板可这样设置以使塔的任何温度敏感点或温度/分离控制点并在一起。可选择为设置控制塔板所选的点，因为它们位于温度变化与关键组分的分离相关的敏感区。
本发明提供改进的过程控制。现在调节控制塔板的温度可以精确控制塔底产物中乙酸浓度。升高控制塔板的温度将乙酸的峰值沿塔上推，从而为乙酸与丙烯酸之间的分离提供更多级，结果是塔底产物中乙酸浓度降低。降低控制塔板的温度使塔底产物中乙酸的浓度提高。使用本发明塔板降低所需控制塔板温度并改进塔的控制响应性。
本发明一实施方案中，高达+/-10℃(18°F)的温度控制可变度定在+/-约1℃(1.8°F)至约3℃(5.4°F)的范围内。低于+/-1℃(1.8°F)的温度控制范围也包含在本发明内。
还可通过改造现有工艺或蒸馏系统实现本发明的设计。(见实施例3)
现有的或已设计好的塔可以被重装塔板(re-trayed)，可改变操作条件实现发明的要素。例如，所述塔可重装塔板而且可改变塔的压力、温度和组成分布。观察聚合、或产品质量和/或振荡等问题时，可改变塔的工艺设计特征。例如，进料口可以提升至塔内更高位置。这将减少精馏段的理论级数并改变塔的操作线。还将增加汽提段的理论级数。除移动原料流之外，还可改变回流比以及塔顶和塔底温度。可改变冷凝器的操作温度并可改变再沸器的操作温度。还可改变供入塔的阻聚剂和阻聚剂活化剂的进料。
可通过更换塔的精馏段和汽提段的塔板实现本发明。一旦塔的总压降以及精馏段和汽提段所要求的压降确定，则可在这些段重装塔板以在减少塔板总数并提高各塔板压降的同时实现要求的压降使精馏段和汽提段的总压降与设计标准相当。会提高压降和改善塔板效率的塔板修改包括改变开孔面积率、塔板液位和塔板负荷。改变操作条件如提高回流比也将增加塔板上液体负荷。
通过如上所述修改塔板，每个塔板都将有更大的单板压降，但使精馏段和汽提段有所要压降所需塔板数将更少。这样，由于改造的塔内达到各段的设计压降所需塔板数减少，所以可增大塔板间距。
本发明的一方面在于通过这些修改增加塔壁的润湿。减小开孔面积使气速和塔板上的液位(泡沫高度)升高。液位升高和开孔面积减小使通过塔板的气速提高。通过塔板上较厚的液体滞留层时的气速提高将使塔板上液体湍流和射流速度提高。所有这些流体动力学变化的总结果是塔板效率和减少聚合的塔壁润湿得到改善。本发明的一方面是在所述过程中加入阻聚剂。此阻聚剂存在于各塔板的滞留液体内，塔壁的润湿将包括在塔壁上存在阻聚剂从而又减少聚合。
因此，本发明的这方面可通过采用现有分离工艺、装置、或优选蒸馏塔和修改单元操作以实现本发明的要素和获得分离更有效、容量增加、运转时间更长和操作可预测的益处实现。
第二改造方案中，在塔精馏段的20块塔板中更换串联的2块塔板。含水馏出物(塔顶含水馏出物，塔顶物流)中丙烯酸浓度降低。典型地在含水馏出物有4-5wt％丙烯酸下操作的塔降至含水馏出物中丙烯酸浓度为1.5wt％。本发明含水馏出物流中丙烯酸浓度的典型范围是在约1wt％至约2wt％的范围内(见实施例2)。
所述第二改造方案中，安装4块本发明塔板(除上段的之外又加2块)以稳定温度控制塔板的水力学。更换的塔板包括装有热电偶的塔板和分布来自上面的液体的塔板。低于进料塔板的塔板(塔板43和45)安装有1in直径孔的17％开孔面积的塔板。高于进料塔板的塔板(塔板62和64)安装有1/2in直径孔的14％开孔面积的塔板。温度控制在+/-约1℃(1.8°F)至约+/-3℃(5.4°F)的范围内是本发明的典型。
本发明不仅包括热不稳定化合物的提纯所涉及的装置，而且包括生产富含此类化合物的物流中所涉及的工艺和条件。有上述特征的设备可用于处理许多不同类型的原料和生产许多类型的产物流。
本发明蒸馏工艺包括8个或更多理论级(理论级或理论塔板定义为液体与从所述液体中放出的蒸气达到平衡的单一蒸发步骤)。精馏段有4个或更多理论级，汽提段也有4个或更多理论级。一实施方案中，蒸馏塔共采用19个理论级，汽提段有13个理论级，精馏段有6个理论级。另一实施方案有25个理论级，汽提段有17个，精馏段有8个。再另一实施方案中，有10个理论级，汽提段有7个，精馏段有3个。
一实施方案中(见实施例3)，将含水的丙烯酸物流(原料流，总进料流，含水进料)供入蒸馏塔，其中在至少一种蒸馏溶剂存在下经共沸蒸馏形成粗丙烯酸物流(丙烯酸物流，塔底产物流)。丙烯酸使用中，此提纯过程采用连续蒸馏。所述蒸馏使用一个蒸馏塔，产生富含乙酸(包含其它轻端杂质和丙烯酸)的含水馏出物和富含丙烯酸的粗丙烯酸塔底物流(见图7和图8)。本发明可用任何类型的有任何所要求的内部气/液接触装置的塔实施。例如，可使用筛板、双流塔板设计、或填料塔。所述蒸馏塔有精馏段和汽提段。精馏段产生塔顶物流(为含水馏出物)。使所述含水馏出物(馏出物)通过重力沉降分离器分离产生馏出产物流(馏出产物)和有机回流(回流物流)。汽提段产生供给再沸器的塔底物流和塔底产物流(塔底产物)。再沸器进料被加热，所述塔通过再沸器返回物流(再沸器返流)接收热输入。
原料流的典型组分包括但不限于以下组分之一或多种：水、丙酸、乙酸、苯甲醛、原白头翁素、丙烯醛、乙醛、甲醚、甲基乙烯基酮、乙酸、糠醛、甲醛、丙醛、马来酸类化合物包括马来酸和马来酸酐、丙烯酸、β-丙烯酰氧基丙酸(AOPA；丙烯酸二聚物)、甲酸和氢醌(以及后面所述其它阻聚剂)。
许多类化合物中有反应性和热不稳定性化合物，可用本发明提纯。可提纯的化合物包括但不限于：烷烃和醇；烯烃；炔烃；芳烃；卤代烷烃、醚；环氧化物；胺类；醛类；酮类；羧酸类；酯类；酰胺类和腈类。可用本发明提纯的以上类物质的例子包括但不限于：辛烷、辛烯、嘧啶、取代的芳烃、氯丙烷、己醇、二乙基醚、表氯醇。可提纯的其它化合物包括丙烯酸、甲基丙烯酸、(甲基)丙烯酸酯(例如甲基丙烯酸甲酯、丙烯酸乙酯、和丙烯酸丁酯)、氢氰酸、丙烯腈、甲基丙烯腈、苯乙烯、甲基苯乙烯、氯乙烯、乙酸乙烯酯、乙酸乙酯、邻苯二甲酸酐、马来酐、抗坏血酸、和3，5，5-三甲基-环己-3-烯-1-酮。烯烃和芳族化合物也可提纯。其他化合物包括但不限于：可聚合的乙烯基单体、大的和小的热敏性分子、生物分子、药物化合物、蛋白质、酶、酸、类脂、糠醛、和烯属取代的芳族化合物。
当用本发明提纯丙烯酸时，供入蒸馏塔的原料组合物含丙烯酸浓度等于或大于约40wt％。生产丙烯酸和/或丙烯醛的反应器、以及催化剂和基本工艺为本领域公知，描述在例如US 4,203,906；4,256,783；4,365,087；4,873,368；5,161,605；5,177,260；5,198,578；5,739,391；5,821,390和US 6,384,274B1中，均引入本文供参考。EPA 1,070,700、EPA 1,106,598、EP 1,035,103(A2)和US6,399,817涉及丙烯酸提纯，均引入本文供参考。另一实施方案中，原料流含丙烯酸浓度大于约60wt％。原料流丙烯酸百分率可以高达80％。原料流中丙烯酸浓度通常在约40wt％至约80wt％的范围内。所述优选实施方案利用丙烯酸浓度在约65wt％至约70wt％范围内的原料流。
乙酸也可以不同浓度范围存在于原料流中。典型地存在约1wt％至约5wt％范围内的乙酸。一实施方案中，乙酸的含量在约2wt％至约4wt％的范围内。
原料流中水浓度可在宽范围内改变。典型地组合物中可存在大于约25wt％的水。但，更低的值也是已知的。一实施方案中，水含量在约27wt％至约32wt％的范围内。
表1包括本发明的第二改造实施方案的进料组成。
表1：本发明的第二改造实施方案的进料组成
  组分   范围   典型值
  水   23-37wt％   30.5wt％
  乙酸   2-4wt％   2.5wt％
  丙烯酸   60-70wt％   65.0wt％
  氢醌(HQ，阻聚剂)   200-500ppm   325ppm
  杂质
  丙酸苯甲醛丙烯醛糠醛原白头翁素甲醛丙醛马来酸类AOPA甲酸其它
  总杂质   1-3wt％   2.0wt％
本发明的原料流流速通常大于40000lb/hr，包括大于50000lb/hr。一实施方案的进料速度为66000lb/hr(见实施例3)。原料流流速没有上限。本发明包括100000lb/hr或更大的生产速度。
在本发明中，所述原料进入进料区。典型地精馏段在进料口的上方而汽提段在进料口的下方。
含水馏出物可含有供入蒸馏塔的任何化合物。含水馏出物的组成通常包括但不限于水、苯甲醛、丙烯醛、乙酸、甲醛、丙醛、丙烯酸、甲酸和甲苯。
在利用本发明提纯丙烯酸的情况下，含水馏出物通常含有大于75wt％的水。包括大于85wt％的水浓度。一实施方案中，含水馏出物中水浓度在约85wt％至约95wt％的范围内。乙酸一般以低于25wt％的浓度存在于含水馏出物。一实施方案中，乙酸浓度在约4wt％至约10wt％的范围内。优选使含水馏出物中丙烯酸浓度维持较低浓度。典型地丙烯酸在含水馏出物中的浓度低于10wt％。包括含水馏出物中丙烯酸浓度为约5wt％或更低的情况。一实施方案中，含水馏出物中丙烯酸的浓度在约1wt％至约3wt％的范围内。含水馏出物中还存在甲苯。典型地甲苯占含水馏出物的低于5％。本发明包括低于约1wt％的甲苯浓度。一实施方案中，含水馏出物中甲苯浓度在约0.05wt％至约0.2wt％的范围内。
从蒸馏塔顶部流出的塔顶物流一般包括但不限于水、乙酸，和/或丙烯酸与蒸馏溶剂的共沸物。例如，如果用甲苯作蒸馏溶剂，则塔顶的两个液相体系中将包括甲苯/水、甲苯/乙酸、和甲苯/丙烯酸的共沸物。甲苯/丙烯酸共沸物是99wt％甲苯/1wt％丙烯酸，因形成共沸物所致丙烯酸的理论损失如此小。塔顶物流相分离为有机相和水相。所述相分离可通过本领域已知的任何方法进行。
一实施方案中，将冷凝的馏出物引入罐中，进行相分离成为产生有机物流的有机相和产生含水物流的水相。有机物流主要包含蒸馏溶剂。含水物流包括但不限于丙烯酸、乙酸、蒸馏溶剂和水。有机物流作为回流循环回蒸馏塔。至少一部分含水物流可作为废水循环。
表2示出本发明第二改造实施方案的含水馏出物流的范围和典型值。
表2：本发明第二改造实施方案的含水馏出物流组成
  组分   范围   典型值
  水   85-94wt％   90.5wt％
  乙酸   4-8wt％   6.5wt％
  丙烯酸   1-5wt％   1.5wt％
  甲苯   200-1000ppm   400ppm
  杂质
  苯甲醛丙烯醛甲醛丙醛丙烯酸甲酸其它
  总杂质   1-2wt％   1.5wt％
本发明的蒸馏溶剂可以是适用于含丙烯酸物流的共沸蒸馏的任何溶剂(组)。一实施方案中，所述溶剂是基本上不溶于水的，一般在室温水中的溶解度为0.5wt％或更低、优选0.2wt％或更低。适用的此类水不溶性溶剂的例子包括但不限于庚烷；庚烯；环庚烷；环庚烯；环庚三烯；甲基环己烷；乙基环戊烷；1，2-二甲基环己烷；乙基环己烷；甲苯；乙苯；邻-、间-、或对-二甲苯；三氯乙烯；三氯丙烯；2，3-二氯丁烷；1-氯戊烷；1-氯己烷；和1-氯苯。另一实施方案中，所述溶剂选自乙酸乙酯、乙酸丁酯、二丁基醚、己烷、庚烷、甲基丙烯酸乙酯、二乙基酮、甲基丙基酮、甲基异丁基酮和甲基叔丁基酮。另一实施方案中，所述蒸馏溶剂是含有至少两种溶剂的混合溶剂。适用于此混合溶剂的溶剂的例子包括但不限于二乙基酮、甲基丙基酮、甲基异丁基酮、甲基叔丁基酮、乙酸异丙酯、乙酸正丙酯、甲苯、庚烷、和甲基环己烷。优选的蒸馏溶剂包括单独或与任一或多种其它溶剂组合的甲苯。
回流物流可以含有任何工艺相容的组分或溶剂，这些溶剂的例子包括乙酸异丙酯、甲苯、甲基异丁基酮及其组合。回流物料典型地包含甲苯、水、丙烯醛、乙酸、丙醛、丙烯酸和甲酸。
一实施方案中，回流物料主要为甲苯。典型地回流的95％以上是甲苯。一实施方案中，甲苯的浓度在约98wt％至约99.5wt％的范围内。所述回流含有浓度一般低于5wt％的丙烯酸。本发明包括丙烯酸浓度低于1wt％的情况。一实施方案中，丙烯酸的浓度在约0.2wt％至约0.6wt％的范围内。乙酸典型地以低于5wt％的浓度存在于回流物流中。本发明包括乙酸浓度低于2.5wt％或者1.0wt％的情况。一实施方案中，乙酸的浓度在约0.1wt％至约0.4wt％的范围内。水典型地以低于5wt％的浓度存在于回流物流中。包括水浓度低于2.5wt％的情况。包括1.0wt％的浓度。一实施方案中，水浓度在约0.05wt％至约0.1wt％的范围内。另一实施方案中，水浓度在约0.2wt％至约0.5wt％的范围内。回流比(即回流流速/馏分产品物流流速)在约5.0到8.0的范围内，一实施方案中，回流比在约6.0至7.0的范围内。
表3示出本发明第二改造实施方案的回流物流的范围和典型值
表3：本发明的第二改造实施方案的回流物流组成
  组分   范围   常用值
  甲苯   98.5-99.5wt％   99.1wt％
  水   0.2-0.5wt％   0.3wt％
  乙酸   0.1-0.4wt％   0.2wt％
  丙烯酸   0.2-0.6wt％   0.3wt％
  杂质
  丙烯醛丙醛甲酸其它
  总杂质   500-1500ppm   1000ppm
一般地，粗丙烯酸物流(丙烯酸物流，塔底产物流)含有低于1000ppm、优选低于800ppm、更优选低于500ppm的水。粗丙烯酸物流(丙烯酸物流，塔底产物流)还可能含有以下之任一或组合：乙酸、丙酸、β-丙烯酰氧基丙酸(AOPA)、丙烯醛、糠醛、苯甲醛、马来酸、马来酸酐、原白头翁素和乙醛。粗丙烯酸物流(丙烯酸物流，塔底产物流)一般送去用作生产丙烯酸酯或丙烯酸聚合物的原料。所述丙烯酸可原样使用或经深加工，包括但不仅限于：附加蒸馏以脱除特殊杂质和深加工形成各种等级的丙烯酸。
本发明塔底物流可能含有进入塔的任何物流所包含的任何组分。
塔底物流通常含有水、丙酸、苯甲醛、乙酸、糠醛、原白头翁素、马来酸类化合物包括马来酸和马来酸酐、丙烯酸、AOPA、氢醌和4hydroxy tempo(4HT)阻聚剂。
在利用本发明提纯丙烯酸的情况下，从塔的汽提段抽出的塔底物流通常含有大于75wt％的丙烯酸，但在开车、停车和非稳态操作期间，塔底浓度可能变化很大，包括50wt％或更低的范围。包括丙烯酸的浓度大于85wt％的情况。一实施方案中，塔底产物中丙烯酸的浓度在约94wt％至约96wt％的范围内(见实施例2)。包括92wt％至96wt％的范围。可通过改变原料流中丙烯酸浓度、改变回流比或给蒸馏塔增加更多的理论级使丙烯酸浓度大于96wt％。丙烯酸二聚物(AOPA)也存在于塔底产物流中。典型地AOPA浓度低于10wt％、通常低于6wt％。塔底产物中AOPA的浓度优选在约4wt％至约6wt％的范围内。塔底产物流含有浓度低于2000ppm的乙酸。本发明包括浓度低于1500ppm或1000ppm的情况。优选乙酸浓度在约300ppm至约1000ppm的范围内。最优选乙酸浓度等于或低于500ppm。可通过改变进料组成、理论级、回流等实现浓度低于300ppm。塔底产物流中还存在水。典型地存在浓度低于2000ppm的水。本发明包括水浓度低于1000ppm的情况。一实施方案中，塔底产物流中水浓度在约100ppm至约300ppm的范围内。塔底产物流流速在约40000至60000lb/hr的范围内，平均生产约40000至50000lb/hr。典型的塔底产物流速度为46000lb/hr。一实施方案中，丙烯酸以约94wt％至约96wt％的浓度存在而AOPA降至约3wt％至约5wt％的范围内。
本发明包括蒸馏塔塔釜的新设计和操作。
较高的生产能力和所致塔底停留时间减少能使AOPA从7wt％至8wt％范围内的典型浓度降至约4wt％至约5wt％或更低。
表4示出本发明第二改造实施方案的塔底物流的范围和典型值。
表4：本发明的第二改造实施方案的塔底产物流组成
  组分   范围   典型值
  水   100-1000ppm   300ppm
  乙酸   300-1000ppm   700ppm
  丙烯酸   92-96wt％   93.6wt％
  AOPA   3-6wt％   5wt％
  氢醌   10-50ppm   25ppm
  4Hydroxy-Tempo   0.1-0.15wt％   0.11wt％
  杂质
  丙酸苯甲醛糠醛原白头翁素马来酸类其它
  总杂质   0.9-1.7wt％   1.2wt％
一实施方案的工艺物流中常见的其它化合物包括但不仅限于甲醛、丙烯醛、和马来酸类化合物，以及铁，钼和化工厂常见的其它污染物。
阻聚剂加入精馏段，可选地加入汽提段。通常50-90％的阻聚剂与回流一起供入，其余阻聚剂与含水原料流一起供入。一般地，氢醌以325ppm的典型浓度存在于含水原料流中。
阻聚剂用于防止在制备和提纯热敏性化合物包括丙烯酸和甲基丙烯酸酯的过程中以及在其储存和运输期间发生聚合。第二改造实施方案中，向塔中加入阻聚剂。阻聚剂可包括水溶性、醇溶性或有机可溶性的那些。适合的例子包括但不仅限于：
氢醌(HQ)；4-甲氧基苯酚(MEHQ)；4-乙氧基苯酚；4-丙氧基苯酚；4-丁氧基苯酚；4-庚氧基苯酚；氢醌单苄基醚；1，2-二羟基苯；2-甲氧基苯酚；2，5-二氯氢醌；2，5-二叔丁基氢醌；2-乙酰基氢醌；氢醌单苯甲酸酯；1，4-二巯基苯；1，2-二巯基苯；2，3，5-三甲基氢醌；4-氨基酚；2-氨基酚；2-N，N-二甲基氨基酚；2-巯基酚；4-巯基酚；邻苯二酚单丁基醚；4-乙基氨基酚；2，3-二羟基苯乙酮；焦桔酚-1，2-二甲基醚；2-甲硫基苯酚；叔丁基邻苯二酚；二叔丁基硝基氧；二叔戊基硝基氧；2，2，6，6-四甲基-哌啶氧基；4-羟基-2，2，6，6-四甲基-哌啶氧基；4-氧-2，2，6，6-四甲基-哌啶氧基；4-二甲氨基-2，2，6，6-四甲基-哌啶氧基；4-氨基-2，2，6，6-四甲基-哌啶氧基；4-乙醇氧基-2，2，6，6-四甲基-哌啶氧基；2，2，5，5-四甲基-吡咯烷氧基；3-氨基-2，2，5，5-四甲基-吡咯烷氧基；2，2，5，5-四甲基-1-氧杂-3-氮杂环戊-3-氧基；2，2，5，5-四甲基-3-吡咯啉-1-氧基-3-羧酸；2，2，3，3，5，5，6，6-八甲基-1，4-二氮杂环己-1，4-二氧基；4-亚硝基酚酸的盐；2-亚硝基酚；4-亚硝基酚；二甲基二硫代氨基甲酸铜；二乙基二硫代氨基甲酸铜；二丁基二硫代氨基甲酸铜；水杨酸铜；亚甲蓝；铁；吩噻嗪(PTZ)；3-氧代吩噻嗪；5-氧代吩噻嗪；吩噻嗪二聚物；1，4-苯二胺；N-(1，4-二甲基戊基)-N’-苯基-1，4-苯二胺；N-(1，3-二甲基丁基)-N’-苯基-1，4-苯二胺；N-亚硝基苯基羟基胺及其盐；一氧化氮；亚硝基苯；对苯醌；环烷酸铜；乙酸铜；二甲基二硫代氨基甲酸镁；二乙基二硫代氨基甲酸镁；二丁基二硫代氨基甲酸镁；环烷酸镁；乙酸镁；乙酰丙酮镁；乙酸钴；碳酸钴；乙酸钴；二氧化氮；硝基苯；亚硝基丁烷；N-亚硝基二苯基胺；二苯基苯二胺；亚硝基咔唑；1-亚硝基-2-萘酚；2，4-二硝基苯；三苯基膦；三乙基膦；三丁基膦；亚磷酸三苯酯；亚磷酸三乙酯；亚磷酸三异丙酯；亚磷酸三丁酯；亚磷酸三环己酯；亚硫酸钠；丁硫醇；十二烷硫醇；N，N-二乙基羟基胺；或其异构体；或其两或多种的混合物；一或多种上述物质与分子氧的混合物。所述阻聚剂可单独使用，也可与适合的稀释剂组合使用。阻聚剂的用量通常在100ppm到4000ppm(基于塔底物流总流速)。
气相阻聚剂如n-苯基羟基胺或其衍生物是适用的。液相阻聚剂也可使用。一优选实施方案中，气相阻聚剂加至再沸器和塔的低层塔板，而液相阻聚剂加至塔顶和塔的进料中。液相阻聚剂的添加量可在1ppm到1000ppm范围内，取决于塔的进料速度。
尤其是在丙烯酸分离系统中，氧气通常作为必需组分与阻聚剂如氢醌合作。系统中加入氧气以使阻聚剂活化。
本发明的另一个益处是废物负荷减少。含水馏出物含有丙烯酸和乙酸，以及溶剂(甲苯)和塔顶物流中可能夹带的任何其它组分。本发明中通过提高塔板和塔效率，可满足丙烯酸塔底产物的高纯度要求以及减少塔顶丙烯酸含量的能力将减少废物的总负荷。本发明的操作弹性和提高的塔板效率能提高丙烯酸的产品规格并使塔顶含水馏出物废物中丙烯酸含量减少80％或更多。
本发明不仅限于以上所述工艺和设备。本发明也可通过图2中所示双塔设计实现。该实施方案包括精馏段和汽提段分布在所有分离塔中的工艺设计。
图2示出第一蒸馏段、第二蒸馏段和第三蒸馏段。第一蒸馏段包含第一蒸馏塔(500)、主/排气冷凝器(505)、重力沉降分离器(510)、回流泵(515)、馏出产物泵(540)、第一塔再沸器循环泵(520)、第一塔再沸器(525)、和第一塔塔底物流泵(545)。第一塔底物流泵将物料泵送至第二蒸馏塔(600)。
向第一蒸馏塔(500)供入第一塔原料流(5100)。第一蒸馏塔(500)产生第一塔塔顶物流(5110)，此物流供入第一塔主/排气冷凝器(505)。第一塔主/排气冷凝器(505)与第一塔真空系统(506)相连。不凝物通过第一塔不凝物流(5111)离开第一塔真空系统(506)。冷凝物通过第一塔冷凝馏出物流(5112)供入重力沉降分离器(510)。第一塔冷凝馏出物流(5112)在进入重力沉降分离器(510)之前接收补充溶剂(5150)。来自重力沉降分离器(510)的回流供入回流泵(515)。回流泵(515)给第一蒸馏塔(500)提供第一塔回流物流(5120)。第一蒸馏塔(500)还产生第一塔塔底物流(5160)，供入第一塔再沸器循环泵(520)。第一塔再沸器循环泵(520)产生第一塔塔底泵进料流(5162)，此物流分流出第一塔再沸器进料流(5161)供给第一塔再沸器(525)。第一塔再沸器(525)将第一塔再沸器返回物流(5170)送入第一蒸馏塔(500)。馏出产物流(5115)通过馏出产物泵(540)泵送。
第一塔塔底物流泵(545)向第二蒸馏塔(600)输送进料。这就是第二塔原料流(6100)。第二蒸馏塔(600)产生第二塔塔顶物流(6110)，供入第二塔主/排气冷凝器(605)，第二塔不凝物流(6111)通过第二塔真空系统(606)排出。第二塔冷凝馏出物(6112)从第二塔主/排气冷凝器(605)送入第二塔馏出物接收器(610)。第二塔馏出物接收器(610)提供第二塔馏出物流(6113)，供入第二塔馏出物泵(640)，给第三蒸馏塔(700)提供第三塔原料流(7000)。第二蒸馏塔(600)还产生第二塔塔底物流(6160)，第二塔塔底物流(6160)通过第二塔再沸器循环泵(620)泵送，并分流出第二塔再沸器进料流(6161)供入第二塔再沸器(625)，给第二蒸馏塔(600)提供第二塔再沸器返回物流(6170)。第二塔塔底物流(6160)还产生第二塔塔底泵进料流(6162)供给第二塔塔底物流泵(645)，泵送第二塔塔底产物流(648)。
第二塔馏出物泵(640)向第三蒸馏塔(700)提供第三塔原料流(7000)。第三蒸馏塔产生第三塔塔顶物流(7110)，供入第三塔主/排气冷凝器(705)。第三塔主/排气冷凝器(705)产生第三塔不凝物流(7111)，被抽入第三塔真空系统(706)。第三塔主/排气冷凝器(705)还产生第三塔冷凝馏出物(7162)。第三塔冷凝馏出物(7162)供入第三塔馏出物接收器(710)。第三塔馏出物接收器(710)产生第三塔馏出物流(7113)，供入第三塔馏出物泵(740)，产生第三塔回流(7120)和第三塔馏出产物流(8100)。
第三蒸馏塔(700)还产生第三塔塔底物流(7160)，供入第三塔再沸器循环泵(720)。第三塔再沸器循环泵(720)泵送第三塔塔底物流(7160)，分流成第三塔再沸器进料流(7161)和第三塔塔底物流泵进料流(7165)。第三塔塔底物流泵进料流(7165)供入第三塔塔底物流泵(615)，给第二蒸馏塔(600)提供第二塔回流(7167)。第三塔再沸器进料流(7161)被送入第三塔再沸器(725)。第三塔再沸器(725)给第三蒸馏塔(700)提供第三塔再沸器返回物流(7170)。
下面结合以下非限制性实施例更具体地描述本发明。
实施例1
按照图1所示工艺流程生产丙烯酸。参考图1，含丙烯酸的原料水溶液(100)，共沸蒸馏塔(1)，共沸蒸馏塔塔顶蒸汽(110)，冷凝器(5)，水相-有机相分离器(10)，含共沸溶剂的回流相(120)，含水馏出物相(130)，共沸脱水塔底物流(180)。
共沸蒸馏塔(1)有以下物理特征：
1.172in内径塔体
2.71块双流塔板
3.下部塔板有24％的开孔面积
4.上部塔板有20％的开孔面积
含丙烯酸的原料水溶液(63-67wt％丙烯酸，2-4wt％乙酸，1-3wt％杂质，和26-34wt％水)供入塔(1)。塔(1)内塔顶压力设为110mmHg(2.1psi)绝对压力，通过塔板的总压降保持在120mmHg(2.3psi)以使塔底温度最低，为109℃(228°F)。单板压降保持在1-2mmHg(0.02psi-0.04psi)。
塔底产物(180)含有：92-94wt％丙烯酸，6-8wt％丙烯酸二聚物，和0.1-0.2wt％乙酸。含水馏出产物(130)含有：4-5wt％丙烯酸，6-8wt％乙酸，和87-90wt％水。开孔面积为24％的塔板的塔板效率低于10％。开孔面积为20％的塔板的塔板效率为30％。
实施例2
共沸蒸馏塔(1)有以下述物理特征：
1.172in内径塔体
2.54块双流塔板
3.下部塔板有16-18％的开孔面积
4.上部塔板有14-20％的开孔面积
含丙烯酸的原料水溶液(63-67wt％丙烯酸，2-4wt％乙酸，1-3wt％杂质，和26-34wt％水)供入塔(1)。塔(1)内塔顶压力设为110mmHg(2.1psi)绝对压力，使通过塔板的总压降升至140mmHg(2.7psi)，导致塔底温度为111℃(232°F)。由于塔(1)内安装了很多低开孔面积的塔板，单板压降增至4-6mmHg(0.08psi-0.12psi)。
塔底产物(180)含有：94-96wt％丙烯酸，4-6wt％丙烯酸二聚物，和0.05-0.1wt％乙酸.含水馏出产物(130)含有：1-2wt％丙烯酸，6-8wt％乙酸，和90-93wt％水。开孔面积为16-18％的塔板的塔板效率为40％。开孔面积14-17％的塔板的塔板效率为50％。实施例2的实施方案实现比实施例1的实施方案大25％的生产能力。
实施例3
对现有丙烯酸塔进行改造(修改、翻新、改型)以实现本发明第一改造实施方案和第二改造实施方案。表5的“改造后”的塔包含第二改造实施方案的数据。修改前后的操作数据见下表。
该实施例中塔板是双流型的。最近在第一改造实施方案中的初步修改如下：塔板3、5、7、9、11、13、15、17、19、21、23、25、和27拆除(原来共71块塔板)。在塔板2、4、6、8、10、12、14、16、18、20、22、和24上方安装开孔面积为16.24％的塔板(有1/2in内径的孔)。在塔板26上方安装开孔面积为20.00％的塔板(有1/2in内径的孔)。
形成第二改造实施方案的最终修改如下：拆除塔板14、16、18、20、22和24(原来共有72块塔板)上方开孔面积为16.24％的塔板(有1/2in内径的孔)。在塔板14、16、18、20、22和24上方安装开孔面积为18.42％的塔板(有1in内径的孔)。在塔板35下方间距27”处安装开孔面积为18.95％的新塔板(有1/2in内径的孔)。此修改还使塔板34的间距减小为33”。其它修改涉及塔板的支撑。这些包括：用于支架1、8、9和16的有1”排水孔的三角形/悬臂支架设计；用于支架1、8、9和16的有/没有1”排水孔的塔板32安装环三角形/悬臂支架设计；用于支架1、8、9和16的有/没有1”排水孔的塔板33安装环垂直支架设计。
表5：第二改造实施方案的结果
参数   改造前   第二改造后
控制塔板温度，℃(°F)(平均，塔板43&62)   72.1(162)   66.3(151)
粗丙烯酸流速(CAA)，lb/hr   32300   35200
塔顶水含量，wt％   11.2   11.9
总压降，mmHg(psi)   117(2.3)   139(2.7)
塔顶压力，mmHg(psi)   112(2.2)   110(2.1)
塔底温度，℃(°F)   108.9(228)   112.2(234)
平均含水进料，lb/hr   49900   52700
总进料，lb/hr   51100   56100
进料中水含量，wt％   33.3   34.7
进料中乙酸含量，wt％   2.3   2.3
塔底乙酸浓度，ppm   1252   463
塔底AOPA浓度，wt％   6.7   6.7
含水馏出物中丙烯酸浓度，wt％   5.0   1.3
尽管已结合特定实施方案描述了本发明，但根据此描述和附图，许多替换和改变对本领域技术人员来说是显而易见的。因此，本发明想要包括落入所附权利要求书的精神和范围内的所有替换和改变。另外，上面引用的美国专利的主题均引入本文供参考。

Claims (10)

1.一种纯化热不稳定化合物的装置，包括：
精馏段；
有至少一块汽提塔板的汽提段；
所述至少一块汽提塔板横跨所述精馏或汽提段的横截面积延伸并有塔板横截面积和多个蒸气可通过的开孔区，其中每个开孔区都有一个开孔横截面积，所有开孔横截面积之和在塔板横截面积的5％至50％的范围内，
所述至少一块汽提塔板在装置运行过程中产生塔板压降，所述塔板压降在1mmHg至10mmHg的范围内，和
所述至少一块汽提塔板在塔运行过程中有等于或大于20％的塔板效率。
2.如权利要求1所述的装置，其特征在于所述汽提段有被至少20cm的垂直距离隔开的第一汽提塔板和第二汽提塔板。
3.如权利要求1所述的装置，其特征在于所述至少一块汽提塔板没有降液管。
4.如权利要求1所述的装置，它包括：
有进料口、塔顶出口、塔底出口、回流入口和再沸器返流入口的蒸馏塔，所述塔还有受塔内径限制的塔内横截面积；其中
所述蒸馏塔装有所述精馏段和所述汽提段，
所述精馏段位于所述进料口上方，所述汽提段位于所述进料口下方。
5.如权利要求4所述的装置，它包括由塔内径限定的内表面的蒸馏塔壁，其中所述开孔区允许蒸气以足够夹带至少一个汽提塔板的上表面上存在的液体的速度流过造成液体质量传递以致所述液体接触所述内表面从而润湿所述内表面。
6.如权利要求4所述的装置，它还包括足以提供8或更多分离理论级的多块塔板，其中所述精馏段有足够的精馏塔板提供至少4个分离理论级，所述汽提段有足够的塔板提供至少4个分离理论级。
7.一种用权利要求1所述的装置提纯丙烯酸的方法，它包括生产丙烯酸浓度大于50wt％的塔底物流的步骤。
8.如权利要求7所述的方法，它包括采用权利要求6的装置提纯丙烯酸。
9.如权利要求8所述的方法，它包括生产丙烯酸组分少于10wt％的塔顶物流的步骤。
10.一种改造现有蒸馏塔获得权利要求1所述装置的方法，包括用装置运行过程中能产生4mmHg至6mmHg范围内的塔板压降的一块权利要求1中定义的塔板代替汽提段的至少两块塔板的步骤。
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Families Citing this family (31)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2006080380A1 (ja) * 2005-01-28 2006-08-03 Nec Corporation 情報漏洩分析システム
US7909966B2 (en) * 2005-11-02 2011-03-22 Amt International, Inc. Apparatus for catalytic distillation processes
CN101312933B (zh) * 2005-11-25 2012-02-29 旭化成化学株式会社 碳酸二烷基酯和二醇类的工业制备方法
WO2007060894A1 (ja) 2005-11-25 2007-05-31 Asahi Kasei Chemicals Corporation ジアルキルカーボネートとジオール類の工業的製造方法
CN101321805B (zh) * 2005-11-30 2012-03-28 旭化成化学株式会社 高品质芳香族聚碳酸酯的工业制备方法
EA200801325A1 (ru) * 2005-12-12 2009-02-27 Асахи Касеи Кемикалз Корпорейшн Способ промышленного получения высококачественного ароматического поликарбоната
TWI314549B (en) 2005-12-26 2009-09-11 Asahi Kasei Chemicals Corp Industrial process for separating out dialkyl carbonate
TW200738601A (en) * 2005-12-27 2007-10-16 Asahi Kasei Chemicals Corp Industrial process for production of dialkyl carbonate and diol
TWI334410B (en) * 2006-01-10 2010-12-11 Asahi Kasei Chemicals Corp Industrial process for production of high-purity diol
US8334415B2 (en) * 2007-04-12 2012-12-18 Dow Global Technologies Llc Process and apparatus for reducing heavy byproduct formation during distillation
EP2144680A1 (de) * 2007-04-27 2010-01-20 Basf Se Kolonne mit querstromböden und flüssigkeitsverteiler
US20090124825A1 (en) * 2007-11-14 2009-05-14 Shanghai Huayi Acrylic Acid Co., Ltd Method of (meth) acrylate production
CN101456807B (zh) * 2007-12-13 2012-07-11 上海华谊丙烯酸有限公司 一种生产(甲基)丙烯酸的方法
CN101597091B (zh) * 2008-06-06 2011-07-20 山东金诚重油化工有限公司 酸性水汽提装置塔底供热的方法
DE102008054587A1 (de) * 2008-12-12 2010-06-17 Basf Se Verfahren zur Rückspaltung von in einer Flüssigkeit F enthaltenen Michael-Addukten, die bei der Herstellung von Acrylsäure oder deren Ester gebildet wurde
US8540870B2 (en) * 2009-06-25 2013-09-24 Uop Llc Process for separating pitch from slurry hydrocracked vacuum gas oil
US8202480B2 (en) * 2009-06-25 2012-06-19 Uop Llc Apparatus for separating pitch from slurry hydrocracked vacuum gas oil
US8460517B2 (en) * 2009-09-02 2013-06-11 Gtc Technology Us Llc Methods and apparatuses for steam addition to a reboiler coupled to an extractive distillation column for improved extractive distillation
JP5226710B2 (ja) * 2010-02-01 2013-07-03 三井造船株式会社 高粘度重合液中の揮発性物質回収装置
US9150470B2 (en) 2012-02-02 2015-10-06 Uop Llc Process for contacting one or more contaminated hydrocarbons
CA2900811A1 (en) * 2013-02-11 2014-08-14 Gtc Technology Us Llc A method for reducing energy consumption by thermal coupling
WO2014193492A1 (en) * 2013-05-28 2014-12-04 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Vapor-liquid separation by distillation
KR101616553B1 (ko) 2013-08-30 2016-04-28 주식회사 엘지화학 (메트)아크릴산의 연속 회수 방법 및 장치
WO2015030470A1 (ko) * 2013-08-30 2015-03-05 주식회사 엘지화학 (메트)아크릴산의 연속 회수 방법 및 장치
CN106892843A (zh) * 2015-12-17 2017-06-27 英尼奥斯欧洲股份公司 回收塔控制
TW201825451A (zh) * 2016-12-13 2018-07-16 德商巴斯夫歐洲公司 藉由蒸餾分離純（甲基）丙烯酸環己酯的方法
EP3965911B1 (en) 2019-05-06 2023-10-25 SABIC Global Technologies, B.V. Distillation tray having through holes with different diameters
CN111285421A (zh) * 2020-01-16 2020-06-16 董国亮 一种甲醇制烯烃污水汽提塔系统
CN111437617B (zh) * 2020-06-09 2022-05-03 长沙兴和新材料有限公司 一种环己烷氧化废碱液的蒸发浓缩方法和设备
WO2023090447A1 (ja) * 2021-11-19 2023-05-25 ニプロ株式会社 精製次亜塩素酸水溶液の製造方法および製造装置ならびに精製次亜塩素酸水溶液
CN114618181B (zh) * 2022-03-17 2023-12-08 北京道思克矿山装备技术有限公司 一种戊烯腈合成反应中回收氢氰酸的系统和方法

Family Cites Families (81)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3410540A (en) * 1964-11-09 1968-11-12 Union Carbide Corp Vapor-liquid contact system and method
GB1127127A (en) 1966-04-26 1968-09-11 Bp Chem Int Ltd Stabilization of acrylic acid
JPS4924898B1 (zh) * 1970-12-26 1974-06-26
NL180579C (nl) * 1972-05-24 1987-03-16 Sumitomo Chemical Co Werkwijze voor het scheiden van een mengsel bestaande uit acrylzuur, azijnzuur en water.
US3988213A (en) * 1972-09-25 1976-10-26 Nippon Shokubai Kagaku Kogyo Co., Ltd. Method of distilling vinyl compounds
US4021310A (en) * 1972-12-22 1977-05-03 Nippon Shokubai Kagaku Kogyo Co., Ltd. Method for inhibiting the polymerization of acrylic acid or its esters
AR206439A1 (es) * 1974-10-07 1976-07-23 Celanese Corp Un metodo para la recuperacion de un acido acrilico crudo
JPS548693A (en) * 1977-06-21 1979-01-23 Chisso Corp Removal of monomer from vinyl chloride resin slurry by steam treatment using improved plate column
US4147859A (en) * 1977-10-11 1979-04-03 The B. F. Goodrich Company Process for removal of chloroform and carbon tetrachloride from chlorinated polyvinyl chloride
US4177110A (en) * 1978-07-18 1979-12-04 Cosden Technology, Inc. Method for the distillation of vinyl aromatic compounds using polymerization inhibitors with low-volatility
US4247521A (en) * 1979-08-15 1981-01-27 Union Carbide Corporation Liquid-liquid contacting system
US4301098A (en) * 1980-01-30 1981-11-17 Mix Thomas W Vapor liquid contacting
US4578153A (en) * 1980-12-11 1986-03-25 Air Products And Chemicals, Inc. Sectioned bubble tray distillation over a wide range of feed composition and bubble tray loading
US4422903A (en) * 1981-02-17 1983-12-27 Raphael Katzen Associates International Inc. Anhydrous ethanol distillation method and apparatus
EP0230597B1 (en) * 1985-12-19 1992-04-08 Nippon Shokubai Kagaku Kogyo Co., Ltd Method for inhibiting polymerization of maleimides
TW295580B (zh) * 1992-01-09 1997-01-11 Nippon Catalytic Chem Ind
US5407605A (en) * 1993-12-16 1995-04-18 Uop Fractionation tray with side discharging triangular downcomers
JP3937462B2 (ja) * 1994-08-04 2007-06-27 三菱化学株式会社 アクリル酸精製法
US5961790A (en) * 1994-12-14 1999-10-05 Basf Aktiengesellschaft Separation of (meth) acrylic acid by rectification
DE19536179A1 (de) 1995-09-28 1997-04-03 Basf Ag Verfahren zur rektifikativen Abtrennung von ungesättigten Carbonsäuren aus Lösungsmitteln
DE19542829A1 (de) * 1995-11-17 1997-05-22 Basf Ag Verfahren zur Destillation von Ethylenoxid
JP3028925B2 (ja) * 1995-12-05 2000-04-04 株式会社日本触媒 アクリル酸の製造方法
DE19600955A1 (de) * 1996-01-12 1997-07-17 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von Acrylsäure und deren Ester
DE19606877A1 (de) * 1996-02-23 1997-08-28 Basf Ag Verfahren zur Reinigung von Acrylsäure und Methacrylsäure
DE19624674A1 (de) 1996-06-20 1998-01-02 Basf Ag Verfahren zur Entsorgung von bei der Acrylsäure- oder Methacrylsäure-Herstellung anfallenden Nebenkomponenten
DE19627847A1 (de) 1996-07-10 1998-01-15 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von Acrylsäure
DE19627850A1 (de) 1996-07-10 1998-01-15 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von Acrylsäure und Methacrylsäure
DE19634614A1 (de) 1996-08-27 1998-03-05 Basf Ag Verfahren zur destillativen Abtrennung von Rein-(Meth)acrylsäure aus Gemischen, die im wesentlichen frei sind von Komponenten, deren Siedepunkt niedriger als der der (Meth)acrylsäure ist
JPH10139713A (ja) * 1996-11-15 1998-05-26 Daicel Chem Ind Ltd ３，５，５−トリメチルシクロヘキサ−３−エン−１−オンの製造方法
US6096920A (en) * 1997-01-08 2000-08-01 Albemarle Corporation Preparation of carboxylic compounds and their derivatives
JPH10212249A (ja) * 1997-01-31 1998-08-11 Nippon Shokubai Co Ltd 易重合性有機化合物の精製方法および精製装置
US6084127A (en) 1997-02-28 2000-07-04 Nippon Shokubai Co Ltd Method for recovering acrylic acid
DE19827087A1 (de) 1997-07-31 1999-02-25 Basf Ag Verfahren zur Entfernung von (Meth)acrylsäure aus (Meth)acrylsäure und Aldehyde enthaltenden Gemischen
US6365006B1 (en) * 1997-10-01 2002-04-02 General Electric Company Method for distilling a mixture of substances and device for realizing the same
DE19746690A1 (de) 1997-10-22 1999-04-29 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von (Meth)acrylsäure
DE19746689A1 (de) * 1997-10-22 1999-04-29 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von (Meth)acrylsäure
DE19746688A1 (de) 1997-10-22 1999-04-29 Basf Ag Verfahren zur Reinigung von Anlagenteilen
US6149136A (en) * 1998-01-20 2000-11-21 Air Products And Chemicals, Inc. Distributor for packed liquid-vapor contact column
US6180827B1 (en) * 1998-02-03 2001-01-30 Hfm International, Inc. Recovery of acrylic acid from process or waste water streams
WO1999040988A1 (fr) * 1998-02-13 1999-08-19 Sergei Anatolievich Popov Systeme de distillation de produits liquides
JPH11226301A (ja) 1998-02-20 1999-08-24 Nippon Shokubai Co Ltd 蒸留方法及び蒸留装置
DE19814449A1 (de) 1998-03-31 1999-10-07 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von (Meth)acrylsäure und (Meth)acrylsäureestern
DE19917967A1 (de) 1998-05-16 1999-11-18 Basf Ag Stoffmischungen, enthaltend vinylgruppenhaltige Verbindungen und Stabilisatoren
US6362364B1 (en) 1998-09-22 2002-03-26 Nippon Shokubai Co., Ltd. Method for production of esterified product and apparatus therefor
US6384274B1 (en) 1998-09-27 2002-05-07 Rohm And Haas Company Single reactor process for preparing acrylic acid from propylene having improved capacity
JP3856974B2 (ja) 1999-02-17 2006-12-13 株式会社日本触媒 蒸留方法及び蒸留装置
DE60035141T2 (de) * 1999-02-18 2008-02-14 Nippon Shokubai Co., Ltd. Perforierter Boden ohne Ablauf, Kolonne mit perforiertem Boden ohne Ablauf und Verfahren zur Destillation
JP4080090B2 (ja) 1999-02-18 2008-04-23 株式会社日本触媒 易重合性化合物または易重合性化合物含有液の蒸留方法
DE19907316A1 (de) 1999-02-22 2000-08-24 Basf Ag Verwendung von Plattenwärmeüberträgern als Verdampfer und/oder Kondensator in Verfahren zur Herstellung polymerisierbarer Monomere
KR100411637B1 (ko) * 1999-03-03 2003-12-18 아사히 가세이 가부시키가이샤 디알킬 카보네이트 및 디올의 연속 제조 방법
EP1035103B1 (en) 1999-03-05 2003-10-15 Rohm And Haas Company Process for preparing acrylic acid
JP4109784B2 (ja) * 1999-03-09 2008-07-02 株式会社日本触媒 蒸気分散装置を有する精製装置
JP4242964B2 (ja) 1999-03-09 2009-03-25 株式会社日本触媒 （メタ）アクリル酸および／またはそのエステルの精製方法
MY121525A (en) 1999-03-11 2006-01-28 Nippon Catalytic Chem Ind Shell-and tube heat exchanger and method for inhibiting polymerization in the shell-and-tube heat exchanger
DE19911405A1 (de) 1999-03-15 2000-09-21 Basf Ag Inhibitorkomposition zur Stabilisierung von radikalisch polymerisierbaren Substanzen
US6306263B1 (en) * 1999-03-31 2001-10-23 Arco Chemical Technology, L.P. Impurities separation by distillation
JP5073129B2 (ja) 1999-03-31 2012-11-14 株式会社日本触媒 （メタ）アクリル酸の精製方法
JP4260976B2 (ja) * 1999-04-05 2009-04-30 株式会社日本触媒 廃油の取扱い方法
JP5066309B2 (ja) 1999-04-05 2012-11-07 株式会社日本触媒 易重合性物質含有物の精製方法
JP3787261B2 (ja) 1999-04-16 2006-06-21 株式会社日本触媒 易重合性化合物の重合防止方法
DE19922722A1 (de) 1999-05-18 2000-11-23 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von (Meth)acrylsäureestern
US6128922A (en) * 1999-05-21 2000-10-10 The Boc Group, Inc. Distillation method and column
AUPQ115899A0 (en) 1999-06-24 1999-07-15 Tel Epoll Pty Limited A system for, and a method of, gathering and disseminating information
US6500982B1 (en) 1999-06-28 2002-12-31 Rohm And Haas Company Process for preparing (meth) acrylic acid
US6639106B1 (en) 1999-07-23 2003-10-28 Rohm And Haas Company Process for preparing and purifying acrylic acid from propylene having improved capacity
EP1081156B1 (en) * 1999-09-03 2005-06-22 Cabby Business Inc. High efficiency process for the preparation of highly pure sterols
US6263701B1 (en) * 1999-09-03 2001-07-24 Air Products And Chemicals, Inc. Process for the purification of a major component containing light and heavy impurities
JP2001081050A (ja) 1999-09-10 2001-03-27 Nippon Shokubai Co Ltd 易重合性化合物の取り扱い装置および取り扱い方法
US6475349B1 (en) * 1999-09-24 2002-11-05 The Boc Group, Inc. Distillation column and method for promoting a uniform vapor flow
JP4392085B2 (ja) 1999-10-20 2009-12-24 株式会社日本触媒 充填塔および該充填塔を用いた易重合性化合物の取扱い方法
EP1095685B1 (en) 1999-10-29 2007-03-07 Nippon Shokubai Co., Ltd. Distillation apparatus and distilling method
JP2001131116A (ja) 1999-11-08 2001-05-15 Nippon Shokubai Co Ltd 易重合性物質含有液の蒸留方法
JP4558870B2 (ja) 1999-11-08 2010-10-06 株式会社日本触媒 塔式処理方法および装置
US6620968B1 (en) 1999-11-23 2003-09-16 Rohm And Haas Company High hydrocarbon space velocity process for preparing unsaturated aldehydes and acids
JP2001213839A (ja) 2000-02-03 2001-08-07 Nippon Shokubai Co Ltd （メタ）アクリル酸の製造方法
JP2001247510A (ja) * 2000-03-08 2001-09-11 Nippon Shokubai Co Ltd アクリル酸の製造方法
DE10022467A1 (de) * 2000-05-09 2001-11-15 Linde Ag Verfahren zur Reindarstellung von 1-Penten oder einem leichteren Alpha-Olefin als das 1-Penten
US6390454B1 (en) * 2000-06-02 2002-05-21 Uop Llc Multiple downcomer fractionation trays with liquid distribution devices on ends of downcomers
US6264800B1 (en) * 2000-07-19 2001-07-24 Arco Chemical Technology, L.P. Purification process
MXPA02011788A (es) * 2001-12-13 2005-08-26 Rohm & Haas Proceso para inhibir formacion de polimero en un proceso de deshidratacion azeotropica de monomero de vinilo.
WO2004035011A2 (en) * 2002-10-15 2004-04-29 Allergan, Inc. Botulinum toxin dental therapies and procedures

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