CN101198388B - 生产环氧乙烷的新汽提器构造 - Google Patents

生产环氧乙烷的新汽提器构造 Download PDF

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Abstract

一种从脂肪吸收剂(FA)回收环氧乙烷(E0)的方法，所述方法包括：将高温FA原料提供到E0汽提器，提供汽提气体原料并在高温下与所述高温FA原料接触，获得汽提的贫吸收剂(LA)和含E0的气体，及在所述高温FA原料以上的位置和在相对于所述高温FA原料更低的温度下将一个或多个外部工艺物流原料提供到所述E0汽提器从而浓缩所述含E0的气体中的E0和/或包括形式为来自E0汽提器或E0汽提器浓缩器的一个或多个侧线采出的一个或多个杂质脱除阶段；及用于该方法的装置。

Description

生产环氧乙烷的新汽提器构造
技术领域
本发明涉及最合适地在整合的环氧乙烷/乙二醇方法中生产环氧乙烷。
背景技术
环氧乙烷(EO)是制备很多种衍生物的中间产品，从量的角度来看最重要的衍生物是乙二醇(EG)。其它衍生物包括乙醇胺、二醇醚、洗涤剂乙氧基化物、多元醇和其它衍生物。EG通过EO与水的反应产生，产生作为主要产品的单乙二醇(MEG)以及作为副产品的二甘醇(DEG)和三甘醇(TEG)。
MEG主要用于制造聚酯纤维、聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)和在较小的程度上在机动车辆的冷却系统中用作防冻剂。DEG也用于纤维工业和作为烟草湿润剂。DEG和TEG两者都用于气体干燥。TEG也用于制造食品包装用的玻璃纸。
环氧乙烷的生产描述于Kirk-Othmer Encyclopedia of ChemicalTechnology，第3版，第9卷，1980，第443-447页。乙二醇的生产描述于Ullmann’s Encyclopedia of Industrial Chemistry，第5版，第A10卷，1987，第104和105页。
EO通常在组合的EO/EG方法中生产，该方法的优点是EO方法固有地具有一些要求处理的二醇形成，和组合的方法提供非常有效的热整合。整合的方法通常分成四个工段：EO反应和回收；轻组分(LE)脱除和EO纯化；二醇反应和脱水；和二醇纯化。
本发明在第一工段(EO反应和回收)中具有应用，所述EO反应和回收包括其中通过乙烯与含分子氧的气体的催化气相氧化而生产EO的EO反应器、用于循环未转化的试剂和脱除产品(EO、水和CO2)和供应新原料的循环回路、通过在水中的吸收和浓缩而从吸收剂回收EO的EO吸收器和汽提器、和CO2脱除工段。
适用于现有技术中EO回收工段和也适用于本发明的通用工艺条件合适地是高温高压。此处的高温表示在环境温度以上的温度。相似地，高压表示超过大气压的压力。但是回收工段可以在从环境温度例如20℃至150℃的温度和100-1,000kPa例如200-400kPa的压力下操作。EO汽提器塔将采用从顶部到底部的温差和压差而操作。
在图1所示的现有技术系统中，来自EO反应的回路气体(未示出)器进入EO吸收器(1)的底部。使气体向上移动和用基本无EO的贫吸收剂(LA)洗涤。将几乎无EO的顶部气体(未示出)再循环回EO反应器系统。在EO吸收器中使EO在LA中吸收和作为脂肪吸收剂(FA)(11)离开。向此系统中加入来自残余气体吸收器(RA)(2)的FA(12)。冷FA(11，12)流过LA/FA换热器(3)和被加热。
加热的FA(13)进入EO汽提器(4)的顶部。EO/水混合物在顶部(14)以上离开EO汽提器。在EO汽提器的底部中热量通过活蒸汽或经过再沸器提供。在此也将一些LA作为二醇排出物脱除和从LA脱除二醇。将系统的水平衡采用到EO汽提器(4)的活蒸汽或冷凝物物流(15)调节。热LA在底部(16)之上离开EO汽提器(4)。在LA/FA换热器(3)中将热LA冷却下来。为得到用于吸收的正确温度，将LA在其它换热器(5)中进一步冷却。LA然后可通过管线17重新用于EO吸收器(1)和通过管线18重新用于RA(2)。
一个装置中回收工段的分析显示在EO汽提器中使用大约30MW的热量，而对于EO的蒸发仅要求7MW。对于要求更多热量的解释在于装置是约17.5MW用于加热LA和7MW用于将水蒸发出EO汽提器顶部的装置。此外一些杂质在EO汽提器顶部馏分中存在，其消极地影响下游EG方法。
因此需要保存能量，该能量目前消耗在蒸发大量水和作为蒸气脱除中，和对于分离目的而言这些是必须的。此外需要脱除源自EO方法的杂质。
US 4,875,909(NSKK)公开了从这种工艺回收EO以降低EO汽提器的加热能量的方法。在此公开文献中公开了现有技术构造，其中通过产生EO汽提器中在(部分)冷凝的顶部产品回流情况下的精馏而达到EO汽提器顶部馏分中水的降低。但是必须再次蒸发此回流的物料从而耗费能量。在此构造中将热FA进料至EO汽提器的上部分和将(部分)冷凝的EO汽提器顶部蒸气返回到EO汽提器的顶部。
US 4,875,909公开了使用如下方法从EO汽提器的顶部蒸气回收更多热量和从EO汽提器底部物流回收热量的进一步构造：
-闪蒸底部物流和对闪蒸物流施加蒸气再压缩和在EO汽提器中使用该蒸汽
-使用底部物流进一步作为冷冻机系统中的热介质
-使用底部物流(在用于其它热回收可能性之后)作为位于EO汽提器底部物流中的EO精制器中或LE塔中的热源。
在此公开文献中装置和方法的第三个特性涉及来自EO汽提器顶部的扩散物的热含量。通过EO汽提器顶部物流的更低水浓度达到更低的热含量。这再次通过使EO汽提器的部分冷凝塔顶蒸气(在LE塔的再沸器中)回流达到。越少的水到达顶部，必须蒸发的水也越少。
为使用此公开文献的EO汽提器顶部物流的热含量，即使在其中它包含少得多的水的情况下，可以增加压力，从而以该方式提高露点。所述热含量然后可以用作EO精制器的热源。
发明内容
我们现在令人惊奇地发现，通过在EO汽提器中提供未加热的另外FA原料，提供在产生具有降低水含量的浓缩顶部物流方面具有特定热负荷优点的EO汽提器浓缩器阶段。进一步有利的实施方案导致在单一单元中组合EO汽提器和残余气体吸收器(RA)的进一步下游优点。
因此在本发明的第一方面提供一种从脂肪吸收剂(FA)回收环氧乙烷(EO)的方法，所述方法包括：将高温FA原料提供到EO汽提器，提供汽提气体原料并在高温下与所述高温FA原料接触，获得汽提的贫吸收剂(LA)和含EO的气体，及在所述高温FA原料以上的位置和在相对于所述高温FA原料更低的温度下将一个或多个外部工艺物流原料提供到所述EO汽提器，从而浓缩所述含EO的气体中的EO。本发明还提供实施本发明方法的装置，所述装置包括从脂肪吸收剂(FA)回收环氧乙烷(EO)的装置，该装置包括EO汽提器，所述EO汽提器具有FA入口、汽提气体入口、汽提的贫吸收剂(LA)和EO的出口、和位于以上FA入口之上用于一个或多个外部工艺物流的一个或多个出口。
因此提供从FA回收EO的装置，所述装置包括具有高温FA入口、用于在高温下与高温FA接触的汽提气体的入口、和汽提的LA和EO的出口的EO汽提器，其特征在于所述EO汽提器是用于浓缩EO出口中的EO的EO汽提器浓缩器，其具有位于高温FA入口之上用于相对于高温FA温度更低的一个或多个外部工艺物流的一个或多个入口。
具体实施方式
在此当描述本发明的适合EO汽提器时，“EO汽提器”和“EO汽提器浓缩器”可互换使用。
在特定的优点中，一个或多个外部工艺物流引起EO汽提器浓缩器的塔顶出口中EO浓度的增加和水浓度的降低。一个或多个外部工艺物流冷凝沿EO汽提器浓缩器上升的水但EO保持气相。这会降低再沸器负荷。
所定义的回流在塔顶部由(部分)冷凝的顶部产品的引入而进行，本发明因此提供通过在EO汽提器浓缩器顶部引入外部工艺物流而不同于现有技术和已知回流的浓缩器。
在此提及的外部工艺物流是指如下物流，所述物流外部从与EO汽提器连通的单独工艺单元得到，和/或不是回流物流，特别地不是来自EO汽提器或从EO汽提器顶部馏分得到的回流物流，但更特别地是用于EO汽提器顶部馏分内部的浓缩器物流。优选外部工艺物流在外部从单独的工艺单元没有冷却直接得到或间接但仅有部分冷却的情况下得到。这具有的特定优点是本发明的节能不会被用于冷却浓缩器物流的能量削弱。
优选高温FA入口位于EO汽提器的上部和一个或多个外部工艺物流的入口位于在引入高温FA的入口之上的EO汽提器的上部。
因此在本发明中，为了降低顶部馏分中的水含量，EO汽提器的精馏段不由顶部产品的回流实现，而是使用以上定义的外部工艺物流实现。
优选所述装置是用于回收EO的装置和包括供料以上定义的EO汽提器浓缩器的高温FA入口的EO吸收器，所述EO吸收器具有EO气体物流的入口和LA入口以及用于加热和供料到EO汽提器浓缩器的FA出口。LA和FA分别选自用于从气体物流吸收EO或包含EO的任何含水吸收剂。优选LA和FA分别是贫含EO和富含EO的含水吸收剂。吸收剂通常是任选地含有任何添加剂和夹带或累积的工艺组分的水。
合适地汽提气体是适于从以上定义的FA汽提EO的任何气体，和优选选自蒸汽等。
优选供应到入口的高温FA的温度为60-150℃，优选100-140℃，和供应到以上定义的入口的外部工艺物流的温度为10-80℃，优选15-60℃。优选外部工艺物流的温度超过EO的沸点。
优选本发明的装置包括供应一个或多个外部工艺物流到EO汽提器的入口，其供应比例为表达为所有外部工艺物流百分比(优选相对于高温FA)的1-50wt％外部工艺物流对50-99wt％高温FA，优选5-35wt％外部工艺物流对65-95wt％高温FA。
外部工艺物流合适地选自含水或气体物流，优选FA物流、水物流、EO物流等及其组合。FA物流合适地是温度低于高温FA的任何可用FA物流。水物流可以是任何可用水物流，和可以是补充水平衡或可以在别处补偿以恢复EO汽提器浓缩器中或涉及EO汽提器浓缩器的水平衡。
包含水的外部工艺物流可代替汽提气体补足水平衡的一部分，通常为蒸汽的形式，或正常在EO汽提器底部加入的冷凝物的形式。通过加入水作为以上定义的外部工艺物流，在EO汽提器浓缩器的顶部可以达到对水平衡的相同效果。
包含EO的外部工艺物流可包含来自单元中别处或来自贮存的EO。使用可用原料可以设想其它外部工艺物流。
包括FA入口的一个或多个外部工艺物流入口可以从来自通过使含EO的气体和蒸气与含水液相LA接触而形成FA的EO吸收器的FA出口供应、从来自通过使含残余EO的LE与含水液相LA接触而形成FA的RA的FA出口供应或通过它们的组合供应。
在包括FA入口的外部工艺物流入口从两个来源供应的情况下，用于外部工艺物流FA的一个或多个组合入口可以从EO吸收器和RA供应或一个或多个单独的外部工艺物流FA入口可以分别从EO吸收器和RA供应。
包括从EO吸收器回收的FA的一个或多个外部工艺物流通常通过LA/FA换热器与另一侧从EO汽提器底部出口供应的热LA换热和供料EO吸收器的入口。该装置可包括与EO吸收器和EO汽提器浓缩器连通的RA，所述EO汽提器浓缩器具有来自EO汽提器的LA的入口和为进行LE的进一步残余吸收用于回收的轻组分(LE)的入口，和具有用于循环的FA和纯化LE的出口。因此替代地或另外地，一个或多个外部工艺物流可包含从RA回收的FA，其通常通过LA/FA换热器与另一侧从EO汽提器底部出口供应的热LA换热和供料RA的入口。
可以将包括FA入口的一个或多个外部工艺物流入口从RA或EO吸收器FA出口之一、或其组合作为FA出口的旁路物流供料，所述旁路物流绕过或部分绕过LA/FA换热器。因此可以缩小换热器、保持基本相同的尺寸或可以增加表面积。
在本发明的特定优点中，总之必须加热外部FA物流用于汽提，和这通常在LA/FA换热器中进行。通过在高温FA入口以上在EO汽提器中加入FA而进行节能，由此外部工艺物流FA与汽提器内容物换热，从而浓缩塔顶馏分。
通过在EO汽提器的顶部用FA冷凝一部分水的进一步优点中，可以获得额外的热能整合，它能够降低整合EO/EG方法的总蒸汽消耗。
在此情况下，本发明的装置和方法提供由于在EO汽提器的顶部冷凝水的能量增益，因此加热冷FA导致EO汽提器再沸器的更低能量要求。取决于换热器的尺寸，由于LA/FA换热器中不够有效的能量回收而产生的EO汽提器中的少量能量损失可以通过由于经过LA/FA换热器的FA的更高温度而产生的少量能量增益而补偿。
在从RA引入外部工艺物流FA的特定优点中，来自RA底部的FA可用于吸收EO汽提器顶部内部的EO蒸气，从而减少总LA循环。例如RA循环20％FA和这可导致总LA循环减少5％。这进一步降低能量消耗。
RA可以通过用于来自汽提器的含EO的LE和来自LE塔的塔顶气体出口的含残余EO的LE的组合管道供应，其按顺序经过急冷器、冷却器、冷凝出EO和水的LE缓冲罐的排气口和另外的急冷器；或可以直接通过来自LE塔的塔顶气体出口的含残余EO的LE供应，从而绕过急冷器、冷却器、LE缓冲罐和另外的急冷器；或通过它们的组合供应。在直接供应中，供应含EO的LE而不冷凝出EO和水。这代表了单元优化和可代表总体能量消耗的改变。
本发明的装置可进一步包括在RA中、合适地在其底部用于外部工艺物流FA的入口。外部工艺物流FA从EO吸收器供应以吸收RA中的EO。FA仍然具有一些吸收来自非常富含EO的物流的EO的能力，同时要求LA吸收来自贫含EO的物流的EO。因此这种调整代表了可用吸收剂的有益用途。
本发明的装置可以在所需的压力下操作，由此以上特征的变化可提供另外的优点。特别地，可以引入急冷器用于从LE缓冲罐到用于含残余EO的LE的RA入口的排气管道中的LE，由此可以降低压力或缩小RA的尺寸，或反之亦然。
在进一步的优化中，RA直接通过来自LE塔的塔顶气体出口的含残余EO的LE任选地通过冷凝器供应，和可以在从EO汽提器浓缩器到LE塔的塔顶进料中省略缓冲罐和累积器。
在优选采用以上定义的优化形式的本发明装置中，可以使RA直接位于EO汽提器之上作为单独的单元或在形成单塔浓缩器的共用壳中作为组合的单元。任选地，另外LE塔可以在组合的EO汽提器和RA构造或壳中引入，或可以将它省略。
优选所述壳包含EO汽提器部分和RA部分之间的″塔顶″以脱除EO。这保证EO不是都进入RA。在此实施方案中，EO塔顶馏分可以直接进入LE塔和将LE塔顶馏分进料至RA。
优选内部冷凝器如冷水冷凝器在EO汽提器浓缩器的顶部中提供，它产生回流和进一步浓缩塔顶馏分。在此情况下根据产品物流的打算用途可以省略LE塔。
由于塔顶馏分中EO浓度的升高和LA中EO浓度的降低，可以缩小RA的尺寸。
在进一步的优化中甚至可以去除RA。在本发明的特定优点中，改进构造的结果是通过去除RA，没有多余的物流和不需要使物流转向。再次根据产品物流的打算用途可以省略LE塔。
在共用壳中组合的RA和EO汽提器可以开放连通或可包括内部区分，由此每个可以由独立的操作条件如压力等而作为单独的单元操作。
本领域技术人员可以设想上述装置特征和构造的组合。
在本发明的进一步方面，提供在EO汽提器中从脂肪吸收剂(FA)回收环氧乙烷(EO)的方法中用于杂质脱除的方法，该方法包括：提供高温FA原料，提供汽提气体原料且与FA原料在高温下在EO汽提器中接触，获得塔顶EO物流和底部贫吸收剂(LA)物流，和通过一个或多个侧线采出从EO汽提器脱除杂质。本发明也提供在从FA回收EO的方法中用于杂质脱除的装置，所述装置包括EO汽提器，所述EO汽提器具有高温FA入口、用于在高温下与高温FA接触的汽提气体入口、EO的塔顶出口和LA的底部出口，其特征在于EO汽提器包括在塔顶和底部出口之间用于脱除杂质的形式为来自EO汽提器的一个或多个侧线采出的一个或多个杂质脱除阶段。
优选用于杂质脱除的装置是以上所述的从含EO的气体回收EO的装置。
合适地，所述装置脱除烃和氯代烃杂质如醛、醇、酸、缩醛、环状缩醛、醚、环醚和酯，例如甲醛、1，4-二
Figure 2006800215187_0
烷、1，4，7-三
Figure 2006800215187_1
烷、1，3-二氧戊环、2-甲基-1，3-二氧戊环、2-氯-甲基-1，3-二氧戊环、2-氯-乙醇、乙二醛、草酸、乙醇酸、二羟基乙酸、乳酸、乙酸、甲酸及它们的酯。
优选侧线采出通向具有用于纯化气体的汽提的气相出口的副汽提器，或通向用于转化EO和/或杂质的转化器，或通向排出物，或上述方式组合。
副汽提器或转化器可包括用于废水物流或用于富含杂质的物流的出口。
可以将废水物流或富含杂质的物流从副汽提器作为底部废水物流分离或作为在纯化的底部水物流之上的侧线富含杂质的物流分离。
侧线抽出可以是来自EO汽提器中的任何一个或多个位置和可以是来自气相或液相或其组合；优选它来自液相或组合的气相和液相。优选侧线采出包括在EO汽提器中不同水平或高度的多个抽出点。这提供对塔顶馏分和底部馏分中EO浓度和杂质浓度波动的增加稳定性及防止杂质的累积。另外这提供不同杂质的抽出。
优选富含杂质的物流富集杂质使得没有废水，和因此可以将富集物流抛弃或在系统中再次使用，例如作为平衡器或作为水平衡的一部分。
替代地，侧线采出或富含杂质的物流通向转化器，其转化EO或杂质为适于使用或适于抛弃的产品，如转化EO为MEG、转化酯为非腐蚀性形式等。
优选本发明的装置用于脱除相对挥发度在EO和水之间的杂质。在特定的优点中，我们发现一些杂质如氯代环状缩醛的沸点大于EO和水两者，例如为200℃，由此可以预期它们位于废水物流中，但它们的相对挥发度在EO和水之间，由此可以令人惊奇地将它们从底部和顶部物流通过本发明的侧线采出分离。
因此，用于杂质脱除的装置根据塔顶馏分基本不包含杂质和杂质在EO汽提器中累积的单一规范操作。优选装置提供大于或等于80wt％、更优选88wt％、更优选95wt％、最优选大于或等于98wt％、尤其大于或等于99wt％或99.5wt％的塔顶馏分EO浓度。因此塔顶馏分基本不含一些或大多数杂质。
优选用于杂质脱除的装置包括用于浓缩来自EO汽提器的塔顶馏分的设备。因此在特定的优点中，基本所有的杂质均在EO汽提器中浓缩和不会通过塔顶馏分离开，由此获得基本纯的塔顶馏分。EO汽提器可包括在EO汽提器顶部或在塔顶馏分中的回流。这浓缩塔顶馏分，例如在塔顶馏分中得到大约80wt％的EO或更优选88wt％的EO。
替代地或另外地，用于杂质脱除的装置在包括上述用于浓缩塔顶馏分的设备的本发明第一方面的EO汽提器浓缩器中存在。在特定的优点中，在包括液体侧线采出的装置中，使在侧线采出以上的任何残余杂质在以上定义的EO汽提器浓缩器中通过以上定义的外部工艺物流入口冷凝。因此使塔顶馏分进一步浓缩，和例如包含大约90wt％的EO。更优选用于杂质脱除的装置在另外包括在EO汽提器浓缩器顶部中或在塔顶馏分中的回流的EO汽提器浓缩器中存在。因此使塔顶馏分进一步浓缩，和例如包含大约99wt％或更多的EO。我们发现这种杂质脱除由于高度浓缩的塔顶馏分而具有优异的效果。
在包括到EO汽提器的副汽提器的本发明进一步实施方案的特定优点中，杂质的脱除减少了下游问题如腐蚀、产品质量、废物产生等。
优选本发明的装置是用于转化乙烯为EO和其后转化为EG或纯化为高纯度EO的EO/EG单元的一部分，其包括EO汽提器，该EO汽提器具有反应气体入口和吸收剂入口的EO吸收器，和包含EO的FA出口，且包括具有高温FA入口和用于汽提的LA和用于EO的出口，所述装置另外包括在EO汽提器浓缩器中用于浓缩EO出口物流的外部工艺物流的一个或多个入口，和/或包括形式为从以上定义的EO汽提器或EO汽提器浓缩器的一个或多个侧线采出的一个或多个杂质脱除阶段。
如以上在本发明的一方面中所述，提供一种从FA回收EO的方法，所述方法包括将高温FA原料提供到EO汽提器，提供汽提气体原料且在高温下与高温FA原料接触，和获得汽提的LA和含EO的气体，其特征为在高温FA原料之上的位置和在相对于高温FA原料更低的温度下将一个或多个外部工艺物流原料提供EO汽提器，由此提供用于浓缩含EO的气体中EO的EO汽提器浓缩器。
本发明的方法从EO汽提器浓缩器的塔顶馏分得到纯化的EO产品物流，与没有外部工艺物流原料的对应方法相比，所述纯化的EO产品物流的EO浓度更高和水蒸汽和杂质的浓度更小。一个或多个外部工艺物流原料冷凝沿EO汽提器上升的水，但EO保持气相。
优选本发明的方法中EO汽提器塔顶物流中的水含量为从纯EO到30wt％水。优选地，与现有技术方法相比，该方法提供具有更高EO浓度的EO汽提器塔顶物流。这导致汽提器负荷的节省和低压蒸汽的节省。
本发明是例如通过使用部分绕过FA原料底部换热器的FA原料或通过使用来自别处的以上定义的外部工艺物流原料，而降低EO汽提器顶部物中水含量的新颖方式。通过具有温度低于FA原料的外部工艺物流原料，在汽提器的顶部中将顶部的水由外部工艺物流FA物流冷凝，因此降低再沸器的负荷和提供更为能量有效的方法。其它工艺改进也是可能的，从而得到更简单的操作和更低的能量需求。
本发明方法的特征在于与以上定义的装置以上所述的那些相应的进一步优点。
优选地，所述方法包括在EO汽提器浓缩器的上部在汽提的蒸气区中提供高温FA原料，和在高温FA原料之上在EO汽提器浓缩器的上部提供一个或多个外部工艺物流的一个或多个进料。
优选地，所述方法是用于EO回收的方法和包括用LA吸收EO和获得用于加热到高温的FA且供应高温FA原料到以上定义的EO汽提器浓缩器。
优选以上定义的高温FA原料的温度为60-150℃，优选100-140℃，和外部工艺物流的温度为10-80℃，优选15-60℃。优选外部工艺物流的温度超过EO的沸点。
该方法可包括将一个或多个外部工艺物流提供到EO汽提器，其供应比例为表达为所有外部工艺物流百分比(优选相对于高温FA)的1-50wt％外部工艺物流对50-99wt％高温FA，优选5-35wt％外部工艺物流对65-95wt％高温FA。尽管本身对要引入的外部工艺物流FA的数量没有限制，EO汽提器的输入可包含至多100％外部工艺物流FA而不需要引入另外的蒸汽，但采用如上所述比例的外部工艺物流获得特别显著的浓缩效果。
优选的外部工艺物流原料如上所述。通过选择外部工艺物流原料的特性，可以有利地影响EO汽提器塔顶馏分中的EO浓度。
包括FA的一个或多个外部工艺物流原料可包括来自通过使含EO的气体和蒸气与含水液相LA接触而形成FA的EO吸收器的FA，或可包括来自通过使含残余EO的LE与LA接触而形成FA的RA的FA，或它们包括的组合。
在外部工艺物流原料包括来自两个来源的FA的情况下，用于外部工艺物流FA原料的一个或多个组合原料可以从EO吸收器和RA提供或一个或多个单独的外部工艺物流FA原料可以分别从EO吸收器和RA提供。
包括来自EO吸收器的FA原料的一个或多个外部工艺物流原料通常通过LA/FA换热器与另一侧从EO汽提器的底部供应的热LA换热并作为进料提供到EO吸收器。该方法可包括将LA原料从EO汽提器提供到与EO吸收器和EO汽提器浓缩器连通的RA，和与回收的LE原料接触以进行进一步的残余LE的吸收，及获得用于循环的FA和纯化的LE。因此替代地或另外地，一个或多个外部工艺物流原料可包含从RA回收的FA，其通常通过LA/FA换热器与另一侧从EO汽提器的底部供应的热LA换热并作为RA的原料获得。
包含FA的一个或多个外部工艺物流原料可以从RA或EO吸收器之一、或其组合作为FA物流的旁路物流获得，它绕过或部分绕过LA/FA换热器。换热负荷可因此降低、保持基本相同或可能增加。
该方法可包括按顺序通过急冷器阶段、冷却器阶段、冷凝出EO和水的LE缓冲罐的排空和另外的急冷器阶段供应从组合的来自汽提器的含EO的LE原料和来自LE塔塔顶馏分的含残余EO的LE原料供应RA；或直接从LE塔的塔顶供应含残余EO的LE原料，绕过急冷器阶段、冷却器阶段、冷凝和另外的急冷器阶段；或由它们的组合供应。在直接供应方法中，供应含EO的LE原料而不冷凝出EO和水。这代表了工艺优化和可代表总体能量消耗的改变。
该方法可进一步包括供应RA中、优选在其底部分中的外部工艺物流FA。将外部工艺物流FA从EO吸收器供应以吸收RA中的EO。
本发明的方法可以在所需压力下、优选从大于大气压直到4巴(400kPa)的压力下操作，因此以上特征的变化可提供另外的优点。特别地，可以将急冷阶段引入用于从LE缓冲罐排出的含残余EO的LE并供应到RA，因此可以降低压力或缩小RA体积，或反之亦然。
在进一步的实施方案中，该方法包括利用来自LE塔塔顶馏分的含残余EO的LE任选地通过冷凝器阶段直接供应RA，和在从EO汽提器浓缩器到LE塔的塔顶原料中省略缓冲和累积器阶段。
在优选如上所述优化的本发明方法中，可以将RA阶段直接在EO汽提器浓缩器阶段之上在单独的工艺阶段中实施或在形成单塔浓缩器的共用壳中作为组合的工艺阶段实施。任选地，另外可以将LE分离阶段在EO汽提器和RA阶段中引入或与其成为一体。
优选所述壳包含EO汽提器部分和RA部分之间的″塔顶″以脱除EO。这保证EO不是都进入RA。在此实施方案中，EO塔顶馏分可以作为进料直接进入LE塔和将LE塔顶馏分进料至RA。
优选例如由内部冷凝器产生的回流如冷水回流在EO汽提器浓缩器的顶部中提供，它进一步浓缩塔顶馏分。在此情况下根据产品物流的打算用途可以省略LE塔中的分离阶段。
由于塔顶馏分中EO浓度的增加和LA中EO浓度的降低，可以缩小RA阶段的尺寸。
在进一步的优化中甚至可以去除RA阶段。再次根据产品物流的打算用途可以省略LE塔中的分离阶段。
在共用壳中组合的RA和EO汽提器可以是整体的或可以采用独立的操作条件如压力等作为单独的工艺操作。
本领域技术人员可以设想上述方法特征的组合。
如以上在本发明的进一步方面中所述，提供在EO汽提器中从FA回收EO的方法中用于杂质脱除的方法，该方法包括在高温下使高温FA原料与汽提气体接触，及获得塔顶EO物流和底部LA特流，其特征在于EO汽提器包括在塔顶和底部物流之间用于脱除杂质的形式为来自EO汽提器的一个或多个侧线采出的一个或多个杂质脱除阶段。
优选用于杂质脱除的方法是从含EO的气体回收EO的方法。合适地，所述方法脱除烃和氯代烃杂质如醛、醇、酸、缩醛、环状缩醛、醚、环醚和酯，例如甲醛、1，4-二
Figure 2006800215187_2
烷、1，4，7-三
Figure 2006800215187_3
烷、1，3-二氧戊环、2-甲基-1，3-二氧戊环、2-氯-甲基-1，3-二氧戊环、2-氯-乙醇、乙二醛、草酸、乙醇酸、二羟基乙酸、乳酸、乙酸、甲酸及它们的酯。
优选侧线采出进料至具有用于纯化气体的汽提的气相出口的副汽提器，或进料至用于转化EO和/或杂质的转化器，或进料至排出物，或上述方式的组合。
副汽提器或转化器阶段可产生废水物流或富含杂质的物流。可以将废水物流或富含杂质的物流从副汽提器作为底部废水物流分离或作为纯化的底部水物流以上的侧线富含杂质的物流分离。
侧线抽出可以是来自EO汽提器中的任何一个或多个位置和可以是来自气相或液相或其组合，优选是来自液相或组合的气相和液相。优选侧线采出包括在EO汽提器中不同水平或高度的多个抽出点。这提供对塔顶馏分和底部馏分中EO浓度和杂质浓度波动的增加稳定性及防止杂质的累积。另外这提供不同杂质的抽出。
优选富含杂质的物流富集杂质使得没有废水，和该方法包括将富集物流抛弃或在系统中再次使用，例如作为平衡器或作为水平衡的一部分。
替代地，该方法包括将侧线采出或富含杂质的物流提供到转化器且将EO或杂质转化为适于使用或适于抛弃的产品，如转化EO为MEG、转化酯为非腐蚀性形式等。
优选本发明的方法用于脱除相对挥发度在EO和水之间的杂质。在特定的优点中，我们发现一些杂质如氯代环状缩醛的沸点大于EO和水两者，例如为200℃，由此可以预期它们位于废水物流中但它们的相对挥发度在EO和水之间，由此可以令人惊奇地将它们从底部和顶部物流通过本发明的侧线采出分离。
因此，所述方法根据塔顶馏分基本不包含杂质和杂质在EO汽提器中累积的单一规范操作。优选方法提供大于或等于80wt％、更优选88wt％、更优选95wt％、最优选大于或等于98wt％和尤其优选大于或等于99wt％或99.5wt％的塔顶馏分EO浓度。因此塔顶馏分基本不含一些或大多数杂质。
优选方法包括在EO汽提器的气相和/或液相中、优选在最大杂质浓度的点(典型地在EO汽提器中中间蒸馏段的上部如在比如20块板的EO汽提器塔中的第三、第四或第五个浓缩器塔板)提供侧线抽出。通过塔底离开EO汽提器的任何杂质会导致杂质在LA/FA回路中的累积，然后在EO汽提器的侧线采出中抽出。
优选方法包括浓缩来自EO汽提器的塔顶馏分。因此在特定的优点中，基本上使所有的杂质均在EO汽提器中浓缩和不会通过塔顶馏分离开，由此获得基本纯的塔顶馏分。该方法可包括在EO汽提器的顶部或在塔顶操作回流。这浓缩塔顶馏分，例如在塔顶馏分中得到大约80wt％或更优选88wt％的EO。
替代地或另外地，用于杂质脱除的方法在包括上述用于浓缩塔顶馏分的设备的本发明第一方面的EO汽提器浓缩器方法中存在。在特定的优点中，在包括提供液体侧线采出的方法中，使在侧线采出以上的任何残余杂质在以上定义的EO汽提器冷凝器中通过以上定义的外部工艺物流入口冷凝。因此使塔顶馏分进一步浓缩，和例如包含大约90wt％的EO。更优选用于杂质脱除的方法在另外包括在EO汽提器浓缩器顶部中或在塔顶馏分中的回流的EO汽提器浓缩器中存在。因此使塔顶馏分进一步浓缩，和例如包括大约99wt％或更多的EO。我们发现这种杂质脱除由于高度浓缩的塔顶馏分而具有优异的效果。
在进一步的优点中，本发明的外部工艺物流浓缩器方法引起在EO汽提器的闪蒸器之上重质杂质的冷凝和避免杂质在EO汽提器塔顶馏分中离开。特别地这用于重质杂质如氯代烃，包括醇、有机酸、醛、缩醛和酯。
优选本发明的方法是将乙烯转化为EO及形成副产品、水和CO2和其后转化为EG或纯化到高纯度EO的EO/EG方法的一部分，所述方法包括通过引入EO吸收器和与吸收剂接触以形成FA以及将高温FA引入EO汽提器以使吸收剂与产品EO分离而回收EO，所述方法另外包括通过上述方法将一个或多个外部工艺物流原料引入EO汽提器浓缩器和/或包括形式为到如上所述EO汽提器或EO汽提器浓缩器的一个或多个侧线采出的一个或多个杂质脱除阶段。
附图说明
现在针对如下实施例和附图以非限制方式描述本发明，其中：
图1描述现有技术EO/EG方法和装置。
图2-11描述本发明的EO汽提器浓缩器的装置和方法。
图10-11描述本发明的EO汽提器杂质脱除的装置和方法。
在图1中将EO汽提器(4)的塔顶产品(14)用急冷器和/或冷却器(7)部分冷凝和输送(19)到LE塔(6)用于脱除轻组分。将LE塔的塔顶蒸气(20)送回到LE塔缓冲罐(8)。使轻组分气体物流从LE塔缓冲罐排出，经过管线22通过RA(2)以回收EO和通过残余气体压缩机(未示出)送回到循环气体(23)。
将RA(2)采用作为洗涤介质的冷LA(18)操作和将底部物流(12)与来自EO吸收器(1)的FA(11)混合和通过管线13送回到EO汽提器(4)用于回收EO。
将LE塔(6)的底部物流(24)(基本是水/EO混合物)进料至EO纯化塔(9)用于回收高纯度EO和/或直接进料至二醇反应器(未示出)。
在图1的现有技术方法中，如果降低EO汽提器(4)中的压力，任选的急冷器(10)可以在来自LE塔缓冲罐(8)的LE气体物流(21)中存在。
在图2中，如在图1中将来自EO吸收器(1)底部的FA(11)与来自RA(2)的底部物流(12)混合，及在高温FA原料(13)之上和在与其相比更低的温度下将此混合物的一部分作为外部工艺物流原料(25)送到EO汽提器浓缩器(4)。
替代地或另外地，到EO汽提器浓缩器(4)的任选外部工艺物流原料(26)来自另一个外部源。这种外部工艺物流(26)也可任选地在随后图3-11中描述的装置和方法中存在(其未示出)。
在图3中没有如图2中那样来自EO吸收器(1)底部(11)的FA与RA(2)的底部物流(12)的混合，而是将它们分别(25，27)进料至EO汽提器。来自EO吸收器的冷FA(11)的一部分和RA(2)的底部物流(12)用作到EO汽提器浓缩器(4)的外部工艺物流原料(25，27)以得到与图2中相同的效果。
在图4中不再如图1-3中那样将来自LE塔(6)的塔顶气体(20)用冷却水和急冷器冷凝，而是在RA(2)中吸收(28)。
在图5中优化RA(2)构造：少量图1-4的冷FA物流(11)用于(29)在RA(2)底部吸收EO，而LA(18)在顶部使用。
图6显示图4的系统，其中在初始出口中在EO汽提器冷凝器(7)和LE塔(6)之间累积器的功能是多余的，和可以去除这些单元。任选的急冷器(30)可以包括在从LE塔(6)到RA(2)入口(22)的塔顶馏分(20)中。
图7和8显示与图6相同功能的系统，但使RA(2)位于EO汽提器(4)的顶部或与EO汽提器(4)整合成到一个壳(31)内。整合的单一壳(31)可具有不同或相同的直径。在图8所示的组合壳构造(31)中可以省略LE塔。
图8显示带有整合壳(31)和通过回流(32)冷凝EO汽提器塔顶馏分的设备以得到大于或等于99wt％EO的塔顶物流(14)的图2-9的系统。这种构造提供EO汽提器塔顶馏分中非常高浓度EO使得塔顶馏分可以直接进料至EO纯化和省略LE塔。残余LE如CO2是下游工艺如EG方法中可接受的原料。如果需要脱除LE，则可以在塔顶馏分中包括汽提器(未示出)。
图9显示完全去除RA的图8的系统。根据产品物流(14)的打算用途，如需要可以存在LE塔。
图10显示利用形式为图8和9的塔顶回流(32)用于冷凝的设备和任选地另外图2-8的外部工艺物流浓缩器(25，27)的用于杂质脱除的侧线采出(33)。
图11显示通向副汽提器(34)的图10的系统，其将纯化的EO(35)返回到EO汽提器(4)，和脱除废水物流或浓缩的杂质物流(36)中的杂质。在此构造中，例如，EO汽提器(4)可包括20个理论级，及高温FA原料(13)优选在第6-9级如第9级进入塔，任何更低温度FA原料(25)在上部、优选在第5-7级如第6级进入，且侧线抽出优选在第3-5级如在第4级到具有约5个理论级的副汽提器(34)。作为理论级或由填料提供的板的替代，一个或两个汽提器塔可以采用物理塔板操作。
实施例1
在采用20％FA旁路的图2的系统中，我们得到EO汽提器塔顶馏分中5.8％的H2O。
蒸发EO必须的能量        4941kW
加热塔中FA必须的能量    30159kW
蒸发水必须的能量        11293kW
对于0-20％冷FA旁路，获得如下结果：
表1
旁路％     0     5     10     15     20
顶部以上的水减少[kW]     0   -4054   -8108  -12162   -16216
由于LA/FA换热器(3)中旁路的能量损失[kW]     0   4369   8739  13108   17477
由于更高的热FA温度的能量增益[kW]     0   -1780   -3379  -4779   -5997
EO浓缩器顶部的能量含量的减少[kW]     0   -296   -591  -887   -1183
总体负荷减少[kW]     0   -1761   -3334  -4720   -5919
预测最优旁路在25-30％，其得到大约10MW的加热负荷减少。
实施例2
对于图1和11的装置和方法，表2显示EO汽提器/浓缩器顶部馏分的杂质水平，和相关的能量表现。
    图1     图11
EO汽提器/浓缩器热负荷/MW     64.5     58.5
副汽提器(34)负荷/MW     0.5
原料温度FA1(13)/℃     104.5     111.2
原料温度FA2(25)/℃     37
FA1t/h(13)     1911.2     1624.5
FA2t/h(25)     286.7
EO汽提器/浓缩器顶部温度(14)/℃     99.7     26.0
EO汽提器/浓缩器底部温度(16)/℃     119.4     120.9
EO汽提器/浓缩器塔顶馏分(14)EO纯度/％     64.50     99.60
EO汽提器/浓缩器顶部(14)杂质/ppm     17.0     0.89
从上表很清楚的是杂质脱除可以采用实施例1的FA旁路操作及与不采用杂质脱除的常规操作相比仍然得到能量减少。杂质脱除使EO汽提器/浓缩器顶部馏分中杂质从17ppm减少至0.89ppm。

Claims (18)

1.一种从脂肪吸收剂(FA)回收环氧乙烷(EO)的方法，所述方法包括：通过在EO反应器中乙烯与含分子氧的气体的催化气相氧化而生产EO，将来自所述EO反应器的回路气体和贫吸收剂(LA)物流提供到EO吸收器，从所述EO吸收器抽出FA物流且加热所述FA物流以提供高温FA物流，将所述高温FA物流提供到EO汽提器，提供汽提气体原料并在高温下与所述高温FA原料接触，获得汽提的贫吸收剂(LA)和含EO的气体，及在所述高温FA原料以上的位置和在相对于所述高温FA原料更低的温度下将一个或多个外部工艺物流原料提供到所述EO汽提器，从而冷凝沿所述EO汽提器上升的水和浓缩所述含EO的气体中的EO，其中所述一个或多个外部工艺物流原料包括来自通过使含EO的气体和蒸气与含水液相LA接触而形成FA的EO吸收器的FA，或包括来自通过使含残余EO的轻组分(LE)与LA接触而形成FA的残余气体吸收器(RA)的FA，或包括它们的组合。
2.权利要求1的方法，其中所述高温FA物流的温度为60-150℃和所述外部工艺物流的温度为10-80℃。
3.权利要求1或2的方法，该方法包括将所述一个或多个外部工艺物流原料提供到所述EO汽提器，其提供比例为表达为所有外部工艺物流百分比的1-50wt％外部工艺物流对50-99wt％高温FA。
4.权利要求1或2的方法，其中将RA阶段直接在EO汽提器之上作为单独的工艺阶段实施或在形成单塔浓缩器的共用壳中作为组合的工艺阶段实施，任选地另外在其中进行轻组分(LE)分离阶段或省略该分离阶段。
5.权利要求1或2的方法，其中在所述EO汽提器的顶部提供通过内部冷凝器产生的回流。
6.在从脂肪吸收剂(FA)回收环氧乙烷(EO)的方法中用于杂质脱除的方法，该方法包括：通过在EO反应器中乙烯与含分子氧的气体的催化气相氧化而生产EO，将来自所述EO反应器的回路气体和贫吸收剂(LA)物流提供到EO吸收器，从所述EO吸收器抽出FA物流且加热以提供高温FA物流，将所述高温FA物流提供到EO汽提器，提供汽提气体原料并在所述EO汽提器中与所述高温FA原料接触，获得塔顶EO物流和底部贫吸收剂(LA)，及通过来自所述EO汽提器的一个或多个侧线采出脱除杂质；其中所述方法包括在EO汽提器顶部或在塔顶操作回流；或其中所述方法与使用浓缩所述EO汽提器顶部馏分的设备操作的权利要求1-5任一项的方法结合而操作；或上述方式的组合。
7.权利要求6的方法，其中所述杂质的相对挥发度在EO和水之间。
8.权利要求7的方法，其中脱除氯代环状缩醛杂质。
9.权利要求6-8任一项的方法，其中侧线采出进料至具有用于纯化气体的汽提的气相出口的副汽提器；或进料至用于转化EO和/或杂质的转化器；或进料至排出物；或进料至其中一种或多种的组合。
10.权利要求6-8任一项的方法，所述方法与使用浓缩所述EO汽提器顶部馏分的设备操作的权利要求1-5任一项的方法结合而操作。
11.权利要求1或6的方法，所述方法是将乙烯转化为EO及形成副产品、水和CO2和其后转化为乙二醇(EG)或纯化到高纯度EO的EO/EG方法的一部分，包括通过引入EO吸收器和与吸收剂接触以形成FA以及将FA引入EO汽提器以使吸收剂与产品EO分离而回收EO，另外包括通过权利要求1-5任一项的方法将一个或多个外部工艺物流原料引入EO汽提器和/或如权利要求6-10任一项的方法所述以来自所述EO汽提器的一个或多个侧线采出的形式脱除杂质。
12.一种从脂肪吸收剂(FA)回收环氧乙烷(EO)的装置，所述装置包括：EO反应器，其具有用于循环未转化试剂和脱除产品以及供应新原料的循环回路；EO吸收器，其具有来自所述EO反应器的EO气体物流的入口和LA入口以及用于加热和供料到EO汽提器的FA出口；EO汽提器，其具有FA入口、汽提气体入口、汽提的贫吸收剂(LA)和EO的出口、和用于冷凝沿所述EO汽提器上升的水和浓缩含EO的气体中EO的位于所述FA入口之上的用于一个或多个外部工艺物流的一个或多个入口，其中将包括FA入口的一个或多个外部工艺物流入口通过一个或多个连接器管线连接到EO吸收器的FA出口，用于通过使含EO的气体和蒸气与含水液相LA接触而形成FA；或连接到残余气体吸收器(RA)的FA出口，用于通过使含残余EO的轻组分(LE)与含水液相LA接触而形成FA；或上述方式的组合。
13.权利要求12的装置，其中将一个或多个外部工艺物流入口通过一个或多个连接器管线连接到RA或EO吸收器的FA出口之一或其组合作为FA出口的旁路物流，所述旁路物流绕过或部分绕过LA/FA换热器。
14.权利要求12或13的装置，其中残余气体吸收器(RA)作为单独的单元直接位于EO汽提器之上或作为组合的单元在形成单塔浓缩器的共用壳内，任选地另外引入或省略轻组分(LE)塔。
15.权利要求12或13的装置，其中内部冷凝器在EO汽提器的顶部提供。
16.从脂肪吸收剂(FA)回收环氧乙烷(EO)的方法中用于杂质脱除的装置，该装置包括：EO反应器，其具有用于循环未转化试剂和脱除产品以及供应新原料的循环回路；EO吸收器，其具有来自所述EO反应器的EO气体物流的入口和LA入口以及用于加热和供料到EO汽提器的FA出口；和EO汽提器，其具有来自EO吸收器的FA入口、汽提气体入口、EO的塔顶出口和贫吸收剂(LA)的底部出口、用于浓缩来自EO汽提器的塔顶馏分的设备、和在塔顶和底部出口之间的来自EO汽提器的一个或多个侧线采出用于脱除杂质。
17.权利要求16的装置，其中侧线采出通向具有用于纯化气体的汽提的气相出口的副汽提器；或通向用于转化EO和/或杂质的转化器；或通向排出物；或通向其中一种或多种的组合。
18.权利要求16或17的装置，其中内部冷凝器在所述EO汽提器中或在塔顶中存在；或其中所述EO汽提器如权利要求12-15任一项所述；或上述方式的组合。
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Families Citing this family (15)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
AR061437A1 (es) * 2006-06-13 2008-08-27 Shell Int Research Separacion y purificacion de glicoles
EP2150541B1 (en) * 2007-04-05 2010-09-29 Dow Global Technologies Inc. Integrated hydro-oxidation process with separation of an olefin oxide product stream
US8535510B2 (en) * 2007-04-17 2013-09-17 Arkray, Inc. Method for measuring substrate concentration and apparatus for measuring substrate concentration
EP2247355B1 (en) 2008-01-25 2014-03-26 Dow Technology Investments LLC Reflux condenser
US7569710B1 (en) 2008-02-23 2009-08-04 Brian Ozero Ethylene oxide recovery process
CA2731936C (en) * 2008-07-31 2016-08-16 Dow Technology Investments Llc Alkylene oxide recovery systems
CN102036975B (zh) * 2008-07-31 2013-09-04 陶氏技术投资有限公司 环氧烷回收系统
CN102112187B (zh) * 2008-07-31 2013-08-28 陶氏技术投资有限公司 环氧烷回收系统
EP2307111B1 (en) * 2008-07-31 2019-03-20 Dow Technology Investments LLC Alkylene oxide purification columns
US8053586B2 (en) 2008-07-31 2011-11-08 Dow Technology Investments Llc Alkylene oxide recovery systems
JP5687917B2 (ja) * 2011-02-16 2015-03-25 株式会社日本触媒 エチレンオキシドの精製方法
CN107073353B (zh) 2014-10-01 2019-12-17 国际壳牌研究有限公司 与环氧乙烷回收相关的改进
CN110621646B (zh) * 2017-05-19 2022-08-05 国际壳牌研究有限公司 在碳酸亚乙酯和乙二醇制备方法中的热集成
CN111328325B (zh) 2017-11-23 2023-01-13 国际壳牌研究有限公司 生产环氧乙烷和乙二醇的方法
CN114345103A (zh) * 2021-12-08 2022-04-15 菏泽昭华环境检测有限公司 一种高效清除甲醛制剂

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3418338A (en) * 1966-02-28 1968-12-24 Halcon International Inc Water extractive distillation of an ethylene oxide stream containing formaldehyde
CN1251583A (zh) * 1997-01-31 2000-04-26 Basf公司 通过蒸馏提纯环氧乙烷的方法

Family Cites Families (28)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2771473A (en) 1956-11-20 Ethylene oxide recovery
US3174262A (en) 1965-03-23 Chemical process and apparatus for recovery of ethylene oxide
US2156341A (en) 1935-11-22 1939-05-02 Carbide & Carbon Chem Corp Process for making and recovering ethylene oxide
US2414371A (en) 1942-09-04 1947-01-14 Standard Oil Co Controls for isomerization systems
US3097215A (en) 1960-04-08 1963-07-09 Shell Oil Co Recovery of hydrocarbon oxidation products
US3165539A (en) 1960-07-08 1965-01-12 Halcon International Inc Recovery of ethylene oxide from a liquid mixture thereof with normally gaseous impurities
NL271444A (zh) 1960-11-16 1900-01-01
US3217466A (en) 1962-05-22 1965-11-16 Lummus Co Recovery of ethylene oxide
US3745092A (en) 1971-01-11 1973-07-10 Shell Oil Co Recovery and purification of ethylene oxide by distillation and absorption
US3729899A (en) 1971-06-23 1973-05-01 Shell Oil Co Recovery of ethylene oxide from admixed inert gaseous components
BE789308A (fr) 1971-10-04 1973-03-27 Shell Int Research Terige oplossingen van etheenoxyde werkwijze voor het concentreren en zuiveren van wa
IT971365B (it) 1972-11-30 1974-04-30 Sir Soc Italiana Resine Spa Procedimento per il recupero dell ossido di etilene
US4028070A (en) 1974-04-11 1977-06-07 Nippon Shokubai Kagaku Kogyo Co., Ltd. Method of recovering ethylene oxide
US3964980A (en) * 1975-03-24 1976-06-22 Halcon International, Inc. Process for the recovery of ethylene oxide
IT1039745B (it) 1975-07-08 1979-12-10 Sir Soc Italiana Resine Spa Procedimento per la purificazione di eilende ossido
US4041131A (en) 1975-10-14 1977-08-09 Uop Inc. Sulfur recovery process
US4134797A (en) * 1978-02-21 1979-01-16 Halcon Research & Development Corporation Process for recovery of ethylene oxide containing low levels of aldehydic impurities
IT1144657B (it) 1981-03-02 1986-10-29 Snam Progetti Procedimento per l'assorbimento isotermico dell'ossido di etilene mediante l'impiego di assorbitori a film
SE8302611L (sv) 1983-05-06 1984-11-07 Gambro Lundia Ab Forfarande och anleggning for atervinning av en eller flera bestandsdelar ur en gasblandning
US4508927A (en) 1983-08-02 1985-04-02 The Halcon Sd Group, Inc. Preparation of glycols from ethylene oxide
FR2558069B1 (fr) 1984-01-17 1986-04-25 Atochem Procede d'elimination de gaz dissous dans une solution aqueuse d'oxyde d'ethylene
CA1284334C (en) * 1985-06-27 1991-05-21 Masayuki Sawada Method for recovery of ethylene oxide
DE3678871D1 (de) * 1985-07-03 1991-05-29 Nippon Catalytic Chem Ind Verfahren zur reinigung von ethylenoxid.
FR2624859B1 (fr) 1987-12-22 1991-03-22 Atochem Procede pour separer l'oxyde d'ethylene d'impuretes aldehydiques
US5529667A (en) 1994-12-01 1996-06-25 Hoechst Celanese Corporation Process for recovering ethylene oxide
EP0870753A1 (en) 1997-04-04 1998-10-14 Imperial Chemical Industries Plc A process for the preparation of methacrylate esters
US6551465B1 (en) * 2001-04-23 2003-04-22 Uop Llc Dividing wall column control system
US6749668B2 (en) * 2001-06-18 2004-06-15 Degussa Ag Process for the recovery of combustible components of a gas stream

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3418338A (en) * 1966-02-28 1968-12-24 Halcon International Inc Water extractive distillation of an ethylene oxide stream containing formaldehyde
CN1251583A (zh) * 1997-01-31 2000-04-26 Basf公司 通过蒸馏提纯环氧乙烷的方法

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