CN102112188B - 环氧烷回收系统 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种用于回收环氧烷的方法，所述方法包括：将含有环氧烷的进料流引入到环氧烷回收塔的汽提部；从进料流中汽提环氧烷以形成第一气态部分，其中所述第一气态部分从所述汽提部流向环氧烷回收塔的再吸收区域，并且其中再吸收区域还包括第一再吸收部和第二再吸收部；将第一气态部分部分地冷凝成液体回流流和富环氧烷蒸气流，其中所述液体回流流与汽提部物理连通；在第一水流中再吸收富环氧烷蒸气流的第一部分，并且第二再吸收部中，在第二水流中再吸收富环氧烷蒸气流的第二部分，以在形成第二水溶液。

Description

环氧烷回收系统

本申请要求2008年7月31日提交的美国临时申请61/137,517的优先权，该美国临时申请的说明书通过引用结合在此，并且该美国临时申请与如下共同拥有的美国专利申请一起提交：与该美国临时申请同一日提交的系列号61/137,494，其名称为“Alkylene Oxide Recovery Systems(环氧烷回收系统)”，律师备案号为66720；与该美国临时申请同一日提交的系列号61/137,493，其名称为“Alkylene Oxide Recovery Systems(环氧烷回收系统)”，律师备案号为64976A；与该美国临时申请同一日提交的系列号61/137,514，其名称为“Alkylene Oxide Purification Processes and Systems(环氧烷纯化方法和系统)”，律师备案号为64979A；以及与该美国临时申请同一日提交的系列号61/137,485，其名称为“Alkylene Oxide PurificationSystems(环氧烷纯化系统)”，律师备案号为66717。

技术领域

本公开内容的实施方案涉及用于从含有环氧烷的进料流中回收环氧烷的改进系统和方法。

背景技术

环氧烷如环氧乙烷典型在氧化反应器中通过乙烯与分子氧的银催化气相部分氧化制备，其导致气态反应流出物。然而，该气态反应流出物可能相对于所需的环氧乙烷含量是非常稀的，其含有例如约0.3摩尔％至约5摩尔％的环氧乙烷。另外，该气态反应流出物还可能含有不期望的组分如乙醛和甲醛，所述有不期望的组分如乙醛和甲醛可以在氧化反应器中或在氧化反应器下游形成。

环氧乙烷从气态反应流出物中的回收可以包括：开始的水吸收步骤、之后的汽提步骤，所述汽提步骤之后是再吸收步骤。在一些情况下，所述步骤中的每一个均在单独的蒸馏塔中进行，这可能导致高的设备成本和对于存在浓的气相或液相环氧乙烷的区域的安全性担心。一个示例性的可能存在浓的液相环氧乙烷的区域是当从环氧乙烷汽提器的顶部出来的气相环氧乙烷被冷凝时，产生了液体环氧乙烷。在汽提器中产生的液体环氧乙烷可以被输送至另一件设备以被进一步精制。然而，处理和/或输送浓环氧乙烷如液体环氧乙烷可能是由于受污染的风险而是危险的，原因在于被污染的液体环氧乙烷可能导致失控聚合，这种失控聚合可能产生热并且可能是爆炸性猛烈的。同样，避免和/或减少浓和/或受污染的液体环氧乙烷的区域可以增加环氧乙烷回收的安全性。

对于需要较高环氧乙烷产品纯度的应用，必须将环氧乙烷进一步精练。典型地，回收的环氧乙烷产物可以经历许多蒸馏步骤，这可以再次不利地影响生产经济性。因此，期望用于从含有环氧乙烷的水性混合物中回收环氧烷的改进系统和方法。用于回收环氧烷的改进系统可以避免或减轻与当前环氧烷回收相关的一些问题。

发明概述

在一些实施方案中，提供一种用于回收环氧烷的方法。该方法包括将含有环氧烷的进料流引入到环氧烷回收塔的汽提部。该环氧烷回收塔包括汽提部和再吸收区域。该方法还包括从所述进料流中汽提环氧烷以在汽提部中形成第一气态部分。第一气态部分从汽提部流向环氧烷回收塔的再吸收区域。再吸收区域还包括第一再吸收部和第二再吸收部。第一气态部分被部分地冷凝成液体回流流和富环氧烷蒸气流，其中所述液体回流流与汽提部物理连通。该方法还包括：在第一再吸收部中在第一水流中再吸收富环氧烷蒸气流的第一部分以形成第一水溶液。该第一再吸收部包括用于从第一再吸收部中移去第一水溶液的第一取出部(take-off)。该方法还包括：在第二再吸收部中，在第二水流中再吸收富环氧烷蒸气流的第二部分以形成第二水溶液。第二再吸收部包括用于从第二再吸收部中移去第二水溶液的第二取出部。

在另一个实施方案中，提供一种用于回收环氧烷的系统。该系统包括位于环氧烷回收塔中的汽提部，用于将进料流的一部分转化成气相部分。进料流的气相部分包括环氧烷。该系统还包括冷凝器，所述冷凝器用于部分地冷凝进料流的气相部分以产生富环氧烷蒸气流和液体回流流。该系统还包括在第一环氧烷回收塔中的第一再吸收部，所述第一再吸收部用于在第一水流中从富环氧烷蒸气流中再吸收环氧烷的第一部分，以形成第一水溶液。第一再吸收部包括第一水入口，所述第一水入口用于在第一再吸收部中提供第一水流。该系统还包括在环氧烷回收塔中的第二再吸收部，所述第二再吸收部用于在第二水流中从富环氧烷蒸气流中再吸收环氧烷的第二部分，以形成第二水溶液。第二再吸收部包括第二水入口，所述第二水入口用于在第二再吸收部中提供第二水流。

在各种实施方案中，提供一种用于回收环氧烷的系统，其中所述环氧烷为环氧乙烷。该系统包括位于环氧烷回收塔中的汽提部，所述汽提部用于将进料流的一部分转化成气相部分，其中进料流的气相部分包括环氧烷。该系统还包括冷凝器，所述冷凝器用于部分地冷凝进料流的气相部分以产生富环氧烷蒸气流和液体回流流。该系统还包括在环氧烷回收塔中的第一再吸收部，所述第一再吸收部用于在第一水流中从富环氧烷蒸气流中再吸收环氧烷的第一部分，以形成第一水溶液。第一再吸收部包括第一水入口，所述第一水入口用于提供第一水流，以从富环氧烷蒸气流中再吸收约0.1％至约15％的环氧烷。该系统还包括在环氧烷回收塔中的第二再吸收部，所述第二再吸收部用于在第二水流中从富环氧烷蒸气流中再吸收环氧烷的第二部分，以形成第二水溶液。第二再吸收部包括第二水入口，所述第二水入口用于提供第二水流，以从富环氧烷蒸气流中再吸收约10％至约80％的环氧烷。该系统还包括在环氧烷回收塔中的第三再吸收部，所述第三再吸收部用于在第三水流中从富环氧烷蒸气流中再吸收环氧烷的第三部分，以形成第三水溶液。第三水溶液基本上没有杂质。

定义

如本文中使用的，术语“约”可以不限于所规定的精确值。在至少一种情况下，由术语“约”所表示的变量可以参考测量仪器的精确度来确定。

如本文中使用的，“分离级”被定义为在蒸馏设备中的体积、装置或装置组合：在这种蒸馏设备内或在蒸馏设备处使相进行密切接触，在此所述相之间发生质量传递，从而趋向于将它们处于平衡，并且随后所述相可以在此机械分离。对于各种实施方案，具有理论塔板高度(“HETP”)的板式塔的每一个塔板和/或填料塔的填料是一个分离级，因为这些是流体进行紧密接触、发生相间扩散以及流体分离的位置。同样，在蒸馏设备中的塔板的数量也可以被归因于使用填料获得的分离级的等价数量。对于各种实施方案，术语具有HETP的分离级、塔板和/或填料可以交换使用，除非另外有相反的说明。

如本领域的技术人员所理解的，确定在蒸馏设备中使用的平衡级(理论塔板)的数量可以基于物料平衡以及在物质(例如，本公开内容的水性混合物)中的待分离化合物(例如环氧乙烷，水和处于液体形式的其它化合物)的平衡考虑因素计算。分离级的效率，以及因此的实际使用的分离级的数量，可以由所使用的机械设计以及蒸馏设备的操作条件确定。对于本文中提供的各种不同的实施方案，通过利用蒸馏设备的分离级的效率，可以使用平衡级(或理论塔板)的数量来代替在本公开内容中提供的分离级的数量。

如本文中使用的，术语“汽提部分(portion)”是指塔中的这样的部(section)，在该部中，水溶液的一种或多种组分通过被放置与不溶于该水溶液的气流接触或通过加热该水溶液以引起必须要移除的一种或多种组分的相变而被移除。

如本文所使用的，术语“再吸收部”是塔的这样的部，在该部中，通过气体与吸收该气体中一些组分的液体接触而移除该气体的组分。

如本文中使用的，术语“冷凝器”是指将蒸气的一部分转化成液体的装置。

如本文中使用的，“一个”、“一种”、“所述”、“至少一个”和“一种以上”交换使用。术语″包含″及其变体在出现在说明书和权利要求书的情况下，这些术语不具有限制意义。例如，位于环氧乙烷回收塔中以将″一种″进料流的一部分转化成气相部分的汽提部可以被解释为意思是指环氧乙烷回收塔包括″一种以上″的进料流。

术语“和/或”是指所列出要素中的一种、多于一种或全部。

此外，在本文中，所提及的由端点限定的数值范围包括在该范围内所包含的所有的数字(例如，1至5包括1、1.5、2、2.75、3、3.80、4、5、等)。

附图简述

在附图中，贯穿全部附图，类似的字符表示类似的部分，在附图中：

图1显示用于回收环氧烷的系统的示意图。

图2示例根据本发明的实施方案的用于回收环氧烷的示意性系统。

图3示例在本发明的一个实施方案中的用于回收环氧烷的示意性系统。

图4示例根据本发明的实施方案的用于回收环氧烷的示意性系统。

图5是根据本发明的一些实施方案的再吸收区域的构造。

图6是根据本发明的一些实施方案的再吸收区域的构造。

发明详述

烯(烯烃)，特别是乙烯到环氧烷(氧化烯烃)，特别是环氧乙烷的转化典型在含催化剂的反应器中通过如下方法进行：取决于所需的生产率，在约200摄氏度(℃)至约300℃的温度，以及在约5个大气压(506千帕(kPa))至约30个大气压(3,040kPa)范围内的压力，将含有乙烯和氧或含氧气体的反应物流连续地引入。在大规模反应器中的停留时间可以在约0.1秒至约5秒的数量级。

典型地，乙烯至环氧乙烷的单程转化率(per pass conversion)低，即，在1％以下的数量级。由此形成的气态反应流出物含有稀浓度的环氧乙烷以及未反应的乙烯，未反应的氧、醛、酸性杂质、氮、氩、和二氧化碳以及其它组分。然而，可以将环氧乙烷从气态反应流出物中分离并回收。为了回收环氧乙烷，来自反应器的气态反应流出物可以在吸收器塔中用吸收剂比如水洗涤，以形成含有环氧乙烷的含水混合物。环氧乙烷在水中从气态反应流出物中的吸收在一定程度上从气态反应流出物的未反应的乙烯和/或氧和/或其它气态组分(例如，二氧化碳，氮和氩)中回收环氧乙烷。然后，可以将残留的气态材料作为循环气体再循环以与乙烯和纯氧的原料混合，并且被进料至环氧乙烷反应器中，以产生作为气态反应流出物的环氧乙烷。

在典型环氧乙烷制备装置(unit)中，环氧乙烷生产工艺可以与环氧乙烷回收工艺互连，并且在环氧乙烷制备装置与下游的产品制备装置比如例如乙二醇制备装置一起操作的某些情况下，环氧乙烷工艺还可以与乙二醇制备工艺互连以使能量利用最大化，这进而可以降低生产成本。

在本发明的实施方案中使用的烯烃由下面的结构式(I)表征：

其中R₁和R₂各自独立地选自氢和低级(lower)一价基团，优选C₁-C₆烷基，包括甲基、乙基、丙基、丁基和具有至多6个碳原子的高级同系物。在一些实施方案中，R₁和R₂各自独立地选自氢、甲基、乙基和丙基。在一个实施方案中，R₁和R₂都为氢，并且优选的烯烃是乙烯。在一些实施方案中，烯烃为丙烯，其中R₁为氢而R₂为甲基。制备的对应的环氧烷优选由下面的结构式(II)表征：

其中R₁和R₂在本文涉及反应物烯烃时被确定。在一些实施方案中，环氧烷为环氧乙烷(即，R₁和R₂都为氢)。在某些实施方案中，环氧烷为环氧丙烷(即，R₁为氢而R₂为甲基)。其它的示意性环氧烷包括具有式(II)的氧化物，其中R₁和R₂各自单独选自氢和低级单价基团，优选C₁-C₆烷基。

图1示例了用于从含有环氧乙烷的进料流106回收环氧乙烷的环氧乙烷回收塔100的示意图，其细节可以在与本申请同日提交的名称为“Alkylene Oxide Recovery Systems(环氧烷回收系统)”的美国临时申请61/137,494中找到，所述美国临时申请的内容通过引用结合在此。环氧乙烷回收塔100包括第一汽提部分102和再吸收部分104。

环氧烷回收塔200包括位于塔200内的汽提部202和在汽提部202上方的再吸收区域204。在某些实施方案中，气体部202可以位于环氧烷回收塔200的下半部，而再吸收区域204可以位于环氧烷回收塔200的上半部。

简要地，在第一汽提部分102中，引入含有环氧乙烷的进料流106。进料流106以逆流方式与第一气态流108接触，以将进料流106的一部分转化成气相部分110。进料流106的气相部分110从汽提部102流向冷凝器116以冷却和部分冷凝气相部分110，从而产生富环氧乙烷蒸气流118和液体回流流120。富环氧乙烷蒸气流118从冷凝器116流向塔100的再吸收部分104。再吸收部分104通过将富环氧乙烷蒸气流118与水流122接触而从富环氧乙烷蒸气流118吸收环氧乙烷，以形成水溶液128。在再吸收部分104中提供蒸汽流130以从水溶液128中移去二氧化碳和氧作为轻质杂质馏分134。形成的轻质杂质馏分134可以从塔100的顶部移去。

在一些实施方案中，将水溶液128导引到用于将环氧乙烷转化成乙二醇的二醇装置。在某些实施方案中，可以将水溶液128发送到用于进一步移除杂质的环氧乙烷纯化塔。

图2是根据本公开内容的实施方案的环氧烷回收塔200的示例。环氧烷回收塔200可以配置为具有多种形状和取向。在一些实施方案中，环氧烷回收塔200可以具有多边形形状并且可以以水平方式取向。环氧烷回收塔200可以具有多种尺寸。例如，具有圆筒状形状的回收塔200可以具有在约65厘米至约6米范围内或大于约6米的直径，以及在约6米至约65米范围内或大于约65米的高度。应当理解，环氧烷回收塔200可以由用于制造这种塔的任何材料制成，例如，该塔可以由钢制成。在一些实施方案中，环氧烷回收塔200可以是有夹套的，其中夹套和塔200之间的空间可以用惰性气体如二氧化碳，氮和/或氩吹扫(flushed)。具有夹套的塔可以提供针对外部点火源的保护，所述外部点火源否则可能引起环氧烷的爆炸性分解。在所示例的实施方案中，环氧烷回收塔200是由不锈钢制成的垂直取向的圆筒形塔。

在回收塔200内的操作条件可以根据加工条件而调节。例如，塔200可以在宽范围的压力下操作，所述的压力范围在亚大气压(即，真空)至近大气压，至超大气压。实际上，塔200的通常操作压力可以在系统设计过程中选择，尽管存在一些灵活性以用于调节塔200在正常操作过程的压力。塔200的设计操作压力可以在约60千帕(kPa)至约2,200kPa的范围内，优选在约80kPa至约1,100kPa的范围内，并且更优选在约100kPa至约450kPa的范围内。

此外，越过塔200可以存在压力梯度，其中在汽提部202中的压力最高，而在再吸收部204中的压力最低，如在本文中所讨论的。这种梯度可以越过塔200和/或塔200的不同部分逐渐改变，或可以是突然的压力变化。如本领域中的技术人员应当理解的，压降可能主要在汽提部202中的塔板和/或填料两端产生(如在本文中进一步论述)、在中间-塔冷凝器两端产生(如在本文中论述)，和/或在再吸收区域204中的塔板和/或填料两端产生(如在本文中进一步论述)。此外，压降可能受设计和操作因素如蒸气回流、液体回流、塔板数量和/或填料高度，填料的选择和/或冷凝器设计以及其它因素影响。在塔200中的压力梯度可以在约1kPa至约1,000kPa的范围内，优选在约3kPa至约500kPa的范围内，更优选在约5kPa至约300kPa的范围内。

环氧烷回收塔200还可以在宽范围的温度操作。实践中，塔的操作温度可以在系统设计过程中选择，但是在操作过程中塔的温度可能有明显的变化。此外，塔200中可能存在温度梯度，其中汽提部202中的温度最高，而在再吸收区域204中的温度最低。这种梯度可以越过塔和/或塔的不同部分逐渐变化，或可以是突然的温度变化。汽提部202的操作温度可以在约40℃至约200℃、优选约60℃至约160℃并且更优选约80℃至约140℃的范围。再吸收部204的操作温度可以在约10℃至约120℃、优选约20℃至约100℃并且更优选约25℃至约80℃的范围。

如本领域技术人员可以理解的，在本文中论述的，塔200的操作温度、塔200的操作压力以及进料流206的组成均可以是高度相互依赖的。此外，塔200的某些部可以受其它变量比如再吸收水温、所需的回流比、压降、其它进料入口和/或出口的存在和/或辅助加热器和/或冷却器的存在的影响。在设计和操作中，可以使这些变量最佳化以提供在汽提部202的操作成本、再吸收部204的操作成本以及总的塔200投资成本之间的平衡。例如，汽提部202当以更低的压力运行时可以具有最低的操作成本，然而再吸收部204在高压下操作时可以具有最低的操作成本。其它因素还可以影响所选择系统的操作压力，比如塔成本(例如，塔压力越高导致投资成本越高)或热源可利用性(例如，需要热源来驱使汽提部202达到某一温度)。此外，通常最佳的经济平衡涉及热联合要求或与装置的其它部分的其它联合要求。

在一些实施方案中，汽提部202可以在约130kPa至约150kPa的范围内的压力和在约100℃至约120℃的范围的温度操作，而再吸收部204可以在约110kPa至约130kPa的范围内的压力和在约30℃至约50℃的范围内的温度操作。

本公开内容的塔200可以使用蒸馏塔板(板式)、填料或蒸馏塔板和填料的组合来操作。蒸馏塔板可以是通常在蒸馏塔中找到的任何类型的板，比如筛板、泡罩板或浮阀塔板等。在一些实施方案中，在每块塔板之间的距离可以变化。此外，在使用填料的实施方案中，填料材料可以是无规堆砌的填料，比如例如，金属或陶瓷的拉西环、鲍尔环或Bialecki环。填料材料还可以是结构化片-金属填料，比如已知的并且可以例如以名称Gempak

(美国德克萨斯州达拉斯的Glitsch，Inc.)和/或Mellapak

(瑞士Gebr.Sulzer，Winterthur)商购的那些。

在使用无规填料的实施方案中，提供所需数量的分离级的填料的总要求高度可以通过计算出的平衡级的数量乘以理论塔板高度或HETP来确定。所述HETP是将产生与平衡级相同的分离的填料的高度的值。如本领域的技术人员所知的，HETP可以取决于所选择的填料的种类而变化。

在一些实施方案中，填料的总高度可以被分开成一个或多个区，其中气液再分布器在所述区之间，例如，以容纳由于填料的结构整体性所带来的高度限制或用于容纳进料流或产物流。在一些实施方案中，与塔板相比，填料可以提供更低的压降的优点，但是也必需考虑由于塔板相对于填料的选择所引起的成本差异。

汽提部202具有区205。在一些实施方案中，塔200的汽提部202可以以这样的方式操作：区205包括4和14个之间的分离级，优选6和12个之间的分离级，并且更优选7和11个之间的分离级。同样地，汽提部102可以包括约6至约25个分离级。在一些实施方案中，当使用塔板时，每块塔板之间的距离可以变化，其中每块塔板之间的距离被最优化，以用于进料流106组分在每块塔板的具体的温度和压力下的最好分离。

如本领域技术人员已知的，汽提部202的设计和操作将取决于进料流的组成以及期望产物的组成等。在一些情况下，例如，在二元组分进料流的情况下，可以使用分析方法比如麦凯布-蒂尔法(McCabe Thiele method)或芬斯克方程(Fenske equation)。对于多组分进料流，对于设计(例如，确定为了实现所需分离而需要的平衡级的数量)和操作(例如，对于确定最佳操作条件)都可以使用模拟模型。此外，一旦确定平衡级的数量，则本领域技术人员可以使用常规实验来确定为了实现所需的分离而在塔中使用的分离级的实际数量(例如，塔板的实际数量或填料的实际高度)。

气体部202可以具有许多组件，包括进口和出口。在所示的实施方案中，在汽提部202的上部设置进料进口206，以将进料流206引入到汽提部202中。

进料流208包括环氧烷和水。进料流208中的其它化合物的非限制性实例包括甲烷、二氧化碳、氧和/或烯烃等。在一些实施方案中，进料流208的组成是约1重量％至约5重量％的环氧烷，0重量％至约0.03重量％的烷烃(例如，甲烷)，约0重量％至约0.03重量％的二氧化碳，约0重量％至约0.015重量％的氧，约0重量％至约0.06重量％的烯烃，以及由水构成的其余部分。在一个实施方案中，进料流208的组成是约3重量％的环氧乙烷，约0.02重量％的甲烷，约0.02重量％的二氧化碳，约0.01重量％的氧，约0.04重量％的乙烯，以及由水构成的其余部分。进料流208还可以含有杂质，即，含氯的有机化合物和氧化的烃。在某些实施方案中，进料流208可以是具有两相，即，液相和气相。

汽提部202包括汽提流入口210，其用于将汽提气体引入到汽提部202中。在一个实施方案中，汽提流入口210可以位于汽提部202的下部，以使进料流208以逆流方式与汽提气体212接触。在一个实施方案中，汽提气体212是蒸汽。在一些实施方案中，汽提气体可以在汽提部202内部产生。例如，通过利用放置在塔200的内部或外部的加热机构，可以在汽提部202内产生蒸汽。汽提气体212从进料流208汽提环氧烷，以形成含有环氧烷的气相部分214和流向汽提部202下部的杂质馏分216。在一些实施方案中，杂质馏分216还可以含有水和环氧烷，并且可以被发送到与塔200互连的吸收器塔以进一步吸收环氧烷。在某些实施方案中，可以使吸收的环氧烷与进料流208一起回到塔200。在一些实施方案中，在被输送到吸收器塔的杂质馏分216中的环氧烷可以在约0至百万分之一千摩尔份的范围内。

汽提部202还可以包括至少一个进口，用于从环氧烷预回收或后回收工艺引入含有烯烃或环氧烷或烯烃和环氧烷这两者的至少一种输入流，以将环氧烷制备和回收的效率以及经济最大化。如在之前论述的，回收塔200可以是环氧烷-二醇制造装置中的一部分，所述环氧烷-二醇制造装置包括环氧烷制备、浓缩、纯化和任选的二醇形成。术语“环氧烷制备工艺”，如在此处中使用的并且在以下，是指环氧烷制备，回收和二醇制备工艺，除非另外规定。所述至少一种输入流可以来源于环氧烷制备工艺中的任何一个。例如，在一个实施方案中，环氧烷制备工艺可以包括二氧化碳吸收步骤。二氧化碳吸收典型在二氧化碳吸收器塔中进行，在所述二氧化碳吸收器塔中，在吸收溶液如碳酸钾水溶液中吸收含有环氧烷或未反应的烯烃等的二氧化碳的气体再循环流。该吸收溶液可以从二氧化碳的气体再循环流中吸收气体如环氧烷或未反应的烯烃。在包括二氧化碳吸收步骤的实施方案中，可以进一步使用闪蒸罐，其中将大部分的吸收的气体闪蒸出并收集并且返回到与环氧烷制备工艺连接的至少一个工艺。在一些实施方案中，可以将收集的气体输送到其中可以洗掉杂质的汽提部202。其它输入流可以包括来自环氧烷纯化排气、环氧烷清洗主管(clean-up header)，和/或环氧烷储存罐洗涤器水等的流。在一个实施方案中，将所述至少一种输入流与进料流208一起在汽提部202中汽提。

在汽提部202的下部设置第一出口224。在一些实施方案中，第一出口224用于移去杂质馏分216。在某些其它实施方案中，第一出口224用于从回收塔200移去杂质馏分216和中和溶液222。

在操作过程中，进料流208的气相部分214从汽提部202流至冷凝器226以冷却并部分冷凝气相部分214，从而制备富环氧烷蒸气流228和液体回流流230。液体回流流230与汽提部202物理连通。在一个实施方案中，进料流208的气相部分214在进入到冷凝器226的同时处于约80℃至约110℃的温度。在某些其它实施方案中，气相部分214可以处于约90℃至约100℃的温度。

在一些实施方案中，冷凝器226可以包括例如冷却水流，该冷却水流与气相部分214流动逆向流动，以冷却并且部分冷凝所述气相部分214。在图2中，冷凝器226与塔200成为一体并且位于汽提部202上方。在一些实施方案中，冷凝器226可以在塔200外部并且与汽提部202串联。在一些实施方案中，冷凝器226是回流冷凝器并且冷凝器226可以将冷凝蒸气直接返回到汽提部202，同时不可冷凝的气体(例如富环氧烷蒸气流)通过冷凝器226。在一些实施方案中，可以将从冷凝器226回收的热的一部分有用地用于环氧烷回收塔工艺的其它部分和/或用于环氧烷制备装置的其它部分。

富环氧烷蒸气流228从冷凝器226转到再吸收区域204，其中所述再吸收区域204包括第一再吸收部232和第二再吸收部234。来自冷凝器226的富环氧烷蒸气流228在第一再吸收部232下部进入第一再吸收部232。

第一再吸收部232，如所示例的，可以具有区235，其中所述区235包括分离级(例如，塔板、堆砌的填料、结构化的填料、或塔板和填料的混合物)，如参考汽提部202的区205所讨论的。在一些实施方案中，区235可以具有介于1至10个之间的分离级，优选介于1至8个之间的分离级，并且最优选介于1至6个之间的分离级。

在一些实施方案中，第一再吸收部232中的温度处于约10℃至约120℃，优选约20℃至约100，并且更优选约25℃至约80℃的范围内。第一再吸收部232中的压力可以处于约60千帕斯卡(kPa)至约2,200kPa，优选约80kPa至约1,100kPa，并且更优选约100kPa至约450kPa的范围内。

在一些实施方案中，第一再吸收部232可以包括位于第一再吸收部232下部的烟囱式塔板236。如本文中使用的，″烟囱式塔板″是以这样的方式设计的塔板：它允许蒸气(例如，富环氧烷蒸气流)经由它上升，但是通过将向下流动的液体积累在收集塔板237上而可以防止液体经由它下降。如将理解的，烟囱式塔板236可以额外增强通过塔向上流动的蒸气(例如，富环氧烷蒸气流)的分布，其中所述塔可以包括塔板、堆砌的填料、结构化的填料，或塔板和填料的混合物。在一些实施方案中，烟囱式塔板可以是具有竖管238的由金属制成的实心收集塔板237，顶部具有用于防止液体通过竖管238落下的罩239。竖管238，如本文中使用的，是一种延伸通过烟囱式塔板236、直至到达收集塔板237上方一定距离以使得液体可以保持并且累积在收集塔板237上方的开口管。如本文中使用的，术语″罩″是指覆盖物，其连接到竖管238上以允许蒸气向上流动并且流出竖管，同时防止液体从其上方的塔200的部分进入竖管。应当理解，烟囱式塔板236可以被设计成在不正常状态期间，使所收集的液体经由竖管238溢流返回到汽提部202内，其中术语″不正常状态″被定义为其中存在扰动或偏离工艺的正常功能的状态。在第一再吸收部232的区235包括塔板、填料或塔板和填料的混合物的实施方案中，烟囱式塔板236可以设计为使得竖管238的顶部延伸通过塔200的第一再吸收部232中的一些平衡级。如在图2中所示，富环氧烷蒸气流228可以经由通过第一烟囱式塔板236而进入第一再吸收部232。

在第一再吸收部232中设置第一水入口240以引入第一水流242。在一个实施方案中，第一水流242是工艺用水(process water)或原水(rawwater)。在一些实施方案中，第一水流242可以是来自环氧烷制备工艺中的任何一个或多个工艺的含有水的再循环流。在一些实施方案中，第一水入口240设置在第一再吸收部232上部。

第一水流242再吸收来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷的第一部分，以形成在第一烟囱式塔板236的收集塔板237上方积聚的第一水溶液244。以下，为了方便，来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷的再吸收百分数将参考离开冷凝器226的富环氧烷蒸气流228而表达。应当理解，再吸收富环氧烷蒸气流228的第一部分以形成第一水溶液244可以通过与足以再吸收第一部分的体积的第一水流242接触而发生。其它因素，例如富环氧烷蒸气流228中环氧烷的浓度和第一水流242的温度，可以有助于环氧烷的第一部分从富环氧烷蒸气流228的再吸收。根据本发明的实施方案，在第一再吸收部232中再吸收富环氧烷蒸气流228的第一部分包括从富环氧烷蒸气流228再吸收约0.1％至约15％的环氧烷。在特别的实施方案中，在第一再吸收部232中再吸收富环氧烷蒸气流228的第一部分包括从富环氧烷蒸气流228再吸收约1％至约10％的环氧烷。应当理解，从富环氧烷蒸气流228再吸收环氧烷的第一部分可以再吸收在富环氧烷蒸气流228中可能存在的醛杂质。在一些实施方案中，作为第一部分，再吸收富环氧烷蒸气流228中存在的约20％，或大于约20％的醛杂质。在某些实施方案中，作为第一部分，再吸收富环氧烷蒸气流228中存在的药20％至药40％的醛杂质。在一个实施方案中，作为第一部分，再吸收富环氧烷蒸气流228中存在的约40％至约60％的醛杂质。醛杂质的非限制性实例包括乙醛和甲醛。

在一些实施方案中，第一水溶液244具有下列组成：在约0.5摩尔％至约20摩尔％的范围内的环氧烷，在约0摩尔百万分之份(ppm)至约5,000摩尔ppm的范围内的乙醛，和在约0摩尔ppm至约10,000摩尔ppm的范围内的甲醛。在某些实施方案中，乙醛和甲醛中的每一种在第一水溶液244中的浓度小于约1摩尔ppm。第一水溶液244还可以含有在环氧烷制备工艺中典型使用和/或形成的化合物，例如含氯有机化合物和氧化烃。

第一再吸收部232可以包括第一取出部246，该第一取出部246位于第一再吸收部232中，用于从第一再吸收部232移去第一水溶液244。在某些实施方案中，第一取出部246可以位于第一再吸收部232的侧壁处。在一个实施方案中，第一取出部246与二醇制备装置物理连通，以将来自第一再吸收部232的第一水溶液244转移到二醇制备装置。“二醇制备装置”，如本文中使用的，是指与例如其中制造大部分二醇的主二醇装置相比，设计用于处理第一水溶液中的较高水平杂质的辅助二醇制备装置。在一些实施方案中，二醇制备装置可以独立于主二醇装置之外。在某些实施方案中，二醇制备装置可以与主二醇装置连接。在某些实施方案中，第一取出部264与环氧烷纯化装置物理连通，以将来自第一再吸收部232的第一水溶液244转移到环氧烷纯化装置。环氧烷纯化装置可以进一步精制第一水溶液244以移去杂质如醛杂质(即，乙醛和甲醛)和/或轻质气体(即，二氧化碳和氧气)。

在图2的示例实施方案中，第一再吸收部232具有第一气态流入口248，以将第一气态流249引入到第一再吸收部232中。在一些实施方案中，第一气态流249包括蒸汽。在某些实施方案中，第一气态流249是惰性气体如甲烷或氮气。第一气态流249可以从第一水溶液244移去轻质气体例如二氧化碳和氧气以形成第一轻质杂质馏分250。应当理解，第一轻质杂质馏分250与还没有在第一再吸收部232中被再吸收的富环氧烷蒸气流228一起向上流动，到达第二再吸收部234。

第二再吸收部234，如所示例的，可以具有区251，其中该区251包括分离级(例如，塔板、堆砌的填料、结构化的填料或塔板和填料的混合物)，如之前分别关于汽提部202和第一再吸收部232的区205、235所讨论的。在一些实施方案中，第二再吸收部234可以以这样的方式配置，使其包括2至10个之间的分离级，优选3至9个之间的分离级，并且更优选4至8个之间的分离级。

在一些实施方案中，第二再吸收部234中的温度处于约10℃至约120℃，优选约20℃至约100℃，并且更优选约25℃至约80℃的范围内。第二再吸收部234中的压力可以在约60千帕斯卡(kPa)至约2,200kPa，优选约80kPa至约1,100kPa，并且更优选约100kPa至约450kPa的范围内。

离开第一再吸收部232的富环氧烷蒸气流228流至第二再吸收部234的下部。在一些实施方案中，第二再吸收部234具有第二烟囱式塔板252。如之前关于第一烟囱式塔板236描述的，第二烟囱式塔板252可以允许蒸气(例如，富环氧烷蒸气流228)通过它，同时防止液体通过其向下落到第一再吸收部232。流入第二再吸收部234中的富环氧烷蒸气流228不含在第一再吸收部232中被再吸收的环氧烷的第一部分。在第一再吸收部232中形成第一轻质杂质馏分250的实施方案中，第一轻质杂质馏分250与富环氧烷蒸气流228一起流至第二再吸收部234。

可以在第二再吸收部234中设置第二水入口254，以将第二水流256引入到第二再吸收部234中。在一些实施方案中，第二水流256和第一水流242都源自相同的水进料。在一个实施方案中，第二水流256是工艺用水或原水的流。在一些实施方案中，第二水流256可以是来自环氧烷制备工艺中的任何一个或多个工艺的再循环流。在一些实施方案中，第二水入口254设置在第二再吸收部234的上部。

第二水流256从富环氧烷蒸气流228再吸收环氧烷的第二部分，以形成在第二烟囱式塔板252上收集的第二水溶液258。根据本发明的实施方案，在第二再吸收部234中再吸收来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷的第二部分包括从富环氧烷蒸气流228再吸收大于约10％的环氧烷。应当理解，在第二再吸收部234中作为第二部分再吸收了基本上所有的还没有在第一再吸收部232中被再吸收的来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷。如本文中使用的，并且以下，术语“基本上所有的”是指约98％或大于约98％的来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷。

在一些实施方案中，从富环氧烷蒸气流228中再吸收第二部分包括提供一定体积的第二水流256。在一个实施方案中，从富环氧烷蒸气流228中再吸收第一部分包括提供约0.1％至约30％的第一水流242的体积与第二水流256的体积的总体积。在一些实施方案中，从富环氧烷蒸气流228中再吸收第一部分包括提供约0.1％至约20％的第一水流242与第二水流256的总体积。

在图2的示例实施方案中，第二再吸收部234具有第二气态流入口260，该第二气态流入口260用于提供第二气态流261以从第二水溶液258移去轻质气体如二氧化碳和氧气，从而形成第二轻质杂质馏分262。在一些实施方案中，在第二再吸收部234中形成的第二轻质杂质馏分262和在第一再吸收部232中形成的第一轻质杂质馏分250向上流动至塔200的上部。如在图2中所示例的，在第二再吸收部234中的塔200的上部设置第二出口264，以移去第一轻质杂质馏分250和第二轻质杂质馏分262。在一些实施方案中，在第一再吸收部232和/或第二再吸收部234处没有被再吸收的富环氧烷蒸气流228的组分被通过第二出口264移去，并且可以包括组分如蒸汽。

第二再吸收部234另外可以包括位于第二再吸收部234中的用于移去第二水溶液258的第二取出部266。在某些实施方案中，第二取出部266可以位于第二再吸收部234的侧壁处。在一些实施方案中，第二取出部266与下游产物制备装置如主二醇装置物理连通，以将第二水溶液258从第二再吸收部234转移到主二醇装置。在某些实施方案中，第二取出部266与环氧烷纯化装置物理连通，以将第二水溶液258从第二再吸收部234转移到环氧烷纯化装置，用于要求较高环氧烷纯度的应用。环氧烷纯化装置还可以精制第二水溶液258以移去杂质如醛和/或轻质气体。在某些其它实施方案中，第二取出部266与用于储存环氧烷的环氧烷储存罐物理连通。

在一些实施方案中，环氧烷在第二水溶液258中的浓度小于约10摩尔％。在某些其它实施方案中，环氧乙烷在第二水溶液258中的浓度为约1摩尔％至约10摩尔％。在一个实施方案中，第二水溶液258基本上没有杂质。如在此处中使用的，并且在以下，术语“基本上没有”是指约为10摩尔ppm或小于大约10摩尔ppm的乙醛和甲醛中的至少一种。

图2的示例实施方案的出乎意料的结果是在第一再吸收部在一定程度上移去醛杂质。此出乎意料的结果的益处在于，在第一再吸收部减少所述杂质，并且可以将来自第二再吸收部的产物流(例如，第二水溶液)直接发送到主二醇装置。

在图3中示例根据本公开内容的实施方案的环氧烷回收塔300。回收塔300的汽提部202和冷凝器226如之前关于图2的回收塔200所描述的。

离开冷凝器226的富环氧烷蒸气流228进入到塔300的再吸收区域302的下部。再吸收区域302包括第一再吸收部304和第二再吸收部306。

第一再吸收部304，如图3中示例的，可以具有区308，其中所述区308包括分离级(例如，塔板、堆砌的填料、结构化的填料、或塔板和填料的混合物)。在此实施方案中，第一再吸收部304配置为包括2至10个之间的分离级，优选3至9个之间的分离级，并且最优选4至8个之间的分离级。

在一些实施方案中，第一再吸收部304的温度处于约10℃至约120℃，优选约20℃至约100℃，并且更优选约25℃至约80℃的范围内。第一再吸收部304中的压力可以处于约60千帕斯卡(kPa)至约2,200kPa，优选约80kPa至约1,100kPa，并且更优选约100kPa至约450kPa的范围内。

在一些实施方案中，第一再吸收部304可以包括位于第一再吸收部304下部的第一烟囱式塔板310。如在图3中示例的，富环氧烷蒸气流228通过第一烟囱式塔板310进入第一再吸收部304。

在第一再吸收部304中设置第一水入口312以引入第一水流314。第一水流314从富环氧烷蒸气流228再吸收环氧烷的第一部分以形成在第一烟囱式塔板310上收集的第一水溶液316。应当理解，从富环氧烷蒸气流228再吸收环氧烷的第一部分以形成第一水溶液316可以通过与足以再吸收第一部分的体积的第一水流314接触而发生。根据本公开内容的实施方案，在第一再吸收部304中再吸收来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷的第一部分包括从富环氧烷蒸气流228再吸收约0.1％至约80％的环氧烷。在具体的实施方案中，在第一再吸收部304中再吸收来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷的第一部分包括从富环氧烷蒸气流228再吸收约1％至约60％的环氧烷。应当理解，从富环氧烷蒸气流228再吸收环氧烷的第一部分可以再吸收在富环氧烷蒸气流228中可能存在的醛杂质。在一些实施方案中，作为第一部分，再吸收富环氧烷蒸气流228中存在的约20％，或大于约20％的醛杂质。在某些实施方案中，作为第一部分，再吸收富环氧烷蒸气流228中存在的约20％至约40％的醛杂质。在一个实施方案中，作为第一部分，再吸收富环氧烷蒸气流228中存在的约40％至约90％的醛杂质。醛杂质的非限制性实例包括乙醛和甲醛。

在图3中，第一再吸收部304具有第一气态流入口318，该第一气态流入口318用于引入第一气态流320以从第一水溶液316移去轻质气体如二氧化碳和氧气，从而形成第一轻质杂质馏分322。应当理解，第一轻质杂质馏分322与没有在第一再吸收部304中被再吸收的富环氧烷蒸气流228一起向上流向第二再吸收部306。

在一个实施方案中，第一水溶液316具有下列组成：在约0.5摩尔％至约10摩尔％的范围内的环氧烷，在约0摩尔ppm至约5,000摩尔ppm的范围内的乙醛，和在约0摩尔ppm至约5,000摩尔ppm的范围内的甲醛。在某些实施方案中，乙醛和甲醛中的每一种在第一水溶液316中的浓度小于约1摩尔ppm。第一水溶液316还可以含有在环氧烷制备工艺中典型使用和/或形成的化合物，例如含氯有机化合物和氧化烃。

第一再吸收部304可以包括第一取出部324，该第一取出部324位于第一再吸收部304中，用于移去第一水溶液316。在某些实施方案中，第一取出部324可以位于第一再吸收部304的侧壁处。在一些实施方案中，第一取出部314与主二醇装置物理连通，以将来自第一再吸收部304的第一水溶液316转移到主二醇装置。在某些实施方案中，第一取出部324与环氧烷纯化装置物理连通，以将来自第一再吸收部304的第一水溶液316转移到环氧烷纯化装置。环氧烷纯化装置可以进一步精制第一水溶液316以移去杂质如醛杂质(即，乙醛和甲醛)和/或轻质气体(即，二氧化碳和氧气)。在一些实施方案中，没有在第一再吸收部304中被再吸收的富环氧烷蒸气流228通过第二烟囱式塔板326流至第二再吸收部306的下部。

在一些实施方案中，第二再吸收部306中的温度处于约10℃至约120℃，优选约20℃至约100℃，并且更优选约25℃至约80℃的范围内。第二再吸收部306中的压力可以在约60千帕斯卡(kPa)至约2,200kPa，优选约80kPa至约1,100kPa，并且更优选约100kPa至约450kPa的范围内。

在一些实施方案中，第二再吸收部306可以具有区328，并且该区328包括分离级(例如，塔板、堆砌的填料、结构化的填料、或塔板和填料的混合物)。在某些实施方案中，第二再吸收部306可以以这样的方式运行，使其包括2至10个之间的分离级，优选3至9个之间的分离级，并且最优选4至8个之间的分离级。

在第二再吸收部306中设置第二水入口330以引入第二水流332。第二水流332从富环氧烷蒸气流228再吸收环氧烷的第二部分以形成第二水溶液334。根据本发明的实施方案，在第二再吸收部306中再吸收来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷的第二部分包括从富环氧烷蒸气流228再吸收大于约40％的环氧烷。在一些实施方案中，在第二再吸收部306中再吸收来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷的第二部分包括从富环氧烷蒸气流228再吸收大于约20％的环氧烷。在某些其它实施方案中，在第二再吸收部306中再吸收来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷的第二部分包括从富环氧烷蒸气流228再吸收大于约10％的环氧烷。应当理解，在第二再吸收部306中作为第二部分再吸收了基本上所有的还没有在第一再吸收部304中被再吸收的来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷。应当理解，再吸收来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷的第二部分可以再吸收在富环氧烷蒸气流228中可能存在的醛杂质。

在一些实施方案中，再吸收环氧烷的第二部分可以通过将一定体积的第二水流332和富环氧烷蒸气流228接触而发生。在一个实施方案中，从富环氧烷蒸气流228中再吸收第一部分包括提供约0.1％至约80％的第一水流314的体积与第二水流332的体积的总体积。在一些实施方案中，从富环氧烷蒸气流228中再吸收第一部分包括提供约0.1％至约60％的第一水流314与第二水流332的总体积。

在图3的示例实施方案中，第二再吸收部306具有第二气态流入口336，该第二气态流入口336用于引入第二气态流337以从第二水溶液337移去轻质气体如二氧化碳和氧气，从而形成第二轻质杂质馏分338。在一些实施方案中，在第二再吸收部306中形成的第二轻质杂质馏分338和在第一再吸收部304中形成的第一轻质杂质馏分322向上流动至塔300的上部。在第二再吸收部306中的塔300的上部设置第二出口340，以移去第一轻质杂质馏分322和第二轻质杂质馏分338。在一些实施方案中，在第一再吸收部304和/或第二再吸收部306处没有被再吸收的富环氧烷蒸气流228的组分被通过第二出口340移去，并且可以包括组分如蒸汽。

第二再吸收部306另外可以包括位于第二再吸收部306中的用于移去第二水溶液334的第二取出部342。在一些实施方案中，第二取出部342与主二醇装置物理连通，以将第二水溶液334从第二再吸收部306转移到主二醇装置。在某些其它实施方案中，第二取出部342与环氧烷储存罐物理连通。

在一些实施方案中，第二水溶液334基本上没有杂质。在某些实施方案中，第二水溶液334具有在约1摩尔％至约10摩尔％范围内的环氧烷。在一个具体的实施方案中，第二水溶液334具有在约1摩尔％至约10摩尔％范围内的环氧乙烷。

当与图2中示例的实施方案相比时，图3的示例实施方案的出乎意料的结果是在第一再吸收部304的对醛杂质的相对更高的再吸收。此出乎意料的结果的益处在于，可以将来自第二再吸收部的流(例如，第二水溶液)直接发送到主二醇装置。增加的益处在于，将较小比例的经再吸收的环氧烷(例如，第一水溶液)发送到用于进一步处理的纯化塔，这可以降低生产成本。

图4示例根据本发明的实施方案的环氧烷回收塔400。塔400包括汽提部202和冷凝器226，如之前关于图2和图3描述的。

离开冷凝器226的富环氧烷蒸气流228进入到塔400的再吸收区域402的下部。与图2和图3相比，塔400的再吸收区域402除了包括第一再吸收部404和第二再吸收部406之外，还包括第三再吸收部408。

第一再吸收部404，如图4中示例的，可以具有区410，并且所述区410包括分离级(例如，塔板、堆砌的填料、结构化的填料、或塔板和填料的混合物)。在一个实施方案中，第一再吸收部404可以以这样的方式配置，使其包括1至10个之间的分离级，更优选1至8个之间的分离级，并且最优选1至6个之间的分离级。

在一些实施方案中，第一再吸收部404的温度可以处于约10℃至约120℃，优选约20℃至约100℃，并且更优选约25℃至约80℃的范围内。第一再吸收部404中的压力可以处于约60千帕斯卡(kPa)至约2,200kPa，优选约80kPa至约1,100kPa，并且更优选约100kPa至约450kPa的范围内。

在一些实施方案中，第一再吸收部404可以包括位于第一再吸收部404下部的第一烟囱式塔板412。如在图4中示例的，富环氧烷蒸气流228可以通过第一烟囱式塔板412进入第一再吸收部404。

在第一再吸收部404中设置第一水入口414以引入第一水流418。第一水流418从富环氧烷蒸气流228再吸收环氧烷的第一部分以形成在第一烟囱式塔板412上收集的第一水溶液420。应当理解，从富环氧烷蒸气流228再吸收环氧烷的第一部分以形成第一水溶液420可以通过与足以再吸收第一部分的体积的第一水流418接触而发生。根据本发明的实施方案，在第一再吸收部404中再吸收来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷的第一部分包括从富环氧烷蒸气流228再吸收约0.1％至约15％的环氧烷。在具体的实施方案中，在第一再吸收部404中再吸收来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷的第一部分包括从富环氧烷蒸气流228再吸收约1％至约10％的环氧烷。应当理解，从富环氧烷蒸气流228再吸收环氧烷的第一部分可以再吸收在富环氧烷蒸气流228中可能存在的醛杂质。在一些实施方案中，作为第一部分，再吸收富环氧烷蒸气流228中存在的约20％，或大于约20％的醛杂质。在某些实施方案中，作为第一部分，再吸收富环氧烷蒸气流228中存在的约20％至约40％的醛杂质。在一个实施方案中，作为第一部分，再吸收富环氧烷蒸气流228中存在的约40％至约90％的醛杂质。醛杂质的非限制性实例包括乙醛和甲醛。

在一些实施方案中，第一再吸收部404具有第一气态流入口422，该第一气态流入口422用于引入第一气态流424以从第一水溶液420移去轻质气体如二氧化碳和氧气，从而形成第一轻质杂质馏分426。在其中形成第一轻质杂质馏分426的实施方案中，第一轻质杂质馏分426与没有在第一再吸收部404中被再吸收的富环氧烷蒸气流228一起向上流向第二再吸收部406。

在一些实施方案中，第一水溶液420具有下列组成：在约0.5摩尔％至约20摩尔％的范围内的环氧烷，在约0摩尔ppm至约5,000摩尔ppm的范围内的乙醛，和在约0摩尔ppm至约10,000摩尔ppm的范围内的甲醛。在一个具体的实施方案中，第一水溶液420具有下列组成：在约0.5摩尔％至约20摩尔％的范围内的环氧乙烷，在约0摩尔ppm至约5,000摩尔ppm的范围内的乙醛，和在约0摩尔ppm至约10,000摩尔ppm的范围内的甲醛。第一水溶液420还可以含有在环氧烷制备工艺中可以典型使用和/或形成的化合物，例如含氯有机化合物和氧化烃。

第一再吸收部404另外可以包括第一取出部428，该第一取出部428位于第一再吸收部404中，用于移去第一水溶液420。在某些实施方案中，在某些实施方案中，第一取出部428可以位于第一再吸收部404的侧壁处。在一些实施方案中，第一取出部428与二醇制备装置连通，以将来自第一再吸收部404的第一水溶液420转移到二醇制备装置。在某些实施方案中，第一取出部428与环氧烷纯化装置物理连通，以将来自第一再吸收部404的第一水溶液420转移到环氧烷纯化装置。环氧烷纯化装置可以进一步精制第一水溶液420以移去杂质如醛杂质(即，乙醛和甲醛)和/或轻质气体(即，二氧化碳和氧气)。

离开第一再吸收部404的富环氧烷蒸气流228通过第二烟囱式塔板430向下流至第二再吸收部406的下部。在一些实施方案中，第二再吸收部406中的温度处于约10℃至约120℃，优选约20℃至约100℃，并且更优选约25℃至约80℃的范围内。第二再吸收部406中的压力可以在约60千帕斯卡(kPa)至约2,200kPa，优选约80kPa至约1,100kPa，并且更优选约100kPa至约450kPa的范围内。

第二再吸收部406可以具有区432，其中该区432包括分离级(例如，塔板、堆砌的填料、结构化的填料、或塔板和填料的混合物)。在一些实施方案中，第二再吸收部406可以以这样的方式配置，使其包括2至10个之间的分离级，优选3至9个之间的分离级，并且最优选4至8个之间的分离级。

在第二再吸收部406中设置第二水入口434以引入第二水流436。第二水流436从富环氧烷蒸气流228再吸收环氧烷的第二部分以形成在第二烟囱式塔板430上收集的第二水溶液438。根据本发明的实施方案，在第二再吸收部406中再吸收来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷的第二部分包括从富环氧烷蒸气流228再吸收约10％至约80％的环氧烷。在一些实施方案中，在第二再吸收部406中再吸收来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷的第二部分包括从富环氧烷蒸气流228再吸收约15％至约60％的环氧烷。应当理解，再吸收来自富环氧烷蒸气流228的环氧烷的第二部分可以再吸收在富环氧烷蒸气流228中可能存在的醛杂质。在一些实施方案中，作为第二部分，再吸收约20％，或大于约20％的存在于富环氧烷蒸气流228中的醛杂质。在一个实施方案中，作为第二部分，再吸收约20％至约75％的存在于富环氧烷蒸气流228中的醛杂质。醛杂质的非限制性实例包括乙醛和甲醛。

在图4的示例实施方案中，第二再吸收部406具有第二气态流入口440，该第二气态流入口440用于流入第二气态流441以从第二水溶液438移去轻质气体如二氧化碳和氧气，从而形成第二轻质杂质馏分442。在一些实施方案中，在第二再吸收部406中形成的第二轻质杂质馏分442和在第一再吸收部404中形成的第一轻质杂质馏分426与富环氧烷蒸气流228一起向上流动至第三再吸收部408。

第二再吸收部406另外可以包括位于第二再吸收部406中的用于移去第二水溶液438的第二取出部444。在一些实施方案中，第二取出部444与主二醇装置物理连通，以将第二水溶液438从第二再吸收部406转移到主二醇装置。在某些其它实施方案中，第二取出部444与环氧烷储存罐物理连通。

在一些实施方案中，第二水溶液438基本上没有杂质。第二水溶液438具有在约1摩尔％至约10摩尔％范围内的环氧烷的组成。离开第二再吸收部406的富环氧烷蒸气流228进入第三再吸收部408。

如图4中所示例的，富环氧烷蒸气流228可以通过第三烟囱式塔板446进入第三再吸收部408。第三再吸收部408可以具有区447，其中该区447包括分离级(例如，塔板、堆砌的填料、结构化的填料或塔板和填料的混合物)。在一些实施方案中，第三再吸收部408可以以这样的方式配置，使其包括2至10个之间的分离级，优选3至9个之间的分离级，并且更优选4至8个之间的分离级。

在第三再吸收部408中设置第三水入口448以引入第三水流450。第二水流450从富环氧烷蒸气流228再吸收环氧烷的第三部分，以形成在第三烟囱式塔板446上收集的第三水溶液452。应当理解，从富环氧烷蒸气流228再吸收环氧烷的第三部分以形成第三水溶液452包括再吸收基本上所有的来自富环氧烷蒸气流228的剩余环氧烷。

在一些实施方案中，从富环氧烷蒸气流228中再吸收第一部分包括提供约1％至约30％的第一水流418，第二水流436和第三水流450的体积的总体积。在某些实施方案中，再吸收富环氧烷蒸气流228的第一部分包括提供约1％至约15％的第一水流418，第二水流436和第三水流450的体积的总体积。在一个实施方案中，再吸收富环氧烷蒸气流228的第一部分包括提供约1％至约30％的第一水流418，第二水流436和第三水流450的体积的总体积；并且再吸收富环氧烷蒸气流228的第二部分包括提供约30％至约80％的第一水流418，第二水流436和第三水流450的体积的总体积。在一些实施方案中，再吸收富环氧烷蒸气流228的第一部分包括提供约1％至约15％的第一水流418，第二水流436和第三水流450的体积的总体积；并且再吸收富环氧烷蒸气流228的第二部分包括提供约15％至约80％的第一水流418，第二水流436和第三水流450的体积的总体积。

第三再吸收部408可以具有第三气态流入口454，该第三气态流入口454用于流入第三气态流456以从第三水溶液452移去轻质气体如二氧化碳和氧气，从而形成第三轻质杂质馏分458。在一些实施方案中，第三轻质杂质馏分458与第一轻质杂质馏分426和第二轻质杂质馏分442一起向上流动至第三再吸收部408的上部。

如在图4中所示，在第三再吸收部408的上部设置第二出口460以移去第一轻质杂质馏分426，第二轻质杂质馏分442和第三轻质杂质馏分458。在一些实施方案中，在第一再吸收部404，第二再吸收部406和/或第三再吸收部408处没有被再吸收的富环氧烷蒸气流228的组分被通过第二出口460移去并且可以包括组分如蒸汽。

在一些实施方案中，第三水溶液452基本上没有杂质。在一个实施方案中，第三水溶液452具有在约1摩尔％至约10摩尔％范围内的环氧烷的组成。在某些实施方案中，第三水溶液452具有在约2摩尔％至约8摩尔％范围内的环氧烷的组成。在一个具体的实施方案中，第三水溶液452具有在约2摩尔％至约8摩尔％范围内的环氧乙烷的组成。

第三再吸收部408另外可以包括第三取出部462，该第三取出部462位于第三再吸收部408中，用于从第三再吸收部408移去第三水溶液452。在某些实施方案中，第三取出部462可以位于第三再吸收部408的侧壁处。在一些实施方案中，第三取出部462与主二醇装置连通，以将来自第三再吸收部408的第三水溶液452转移到主二醇装置。在某些实施方案中，第三取出部462与环氧烷储存装置物理连通，以将来自第三再吸收部408的第三水溶液452转移到环氧烷储存装置。

图4的示例实施方案的出乎意料的结果是在第一再吸收部在一定程度上移去醛杂质。此出乎意料的结果的益处在于，在随后的再吸收部，即第二再吸收部减少杂质，并且结果可以将来自第二再吸收部的产物流(例如，第二水溶液)直接发送到主二醇装置。当与图3中示例的实施方案相比时的增加的益处在于，减少了发送到用于处理的纯化塔的经再吸收的环氧烷(例如，第一水溶液334)的比例，这可以降低生产成本。可以将来自第三再吸收部的流(例如，第二水溶液)直接发送到主二醇装置或发送到环氧烷储存装置。

图5示例了再吸收区域500的一种示意性构造，其中第一再吸收部502和第二再吸收部504处于并排的(side-by-side)方式。第一再吸收部502与第二再吸收部504串联并且在回收塔中彼此邻近放置。进入再吸收区域500中的富环氧烷蒸气流可以在流入第二再吸收部504之前进入第一再吸收部502。在一个实施方案中，富环氧烷蒸气流可以在流入第一再吸收部502之前进入第二再吸收部504。如在图2，3和4中所示例的塔200，300和400可以包括再吸收区域500，其中第一再吸收部502和第二再吸收部504以并排的方式布置。

在图6中示例了再吸收区域600的一种示意性构造，其中第一再吸收部602和第二再吸收部604处于并排的方式。进入再吸收区域600的富环氧烷蒸气流可以在流入第二再吸收部604之前进入第一再吸收部602。在此构造中，第一再吸收部602与第二再吸收部606同心并且串联。如在图2，3和4中所示例的塔200，300和400可以包括再吸收区域600，其中第一再吸收部602和第二再吸收部604以具有同心构造的并排的方式布置。

应当理解，以并排的方式放置第一再吸收部(502，602)和第二再吸收部(504，604)可以有利地减小回收塔的尺寸，并且可以降低安装成本，资本成本以及环氧烷生产成本。在某些实施方案中，除第一再吸收部和第二再吸收部以外，还可以将第三再吸收部以并排的方式布置。

对于各种实施方案，根据本公开内容提供的环氧乙烷回收物(recovery)可以被加工，以提供另外的下游产品，比如例如，1，2-二醇，1，2-二醇醚、1，2-碳酸酯和烷醇胺。由于本公开提供了对环氧乙烷的分离和纯度的改进，因此预期在本文中提供的改进将进一步提供对这些下游工艺和/或产品的改进。因此，本文中还提供了对1，2-二醇、1，2-二醇醚、1，2-碳酸酯和烷醇胺生产的改进方法。

环氧乙烷成为1，2-二醇或1，2-二醇醚的转化可以包括例如：使环氧乙烷与水反应，适当地在酸或碱催化剂的存在下反应。例如，对于1，2-二醇相对于1，2-二醇醚的优先制备，环氧乙烷可以与10倍摩尔过量的水在如下情况下反应：在液相反应中，在酸催化剂如基于总反应混合物为0.5-1.0重量％硫酸存在下，在50-70℃，在1巴的绝对压力；或在气相反应中，在130-240℃和20-40巴绝对压力，优选在没有催化剂的情况下。如果降低水的比例，则1，2-二醇醚在反应混合物中的比例将增加。由此制备的1，2-二醇醚可以包括二-醚、三-醚、四-醚或其它多醚。备选地，通过用醇比如甲醇或乙醇转化环氧乙烷，或通过用所述醇代替至少一部分水，可以制备1，2-二醇醚。所得的1，2-二醇和二醇醚可以在食品、饮料、烟草、化妆品、热塑性聚合物、可固化树脂体系、洗涤剂、热传递体系等工业中的广泛的终端应用中使用。

根据本发明回收的环氧乙烷成为烷醇胺的转化可以包括例如使环氧乙烷与氨反应。可以使用无水氨或氨水，但是无水氨有利于制备单烷醇胺，并且当优选单烷醇胺时，可以使用无水氨。例如在天然气的处理中，可以使用所得的烷醇胺。氧化烯烃可以通过使氧化烯烃与二氧化碳反应而被转化成对应的1，2-碳酸酯。必要时，1，2-二醇可以通过随后使1，2-碳酸酯与水或醇反应以形成1，2-二醇而制备。对于可应用的方法，可提及的有美国专利6,080,897，该专利通过引用结合在此。

在没有进一步详细阐述的情况下，相信本领域技术人员可以使用本文中的描述将本发明利用到其最完全的程度。包括下列实施例以对本领域技术人员在实践所要求保护的本发明时提供另外的引导。所提供的实施例对于有助于本申请的教导的工作而言仅是代表性的。因此，这些实施例不意在以任何方式限制如在后附权利要求中限定的本发明。

本公开内容的具体实施方案

实施例1

使用来自Aspen Technology，Inc.(美国马萨诸塞州，剑桥)的Aspenplus

Release 2004.1，一种可商购的模拟包，对图1中的塔100进行质量和能量平衡(Mass and energy balances)。考虑存在于典型环氧乙烷乙二醇制备装置中的组分例如环氧乙烷、乙烯、氧、氩、二氧化碳、甲烷、水、乙烷、氮、一乙二醇、二甘醇、三甘醇、四甘醇、乙醛和甲醛。在该模拟中使用的基本方法是采用亨利定律(Henry’s Law)的UNIQUAC/Redlich-Kwong状态方程。使用单个6-分离级RadFrac模块，模仿塔100的再吸收部。在分离级1，即RadFrac模块的最上分离级进料水流，并且在分离级5进料富环氧乙烷蒸气流。在最低分离级，即分离级6进料蒸汽流以移去轻质气体，并且在移去轻质气体以后，第二水溶液在分离级6的底部离开。轻质杂质馏分在分离级1的顶部离开。在该模拟中，调节水流的流量以及对第一汽提部分的热输入，以提供所需的轻质气体浓度和第二水溶液中的环氧乙烷浓度。该模拟导致如在表1中所示的以千克/小时(kg/hr)表达的值。

表1

实施例2

与之前的实施例中相同，使用来自美国马萨诸塞州剑桥的AspenTechnology，Inc.的AspenplusRelease 2004.1对图2中的塔200进行质量和能量平衡。在实施例1中，使用两个RadFrac模块，即第一RadFrac模块和第二RadFrac模块，模仿塔200的再吸收区域，第一RadFrac模块对应于具有2个分离级的第一再吸收部，而第二RadFrac模块对应于具有6个分离级的第二再吸收部。在第一RadFrac模块的最上分离级，即分离级1进料第一水流，并且在第一RadFrac模块的分离级2引入富环氧乙烷蒸气流228。从第一RadFrac模块的分离级2的底部移去第一水溶液。没有在第一再吸收部再吸收的富环氧乙烷蒸气流在第一RadFrac模块的分离级1离开。以与实施例1中的再吸收部相同的方式，模仿实施例2的第二再吸收部。在第二RadFrac模块的分离级1，即最上分离级进料第二水流，并且在第二RadFrac模块的分离级5进料环氧乙烷蒸气流。在最下分离级，即分离级6进料第二气态流以移去轻质气体，并且在移去轻质气体以后，第二水溶液在分离级6的底部离开。第二轻质杂质馏分在分离级1的顶部离开。在该模拟中，调节第一和第二水流的流动以及对汽提部的热输入，以提供所需的第二轻质杂质馏分浓度和在分别的第一和第二水溶液中的环氧乙烷浓度。该模拟导致如在表2中所示的值。

表2

甲醛杂质在大的程度上被再吸收在第一水溶液中，结果将第二水溶液中的甲醛浓度最小化。与实施例1的第二水溶液相比，实施例2的第二水溶液归因于回收塔200中第二再吸收部的存在而具有较低的杂质如乙醛和甲醛的含量。

实施例3

与之前的实施例中相同，使用来自美国马萨诸塞州剑桥的AspenTechnology，Inc.的Aspenplus

Release 2004.1对图3中的塔300进行质量和能量平衡。使用两个RadFrac模块，即第一RadFrac模块和第二RadFrac模块，模仿塔300的再吸收区域，第一RadFrac模块对应于具有6个分离级的第一再吸收部，而第二RadFrac模块对应于具有6个分离级的第二再吸收部。在第一RadFrac模块中，在第一RadFrac模块的分离级1，即最上分离级进料第一水流，并且在分离级5进料环氧乙烷蒸气流。在最低分离级，即分离级6进料第一气态流以移去轻质气体，并且在移去轻质气体以后，第一水溶液离开第一RadFrac模块的分离级6的底部。第一轻质杂质馏分在分离级1的顶部离开。在第二RadFrac模块中，在第二RadFrac模块的分离级1，即最上分离级引入第二水流，并且在分离级5引入环氧乙烷蒸气流。在最低分离级，即分离级6引入第二气态流以移去轻质气体，并且在移去轻质气体以后，第二水溶液在分离级6的底部离开。第二轻质杂质馏分在分离级1的顶部离开。在此模拟中，调节第一水流、第二水流的流量以及对汽提部的热输入，以提供所需的第一和第二轻质杂质馏分浓度和在分别的第一和第二水溶液中的环氧乙烷浓度。该模拟导致如在表3中所示的值。

表3

甲醛和乙醛杂质在较大程度上被再吸收在第一水溶液中，结果将第二水溶液中的甲醛和乙醛的浓度最小化。与实施例2的第二水溶液相比，实施例3的第二水溶液具有较低的杂质如乙醛和甲醛的含量。在塔300的第二再吸收部的杂质在较大程度上的减少归因于第二再吸收部比实施例2的第二再吸收部更大的分离级数量。

实施例4

与之前的实施例中相同，使用来自美国马萨诸塞州剑桥的AspenTechnology，Inc.的AspenplusRelease 2004.1对图4中的塔400进行质量和能量平衡。使用三个RadFrac模块，即第一RadFrac模块、第二RadFrac模块和第三RadFrac模块，模仿塔400的再吸收区域，第一RadFrac模块对应于具有2个分离级的第一再吸收部，第二RadFrac模块对应于具有6个分离级的第二再吸收部，而第三RadFrac模块对应于具有6个分离级的第三再吸收部。在对应于第一再吸收部的第一RadFrac模块中，在最上分离级，即分离级1进料第一水流，并且在分离级2引入富环氧乙烷蒸气流228。从第一RadFrac模块的分离级2的底部移去第一水溶液。没有在第一再吸收部被再吸收的富环氧乙烷蒸气流在第一RadFrac模块的分离级1离开。在第二RadFrac模块中，在第二RadFrac模块的分离级1，即最高分离级进料第二水流，并且在分离级5进料环氧乙烷蒸气流。在最低分离级，即分离级6进料第二气态流以移去轻质气体，并且在移去轻质气体以后，第二水溶液在第二RadFrac模块的底部离开。第二轻质杂质馏分在分离级1的顶部离开。在第三RadFrac模块中，在第三RadFrac模块的分离级1，即最上分离级引入第三水流，并且在分离级5进料环氧乙烷蒸气流。在最低分离级，即分离级6引入第三气态流以移去轻质气体，并且在移去轻质气体以后，第三水溶液在分离级6的底部离开。在该模拟中，调节第一水流、第二水流和第三水流的流量以及对汽提部的热输入，以提供所需的第二和第三轻质杂质馏分浓度和在分别的第一溶液、第二溶液和第二水溶液中的环氧乙烷浓度。该模拟导致如在表4中所示的值。

表4

甲醛杂质在大的程度上被再吸收在第一水溶液中，并且在富环氧乙烷蒸气流中存在的剩余甲醛杂志被再吸收在第二再吸收部中。乙醛杂质在大的程度上被再吸收在第二再吸收部中，结果第三水溶液基本上没有杂质。归因于三个再吸收部在塔400中的存在，当与单个再吸收部比较时，在每一个再吸收部中产生的水溶液的体积较低。实施例4的另外的益处在于，与如在实施例1中处理较大体积的第一水溶液相反，根据每一种水溶液的杂质含量，可以单独处理它们，并且这可以降低操作成本。

尽管在本文中仅举例说明并描述了本发明的某些特征，但是本领域技术人员应当想到许多更改和变化。因此，应当理解，后附权利要求意欲覆盖如落入本发明的真实精神内的所有这样的更改和变化。

Claims (10)

1.一种用于回收环氧烷的方法，所述方法包括：

将含有环氧烷的进料流引入到环氧烷回收塔的汽提部，其中所述环氧烷回收塔包括所述汽提部和再吸收区域；

在所述汽提部中，从所述进料流中汽提环氧烷以形成第一气态部分，其中所述第一气态部分从所述汽提部流向所述环氧烷回收塔的所述再吸收区域，并且其中所述再吸收区域还包括第一再吸收部和第二再吸收部；

将所述第一气态部分部分地冷凝成液体回流流和富环氧烷蒸气流，其中所述液体回流流与所述汽提部物理连通；

在所述第一再吸收部中，在第一水流中再吸收所述富环氧烷蒸气流的第一部分以形成第一水溶液，其中所述第一再吸收部还包括第一取出部，所述第一取出部用于从所述第一再吸收部中移去所述第一水溶液；和

在所述第二再吸收部中，在第二水流中再吸收所述富环氧烷蒸气流的第二部分以形成第二水溶液，其中所述第二再吸收部还包括第二取出部，所述第二取出部用于从所述第二再吸收部中移去所述第二水溶液。

2.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：在第三再吸收部中，在第三水流中再吸收所述富环氧烷蒸气流的第三部分以形成第三水溶液，其中所述第三再吸收部还包括第三取出部，所述第三取出部用于从所述第三再吸收部移去所述第三水溶液，并且其中所述环氧烷回收塔的再吸收区域包括所述第一再吸收部、所述第二再吸收部和所述第三再吸收部。

3.根据前述权利要求中任一项所述的方法，所述方法还包括：通过引入气态流而从所述第一水溶液、所述第二水溶液和所述第三水溶液中的至少一种汽提轻质气体，以形成轻质杂质馏分，其中通过处于所述环氧烷回收塔的上部的出口，从所述环氧烷回收塔移去所述轻质杂质馏分。

4.根据权利要求1或2所述的方法，所述方法还包括：从预回收工艺或后回收工艺或预回收工艺和后回收工艺两者，将包含环氧烷或烯烃或环氧烷和烯烃两者的至少一种输入流引入到所述汽提部中，其中所述至少一种输入流和所述进料流在所述汽提部中被汽提。

5.根据权利要求1或2所述的方法，其中在所述第一水流中再吸收所述富环氧烷蒸气流的所述第一部分包括：从所述富环氧烷蒸气流中再吸收约0.1％至约15％的所述环氧烷，并且其中在所述第二水流中再吸收所述富环氧烷蒸气流的所述第二部分包括：从所述富环氧烷蒸气流中再吸收约10％至约80％的所述环氧烷。

6.一种用于回收环氧烷的系统，所述系统包括：

汽提部，所述汽提部位于环氧烷回收塔中，用于将进料流的一部分转化成气相部分，其中所述进料流的所述气相部分包含环氧烷；

冷凝器，所述冷凝器用于部分地冷凝所述进料流的所述气相部分，以制备富环氧烷蒸气流和液体回流流；

第一再吸收部，所述第一再吸收部处于所述环氧烷回收塔中，用于在第一水流中从所述富环氧烷蒸气流中再吸收所述环氧烷的第一部分，以形成第一水溶液，其中所述第一再吸收部包括用于提供所述第一水流的第一水入口；和

第二再吸收部，所述第二再吸收部处于所述环氧烷回收塔中，用于在第二水流中从所述富环氧烷蒸气流中再吸收所述环氧烷的第二部分，以形成第二水溶液，其中所述第二再吸收部包括用于提供所述第二水流的第二水入口。

7.根据权利要求6所述的系统，所述系统还包括第三再吸收部，所述第三再吸收部处于所述环氧烷回收塔中，用于在第三水流中从所述富环氧烷蒸气流中再吸收所述环氧烷的第三部分，以形成第三水溶液，其中所述第三再吸收部包括用于提供所述第三水流的第三水入口。

8.根据前述权利要求中任一项所述的系统，其中所述汽提部还包括至少一个入口，所述至少一个入口用于提供来自预回收工艺或后回收工艺或预回收工艺和后回收工艺两者的包含烯烃或环氧烷或烯烃和环氧烷两者的至少一种输入流，其中所述至少一种输入流和所述进料流在所述汽提部中被汽提。

9.根据权利要求6所述的系统，所述系统还包括至少一个气态流入口，所述至少一个气态流入口用于对所述第一再吸收部、所述第二再吸收部和所述第三再吸收部中的至少一个提供至少一种气态流，以从所述第一水溶液、所述第二水溶液和所述第三水溶液中的至少一种汽提轻质气体，从而形成轻质杂质馏分；和

第二出口，所述第二出口处于所述环氧烷回收塔的上部，用于从所述环氧烷回收塔移去所述轻质杂质馏分。

10.根据权利要求6所述的系统，所述系统还包括至少一个烟囱式塔板，所述烟囱式塔板位于所述第一再吸收部、所述第二再吸收部和所述第三再吸收部中的至少一个处，其中在所述富环氧烷蒸气流通过所述烟囱式塔板的同时，所述第一水溶液、所述第二水溶液和所述第三水溶液中的至少一种被收集在所述烟囱式塔板上。

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