CN102112189A - 环氧烷纯化塔 - Google Patents

Abstract

本公开的实施方案提供用于从进料流(108)的环氧烷中移除乙醛以及用于提供可以直接转移至二醇反应工艺的环氧烷-水流(120)的方法、塔和系统。环氧烷纯化塔(100)包括：第一部分(102)，所述第一部分将进料流转化成气相部分(111)和液相部分(122)；以及第二部分(104)，所述第二部分位于在所述第一部分(102)上方的塔中，用于将环氧烷与由第一部分进入第二部分的乙醛、水和其它杂质分离。

Description

环氧烷纯化塔

本申请要求2008年7月31日提交的美国临时申请61/137,485的优先权，该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：2008年7月31日提交的系列号61/137,494，其名称为″Ethylene Oxide Recovery Systems(环氧烷回收系统)″，律师备案号为66720；2008年7月31日提交的系列号61/137,517，其名称为″EthyleneOxide Recovery Systems(环氧烷回收系统)″，律师备案号为66715；2008年7月31日提交的系列号61/137,514，其名称为″Ethylene Oxide PurificationProcesses and Systems(环氧烷纯化方法和系统)″，律师备案号为64979A；以及2008年7月31日提交的系列号61/137,493，其名称为″Ethylene OxideRecovery Systems(环氧烷回收系统)″，律师备案号为64976A。

技术领域

本公开涉及用于从含有环氧烷的进料流中回收环氧烷的蒸馏塔。更具体地，本公开涉及用于将不纯进料流中的乙醛和环氧烷分离的环氧烷纯化塔。

背景技术

每年全世界制备环氧乙烷的量为几百万吨。环氧乙烷可以通过如下过程大量制备：在高温(例如，一百(100)摄氏度(℃)至五百(500)℃)和在超大气压(例如两(2)至十二五(25)个大气压(atms))，用空气或纯氧在合适的催化剂例如含银催化剂上氧化乙烯，由此乙烯和氧反应以形成环氧乙烷。

环氧乙烷生产反应器流出物，可以包括环氧乙烷、未转化的乙烯和氧、二氧化碳、醛、其它低分子量烃以及固定气体如氩气和氮气，它可以用水处理以移出环氧乙烷。然后，从所得的环氧乙烷和水的混合物中，可以将环氧乙烷进一步精制成对于工业应用具有足够纯度的形式。

发明概述

本公开的实施方案提高了用于从进料流中的环氧烷移出乙醛以及用于提供可以直接转移至二醇反应工艺的环氧烷-水流的方法、塔和系统。实施方案可应用于商业规模的环氧烷生产。

在一些实施方案中，环氧烷纯化塔(AOPC)包括第一部分，所述第一部分用于将包括环氧烷、水、乙醛和其它杂质的进料流转化成进料流的气相部分和进料流的液相部分，进料流的气相部分包括环氧烷、乙醛、水和其它杂质，并且进料流的液相部分包括环氧烷和水。AOPC还包括位于第一部分上方的塔中的第二部分，所述第二部分用于将环氧烷与由第一部分进入第二部分的乙醛、水和其它杂质分离。第二部分包括：位于第二部分的底部部分的塔板，用于收集处于液相的环氧烷、乙醛和其它杂质，以及位于塔板处用于移出处于液相的环氧烷、乙醛和其它杂质的第一侧取出部(side take-off)；和位于第二部分的顶部部分的用于移出纯化的环氧烷离开流的第二侧取出部。

在各种实施方案中，用于将乙醛与环氧烷分离的方法包括：将包括环氧烷的进料流引入到AOPC的第一部分，其中所述塔包括第一部分以及位于第一部分上方的第二部分；和将所述进料流分离成进料流的气相部分和进料流的液相部分，其中所述进料流的气相部分包括环氧烷、乙醛、水和其它杂质，并且进料流的液相部分包括环氧烷和水，其中所述液相部分作为环氧烷-水流离开第一部分。所述方法还包括将环氧烷与由第一部分进入第二部分的乙醛、水和其它杂质分离，以制备纯化的环氧烷流。

定义

如本文使用的，如用于纯化或浓缩的，″蒸馏″和″蒸馏方法″是指将化合物基于它们的挥发性差异而通过汽化和随后的冷凝而分离的方法，其用于纯化或浓缩。在本文论述的实施方案中，可以对含水混合物(即，进料流)进行蒸馏以纯化、回收和/或分离环氧烷(例如环氧乙烷)，其中“含水混合物”可以被定义为环氧烷、水和其它液体形式的化合物的混合物。如本文使用的，术语″蒸馏″、″回收″、″纯化″和″分离″应当被理解为指如本文中描述的蒸馏方法。

如本文使用的，″环氧烷纯化塔″、″纯化塔″和/或″塔″是指例如包含分离级如塔板和/或填料元件的通常向上的柱状柱或塔，其中塔板和/或填料元件提供液体和气体进行接触的表面区域，从而促进液体和气体之间的质量传递。如应当理解的，所述塔还可以具有其它形状和通常的定位，包括以水平方向布置的多边形塔。环氧烷纯化塔包括被塔板比如烟囱式塔板(chimney tray)分离的第一部分和第二部分。如本文中论述的，环氧烷纯化塔或塔可以具有在例如65厘米(cm)至6米(m)的范围内的直径并且具有例如6m至60m范围内或以上的高度。

如本文使用的，″热交换器″指无论流体是通过固体壁分离以使得它们永不混合，还是流体直接接触的情况下，建造用于从一种流体至另一种流体的热传递的装置。此外，″显热″是指由物质在不伴随状态改变的温度变化过程中所吸收或放出的热。因此，″显热热交换器″是指从一种流体至另一种流体在不改变加热流体的状态的情况下传热的热交换器。

如本文使用的，“潜热”是指由物质在状态改变过程中如在蒸汽的冷凝过程中释放或吸收的能量的量。因此，″潜热热交换器″是指从一种流体至另一种流体在加热流体(例如蒸汽)的状态改变过程中传热的热交换器。

在本文中使用的，“分离级”被定义为在如下这样的蒸馏设备中的体积、装置或装置的组合：相在这种蒸馏设备内或在蒸馏设备处进行密切接触，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，并且随后所述相在此机械地分离。对于各种实施方案，具有理论塔板高度(″HETP″)的板式塔的每一块塔板和/或填料塔的填料是分离级，因为这些是流体进行密切接触、发生相间扩散以及流体分离的场所。同样，在蒸馏设备中的塔板的数量也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，本公开的含水混合物)中的待分离的化合物(例如，环氧乙烷、水和其它液体形式的化合物)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中提供的分离级的数量。

如本文中使用的，″冷凝器″是一种将蒸气转化成液体的装置。在本文论述的实施方案中，进料流的气相部分可以进入冷凝器，在此，进料流的气相部分中的一些化合物冷凝成液体，而其它化合物通过冷凝器并且保留在气相中。此外，在本文中使用的，″回流冷凝器″是一种冷凝器，其使得：沸腾液体上方的蒸汽冷凝，并且可以流回到容纳沸腾液体的容器内以防止容器的内容物煮干。

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。因此，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第一部分可以被解释为意思是指环氧乙烷回收塔包括″一种以上(one or more)″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。

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″所表示的变化可以参考测量仪器的精确度来确定。

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)。

本公开的上述概述并不是意图描述本公开的每一个公开的实施方案或每一种实施。下面的描述更具体地示例了说明性的实施方案。在贯穿本申请的若干地方中，通过实施例的列举提供了指导，这些实施例可以以各种不同的组合使用。在每一种情况下，所提及的列举仅起着代表性组的作用，并且不应当被解释为排它性的列举。

附图简述

图1提供了本公开的环氧烷纯化塔的一个实施方案。

图2提供了本公开的系统的一个实施方案。

图3提供了本公开的系统的一个实施方案。

发明详述

本公开的实施方案包括用于从进料流中的环氧烷分离乙醛以及用于提供可以直接传递给二醇反应工艺的环氧烷-水流的塔、方法和系统。实施方案可应用于工业规模的环氧烷生产。

如本文中论述的，本公开的实施方案包括从进料流中回收环氧烷。优选的实施方案包括从进料流中回收环氧乙烷。同样地，本文将论述在本公开的实施方案涉及环氧乙烷时的实施方案。然而，本领域的技术人员将意识到本公开的实施方案也应用于其它环氧烷，包括环氧丙烷、环氧丁烷、甲醛等等。

系统实施方案包括热交换器以及可操作连接到所述热交换器上的环氧乙烷纯化塔(EOPC)。

本公开的实施方案通过如下实现了在单个蒸馏塔中环氧乙烷和杂质(例如乙醛)的分离：使用了含水混合物作为进料流，所述塔的第一部分用于从进料流中移出环氧乙烷的一部分和其它组分，而第二部分用于将环氧乙烷与由第一部分进入第二部分的乙醛、水和其它杂质分离，这如本文中进一步论述的。此外，EOPC的使用可以制备可以直接进料至二醇反应器的环氧乙烷-水流。此外，当建造如如上所述的系统时，与具有两个或三个用于纯化环氧乙烷的蒸馏塔的系统相比，在一些实施方案中单个塔的使用导致了更低的设备成本。在一些实施方案中，纯的环氧乙烷可以作为侧流从EOPC中取出，同时含有轻质杂质比如二氧化碳、氧、氮和氩气等等的环氧乙烷可以作为顶部流从所述塔中取出。

可以进行若干步骤以获得含水混合物，该含水混合物被用作EOPC的进料流。如本文中所述，制备环氧乙烷以及在进一步的反应中使用所制备的环氧乙烷的步骤在一个地方发生，例如，在环氧乙烷加工装置中发生。然而，各个不同的步骤也可以在分开的装置中发生。

此外，在环氧乙烷生产装置(unit)中，环氧乙烷生产工艺可以与环氧乙烷回收工艺互连。在环氧乙烷生产装置与下游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中，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。

在本公开的方法中使用的烯(alkylenes)(烯烃(olefins))可以由下面的结构式(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、丁基和具有不超过6个碳原子的高级同系物。优选地，R₁和R₂各自独立地选自氢、甲基和乙基。更优选地，每一个R₁和R₂都为氢，并且优选的烯烃是乙烯。在本公开的方法中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。最优选地，环氧烷是环氧乙烷(即，R₁和R₂均是氢)。

氧可以以纯的分子氧提供给所述工艺。备选地，氧可以以含氧气体提供，其中所述气体进一步包含一种或多种个气态组分，例如气态稀释剂，比如氮、氦、甲烷和氩，这些对于氧化工艺基本上是惰性的。在一些实施方案中，合适的含氧气体是空气。另外，如本文中所论述的，含氧气体可以包含下列气态组分中的一种或多种：水、二氧化碳和各种气态助催化剂和/或气态副产物抑制剂。

在进料原料气体中烯烃与氧的相对体积比可以在根据任意这些已知的常规值的范围内。典型地，在进料原料中烯烃与氧的体积比可以从约2∶1变化至约6∶1。同样地，惰性气体、稀释剂或其它气态组分比如水、二氧化碳和气态助催化剂和气态副产物抑制剂的量可以根据如本领域中发现的已知常规范围变化。

本公开可应用于在任何合适反应器中的环氧化反应，所述合适反应器例如有固定床反应器、固定床管式反应器、连续搅拌罐式反应器(CSTR)以及流化床反应器，它们中的各种均在本领域中是已知的。本领域的技术人员也容易地确定再循环未反应的进料、使用单程系统，或通过使用串联布置的反应器来使用连续反应以增加乙烯转化率的适宜性。

所选择的操作的具体模式可以由工艺经济学规定。烯(烯烃)优选乙烯到环氧烷(优选环氧乙烷)的转化可以通过例如如下这样进行：在约200摄氏度(℃)至约300℃的温度，以及在可以在约5个大气压(506千帕(kPa))至约30个大气压(3,040kPa)的范围内变化的压力(这取决于所需的质量速度和生产率)，将含有烯(例如，乙烯)和氧或含氧气体的进料流连续地引入到含催化剂的反应器中。在大规模反应器中的停留时间可以在约0.1至约5秒的数量级。在一些实施方案中，进料原料可以在反应器中的催化剂例如含银的催化剂上通过。然后，所得的环氧烷优选环氧乙烷可以使用另外的工艺从反应产物中分离并且回收。

在几乎所有含有环氧乙烷和水的方法中，在环氧乙烷和水之间可以发生一定程度的反应以形成乙二醇。反应性在具有更高温度和更长停留时间的体系中最高。在大部分的情况下，乙二醇在EOPC中的形成是不理想的，因为反应条件是不理想的，并且单乙二醇(MEG)的形成可以导致进一步的副反应。例如，MEG可以与另外的环氧乙烷反应以形成更高级的二醇，比如二甘醇和三甘醇，或二醇可以被氧化以形成所得的乙醇醛，其中每一个副反应导致对MEG的总的工艺效率更低。单乙二醇可以由乙烯经由中间体环氧乙烷制备，其中环氧乙烷与水反应在二醇反应器中以制备MEG，这如本文中论述的。对MEG的高选择性是适宜的，因为MEG是工业应用的重要的原料，包括MEG在制备聚酯树脂、膜和纤维的制备中的应用。此外，MEG在防冻剂、着色剂、飞行器防冰剂(anti-icers)和除冰剂(deicers)，以及溶剂的制备中是重要的。

通过环氧乙烷(催化或未催化)的水解可以制备乙二醇。环氧乙烷的水解可以使用酸或碱催化剂进行或在中性催化剂中不催化地进行。酸催化剂水解通过质子化而使环氧乙烷活化用于与水的反应。然而，碱催化的水解导致对乙二醇的选择性相当低。从而除产生乙二醇之外，还产生二甘醇和更高级二醇(例如，三甘醇和四甘醇)。乙二醇单醚可以通过醇与环氧乙烷的反应制备。此外，乙醇胺可以通过环氧乙烷与氨的反应制备。参见，例如美国专利4,845,296。

在一些情况下，为了制备环氧乙烷，乙烯和纯氧或空气的原料在与循环气体混合之后，可以与其它化合物一起进入环氧乙烷反应器。环氧乙烷反应器可以是固定床反应器或流化床反应器，如本文中所论述的。在一些实施方案中，可以将压载(ballast)气体(例如，甲烷、氮气)添加到原料气体中以增加进口气体的更低的可燃性限制，从而增强系统的安全性和稳定性。此外，在一些实施方案中，可以将少量的二氯乙烷或其它含氯化合物引入到进料的原料气体中，以减少副反应和改善乙烯氧化的选择性。

在一些实施方案中，乙烯至环氧乙烷的单程转化率(per-pass conversion)可能低(即，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和氧、醛、酸性杂质、氮和氩以及其它组分。在一些实施方案中，醛可以包括甲醛和乙醛。在一些实施方案中，乙烯至环氧乙烷的单程转化率可以在5％至25％的范围内变化。

环氧乙烷可以从气态反应流出物中分离并回收。例如，来自反应器的气态反应流出物可以用吸收剂比如水在吸收器塔中洗涤以形成含有环氧乙烷的含水混合物。环氧乙烷在水中的吸收可以从未反应的乙烯、氧和/或其它气态组分(例如，二氧化碳、氮、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。

然后，可以将来自吸收器塔的含环氧乙烷的含水混合物传送至汽提器(例如，汽提塔)，在此引入蒸汽，以将环氧乙烷产物作为塔顶流移出。然后，来自汽提器的包含二氧化碳、环氧乙烷、气态惰性物(gaseous inert)和水蒸气的塔顶流产物可以被冷却，以部分冷凝环氧乙烷和水，并且可以将所得的蒸气和液体的混合物或只将蒸气传送至环氧乙烷再吸收器，在此未冷凝的环氧乙烷蒸气被再吸收在水中。从再吸收步骤，可以获得含水混合物，所述含水混合物含有再吸收的环氧乙烷和醛杂质如甲醛和乙醛，以及溶解的二氧化碳和其它气态杂质。然后，这种含水混合物在本公开的实施方案中使用含水混合物作为进料进行进一步的纯化。

在本文的附图中，如应当理解的，可以添加、交换和/或消除本文的实施方案中所显示的元件，以提供任何数量的工艺和/或系统的其它实施方案。此外，如应当理解的，在附图中提供的元件的比例和相对尺寸用意在于说明本发明的实施方案，而不应当理解为具有限制性意义。

本文中的附图遵从编号惯例，其中第一个或多个数字对应于附图的编号，而其余数字标记附图中的元件(elements)或组件。在不同附图之间的类似元件或组件可以采用类似的数字标记。例如，110可以是附图1中的标记元件“10”，而图2中，类似的元件可以被标记为210。此外，本文中对于一个或多个附图提供的元件和/或组件的描述可用于其它附图或与其它附图相关，以说明相同元件和/或组件编号，但这些相同元件和/或组件编号并不是必需提供其确切表述。因此，例如，当附图1中的元件″10″在本文中进行了确切的论述时，这些确切的论述也可应用于可能出现它的其它附图中的元件″10″。

图1提供了根据本公开的环氧乙烷纯化塔(EOPC)100或塔100的一个实施方案的示意性表示。如图1的实施方案中所示，塔100可以包括位于所述塔100中的第一部分102以及第二部分104，其中第二部分104位于第一部分102的上方，所述这两个部分102，104通过塔板106比如烟囱式塔板分离，或通过其它允许蒸气向上通过并且防止液体从第二部分104向下传递至第一部分102的装置或构造分离。

在一些实施方案中，第一部分102可以位于塔100的下半部，而第二部分104可以位于塔100的上半部。如本文中论述的，本公开的实施方案可以用于纯化由再吸收步骤中产生的环氧乙烷的含水混合物，下文中含水混合物被称作进料流。

在塔100内的操作条件可以根据加工条件进行调节。在各种实施方案中，塔可以在大气压下操作。在一些实施方案中，塔100可以在稍高于大气压的条件下进行操作。在某些实施方案中，越过塔100可以存在压力梯度，并且这种梯度可以越过塔和/或塔100的各个部分逐渐变化，或可以是突然的压力变化。

第一部分102可以包括很多本文所论述的组件，包括进口和出口。在图1中，进料进口被设置在第一部分102的上部部分，用于将进料流108引入到第一部分102中。

可以将由在吸收器、汽提器和随后的再吸收器中吸收稀的环氧乙烷混合物而产生的进料流108引入到第一部分102。在一些实施方案中，进料流108可以以液相进入第一部分102。另外地，在各种实施方案中，进料流108可以以液相和气相的组合进入第一部分102。进料流108中除水和环氧乙烷之外的可能化合物的实例包括乙二醇、低聚(乙二醇)、醛如甲醛和/或乙醛、二氧化碳和甲烷，以及其它化合物。

在一些实施方案中，待纯化的进料流108包括：在各种情况下均基于其重量，约5至约95重量％、优选约5至约50重量％并且更优选约5至约20重量％的环氧乙烷和约95至约5重量％、优选约95至约50重量％并且更优选约95至约80重量％的水。进料流108可以进一步包含在百万分之约0.1摩尔份(摩尔ppm)至约500摩尔ppm的范围内的醛。例如，进料流108可以包含在约1摩尔ppm至约20摩尔ppm的范围内的乙醛。应当意识到，进料流108的组分在每一种情况下均为100％。

如本文论述的，在一些实施方案中，进料流108可以在第一部分102中分离成进料流的气相部分和进料流的液相部分。然而，实现分离进料流108的方式有很多。

例如，本领域的普通技术人员应当理解，包括第一和第二部分102，104的塔100的设计和操作可以取决于进料流108的组成，以及所需产物的组成，等等。例如，在某些例如使用二元组分进料的情况下，可以使用分析方法比如麦凯布蒂尔(McCabe Thiele)法或芬斯克(Fenske)方程来确定用于实现进料流108的所需分离的平衡级的数量。对于多组分进料流，可以将模拟模型同时用于设计(例如，以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，以确定最佳的操作条件)。此外，一旦平衡级的数量被确定，则本领域普通技术人员可以利用实验来确定为实现所需分离而在塔中使用的分离级的数量(例如，塔板的实际数量或填料的高度)。

在一些实施方案中，本公开的第一部分102可以包括分离级(例如，塔板、堆砌的填料和/或结构化填料)，以形成进料流108的分离。在一些实施方案中，第一部分102可以包括分不同种类的离级比如塔板和填料的组合。塔板可以是通常在纯化塔中找到的板的形式的塔板，包括筛板、泡罩板或浮阀塔板、等等。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，金属和/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，比如那些已知的并且可以例如以名称

(美国德克萨斯州达拉斯的Kock-Glitsch，LP)和/或

(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，用于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。

在第一部分102具有塔板(例如，板式塔)的实施方案中，塔板可以是用于提供在第一部分102内部的向上流动的蒸气和向下流动的液体之间的接触的物理装置。在一些情况下，塔板的效率可以低于理论效率，即100％有效平衡级，因此第一部分102可以具有比所需的理论蒸气-液体平衡级的数量更多的实际的物理塔板(分离级)。

在一些实施方案中，每一块塔板可以处于不同的温度和压力，其中底部塔板具有最高的压力和温度。在一些实施方案中，在沿着第一部分102向上进行的同时，温度和压力相对于每一个随后的级降低。在一些情况下，对于第一部分102的进料流108的每一个进料组分的蒸气-液体平衡以在每一个分离级的压力和温度条件不同的独特方式发生变化(reacts)。这意味着，在一些实施方案中，每一个组分建立了在每一个级处的气相和液相的不同浓度，从而导致进料流108中的组分的分离。

如本文中论述的，实现所需分离所需要的平衡级的数量可以使用麦凯布蒂尔法、芬斯克方程或模拟模型计算。如本领域技术人员应当理解的，在第一部分102中的平衡级的数量一旦使用上述方法计算，则分离级的范围可以使用常规实验确定。

如图1所示，进料流108可以在第一部分102的顶部部分、在第一部分102中设置的若干分离级109(例如，塔板和/或填料)的上方进入第一部分102。在各种实施方案中，进料流108可以在分离级109的下面进入第一部分102，或在特定分离级处进入。

可以将汽提气体110引入到塔100的第一部分102中。例如，可以将汽提气体110在第一部分102的下部部分引入，以使进料流108以逆流方的式接触汽提气体110。在一些实施方案中，汽提气体110可以是蒸汽或热水。蒸汽汽提可以是从进料流108中分离环氧乙烷的经济方法。

尽管图1的实施方案示出了汽提气体110被引入到第一部分中，但是在一些实施方案中，可以通过利用设置在塔100的内部或外部的加热机构在第一部分102内部产生蒸汽。例如，蒸汽加热的再沸器可以被用于在第一部分102的底部加热水并且使水沸腾。

在一些实施方案中，第一部分102中包含的汽提气体110和分离级109通过将进料流108的一部分转化成进料流108的气相部分111，可以从进料流108中移出环氧乙烷。如本文使用的，″进料流的气相部分″是在第一部分102中产生的并且在一些实施方案中可以直接作为蒸气进入第二部分104的进料流108的一部分，如本文中所论述的。在一些实施方案中，进料流108的气相部分111可以进入位于第一部分102中的冷凝器，如在本文中进一步论述。进料流108的气相部分111可以包括环氧乙烷、水、乙醛和其它杂质。此外，进料流108的气相部分111可以包括作为进料流108的一部分进入第一部分102的水，以及作为汽提气体110的一部分进入第一部分102的水。

如图1所示，在一些实施方案中，进料流108的气相部分111可以从第一部分102经由塔板106如烟囱式塔板流入到第二部分104。如本文使用的，″烟囱式塔板″是这样的方式设计的塔板：它允许蒸气经由它上升，但是它通过将向下流动的液体积累在收集塔板上而可以防止液体经由它下降。因此，当目标是使蒸气经过塔板并且收集向下至塔板上的液体时，可以使用烟囱式塔板106。

在一些实施方案中，烟囱式塔板106可以是实心金属塔板，其具有烟囱(chimney)112，或竖管，其被“罩”封顶以防止液体通过竖管落下。如本文中使用的，″罩″是指覆盖物，其松散地连接到竖管上以可以允许蒸气向上流动并且流出竖管，同时防止液体从第二部分104进入竖管。如本文中使用的，″竖管″或烟囱是一种通过塔板延伸并且在塔板上方一定距离以使得液体可以保持并且累积在塔板上的开口管。

如应当理解的，烟囱式塔板106可以额外改进通过塔100向上流动的蒸气的分布，其中所述塔100可以含有分离级(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)。此外，烟囱式塔板106可以被设计成在不正常状态期间，使所收集的液体经由烟囱112溢流返回到第一部分102内。如本文中使用的，术语″不正常状态″被定义为其中存在扰动和/或偏离工艺的正常功能的状态。

在一些实施方案中，进料流108的气相部分111可以通过烟囱式塔板106进入第二部分104。此外，在第二部分104包含填料或包含塔板与填料的混合物的一些实施方案中，烟囱112可以被设计使得烟囱112的顶部延伸通过塔100的第二部分104中的一些填料和/或塔板。

第二部分104可以包括用于将环氧乙烷与由第一部分102进入第二部分104的乙醛、水和其它杂质分离的分离级109。在图1中所示的实施方案中，第二部分104可以将环氧乙烷与包含在进料流108的气相部分111中的乙醛分离。本领域技术人员应当理解，乙醛和环氧乙烷可能难于分离，因为各个化合物的沸点都相对接近。具体地，环氧乙烷的沸点为约10.4℃，而乙醛的沸点为约20.85℃。由于将环氧乙烷与乙醛分离的困难性，塔的第二部分104可以包括相比于第一部分102增加数量的分离级109。例如，塔的第二部分104可以包括约20个分离级至约200个分离级。相反，第一部分102可以包括约1个分离级至约10个分离级。

为了在第二部分104中进行分离，对烟囱式塔板106提供热量，以及对遍布塔100的第二部分104的分离级109提供热量。此外，第二部分104可以包括位于第二部分104的顶部部分的冷凝器114，用于冷凝由第一部分102进入第二部分104的某些化合物。例如，冷凝器114可以冷凝进入第二部分104的环氧乙烷，以及其它化合物，包括水、甲醛、乙醛和其它杂质。在一些实施方案中，冷凝器114可以对第二部分104提供包括冷凝的化合物的液体回流。

这样，烟囱式塔板106可以收集含有水、环氧乙烷、乙醛以及处于液相的其它杂质的液体回流，所述液体回流在位于烟囱式塔板106的第一侧取出部116处从第二部分104作为吹扫流118被移除。在一些实施方案中，吹扫流118可以包括约60％的来自进料流108的乙醛，以及至少80％的在进料流108的气相部分111中的乙醛。

在一些实施方案中，塔100可以以如下这种方式操作：产生的吹扫流118足够少，从而允许在最小环氧乙烷损耗的情况下处置或破坏吹扫流118。例如，在各种实施方案中，吹扫流118可以包含在约0至约5摩尔％的环氧乙烷的范围内的环氧乙烷。

备选地，在一些实施方案中，塔100可以以如下这种方式操作：产生的吹扫流118包含其量对于处置或破坏不经济的环氧乙烷。在这样的实施方案中，吹扫流118可以被转移到用于连续分离的单独塔中以回收吹扫流118中的环氧乙烷，或被引导到小的处理设施中，该小的处理设备将所包含的环氧乙烷转化成二醇，之后精制系统中回收二醇。

如本文论述的，在一些实施方案中，可以将环氧乙烷从塔100的第二部分104中的进料流108的气相部分111中分离。从进料流108的气相部分111中分离的大部分的环氧乙烷可以变为纯化的环氧乙烷离开流120，同时小部分可以变为液体回流中的一部分，该部分变为吹扫流118，如本文论述的。在一些实施方案中，纯化的环氧乙烷流120可以在位于第二部分104的顶部部分的第二侧取出部121从塔100的第二部分104中移出。例如，可以将纯化的环氧乙烷离开流120在第二部分104中的塔板和/或填料109上方移出。

如本文所论述的，第二部分104可以包含位于第二部分104的顶部的冷凝器114。在一些实施方案中，第二侧取出部121可以位于冷凝器114的下面。此外，在各种实施方案中，第二侧取出部121可以是冷凝器114的一部分。换言之，纯化的环氧乙烷离开流120可以在冷凝器114中被冷凝，并且从冷凝器114中移出，并且由此从塔100的第二部分104中移出。

此外，尽管环氧乙烷可以作为纯化的环氧乙烷离开流120从塔100中移出，但是包含轻质杂质比如二氧化碳、氧、氮气和氩气等等的环氧乙烷可以作为轻杂质流119从塔100的顶部移出。

如本文中论述的，进入塔100的第一部分102的进料流108可以分离成气相部分111和液相部分123。液相部分123可以作为环氧乙烷-水流122从第一部分102的底部部分移出。在一些实施方案中，环氧乙烷-水流可以具有这样的组成：基于环氧乙烷-水流122的总重量，该组成包括至多10重量％的环氧乙烷。优选地，环氧乙烷-水流122可以包含基于环氧乙烷-水流122的总重量在约1至约10重量％的范围内的环氧乙烷和基于环氧乙烷-水流122在总重量的约90至约99重量％的范围内的水。在各种实施方案中，环氧乙烷-水流122或进料流208的液相部分可以包含：进料至第一部分102的进料流108中所包含的环氧乙烷的约20％至约90％。

在一些实施方案中，塔100以如下这种方式操作：产生的环氧乙烷-水流122的组成适合于将所述环氧乙烷-水流122在不进行进一步纯化的情况下进料至二醇反应器，在二醇反应器中，环氧乙烷通过与水的反应转化成乙二醇。如本领域的技术人员所理解的，乙醛已知是各种化合物比如巴豆醛和/或二醇酯的前体，这些可能对差的二醇质量有贡献。例如，环氧乙烷-水流122中的高乙醛含量可能导致产生具有超出规定的紫外(UV)透射率测量值和/或超出规定的总羰基测量值的纯化MEG。因此，在环氧乙烷-水流122中的乙醛含量的降低是适宜的，如在本公开的实施方案中所述。在这样的实施方案中，基于环氧乙烷-水流122的总重量，环氧乙烷-水流122可以包含进料流108中所含的乙醛的约1％至约65％之间。

图2示出了根据本公开的系统的一个实施方案。如图2所示，系统224包括热交换器226和塔200，如本文所述。所述塔包括由烟囱式塔板206隔开的第一部分202和第二部分204。

在图2中所示的实施方案中，可以将由在吸收器、汽提器和随后的再吸收器中吸收稀的环氧乙烷混合物产生的进料流208引入到热交换器226中以加热进料流208。热交换器226可以允许低能量或低温度流集成到工艺中。例如，在将低温进料流208进料到塔200之前，热交换器226可以对其加热，在热交换器226中，将进料流208加热至沸点，由此从进料流208中蒸馏环氧乙烷和其它组分。在一些实施方案中，热交换器226可以是显热占优势的热交换器，例如，壳管式热交换器或板式热交换器。

在一些实施方案中，如本文中限定的，显热热交换器的使用可以允许热被添加到进料流208中，同时限定进料流208可以达到在热交换器的热输入侧使用的液体的温度的最高温度。如本文使用的，″显热″是指由物质在不伴随状态改变的温度变化过程中所吸收或放出的热量。因此，″显热热交换器″是指从一种流体至另一种流体在不改变加热流体的状态的情况下传热的热交换器。显热热交换器的使用还可以减少高压蒸汽作为在热交换器226中的加热介质的使用。相比于本文提供的低压蒸汽，高压蒸汽的使用的减少可以提高加热含环氧乙烷的进料流208的安全性，因为环氧乙烷是对高温具有灵敏性的反应性化合物。显热热交换器的使用还可以允许热交换器226和环氧乙烷加工装置中的热过量的其它区域之间通过如下能量集成：将过量的热流引入到热交换器226以加热进料流208并且随后冷却过量的热流。

在另外的实施方案中，热交换器226可以是潜热热交换器，本文所论述的，在此低压蒸汽可以被用作加热流体。如本文使用的，低压蒸汽可以在比进入热交换器226的进料流208逐渐更高的温度供给。对于各种实施方案，低压蒸汽的逐渐更高的温度可以比进入热交换器226的进料流208高约5至10℃。低压蒸汽值的实例可以包括但不限于1-500psia(磅力/平方英寸，绝对压力)，其中5-50psia和/或10-30psia冷凝压力(condensingpressure)是合适值的范围。

在使用壳管式热交换器的各种实施方案中，热交换器226可以利用逆流流动进行操作，使用在高温在热交换器226的顶部进入热交换器226的热交换流体228(例如水或低压蒸汽)进行操作。当流体228流加热进料流208时，能量从流体228传递给进料流208，以有效冷却流体228。在一些实施方案中，冷却的热交换流体230可以从底部的热交换器102侧离开热交换器102，如图2所示。在一些实施方案中，热交换器226可以使用平行流进行操作。

尽管图2中示出的热交换器226显示，进料流208进入热交换器226的底部并且向上流过热交换器226，但是进料流208可以从顶部至底部流过热交换器226。热交换流体228的进口和出口点可以相应地改进以加热进料流208。其它的热交换器226的布置也是可能的。

热交换器226布置和/或构造的实例可以包括但不限于插入式再沸器和/或内部再沸器。对于各种实施方案，插入式再沸器和/或内部再沸器可以现场(in situ)至少部分设置在分离级209下面的第一部分202内，在此它可以被用于提供热量，以至少部分地使塔200的底部中的液体蒸发(例如，提供煮沸物(boil-up))。对于各种实施方案，插入式再沸器和/或内部再沸器可以利用潜热或显热来加热塔200的液体内容物。对于各种实施方案，还能够同时使用热交换器226和插入式再沸器或内部再沸器以在塔200中提供煮沸物。对于各种实施方案，还能够使用插入式再沸器和/或内部再沸器作为塔200煮沸物用热量的唯一来源的情况下操作塔200。对于各种实施方案，插入式再沸器和/或内部再沸器作为塔200煮沸物用热量的唯一来源的使用可能归因于比在热交换器226中可以被传递或需要被传递的热的更大。

对于各种实施方案，插入式再沸器和/或内部再沸器可以位于第一部分202的底部液面之下，以使液体汽化并且产生塔蒸气，以进行良好的蒸气/液体接触和多级分离。以这种方式提供煮沸物与将液体经由再循环回路从第一部分202的底部转向至外部再沸器相反，所述再循环回路的使用可以增加由于在转向的液体流中存在环氧乙烷所引起的安全性问题。对于各种实施方案，插入式再沸器和/或内部再沸器代替典型的含有环氧乙烷的外部循环回路和再沸器的使用可以有助于通过降低塔200外部的环氧乙烷的总量来提高系统的固有安全性，并且可以降低如果循环回路在不能正确操作的情况下环氧乙烷暴露于高温加热介质的机会。

在一些实施方案中，进入塔200的第一部分202的进料流208可以处于预定温度或在预定温度范围内，其中基于进料流的沸点选择预定温度。例如，进料流208可以在约30℃至约140℃的范围内的温度进入第一部分202。在一些实施方案中，可以操作热交换器226以将进料流208加热至预定温度或预定温度范围。例如，可以操作热交换器226以在约70℃至约120℃的范围内的温度加热进入热交换器226的进料流208。通过在进料流208进入第一部分202之前加热进料流208，在第一部分202内部加热进料流208耗费的能量更少。如本领域的技术人员应当理解的，热交换器226的不同操作参数可以变化以将进料流208加热至预定温度，这些参数包括热交换流体228的种类、热交换流体228的流量和/或热交换流体228的进口温度等等。

如图2所示，进料流208可以在第一部分202的顶部部分进入塔200的第一部分202。如本文中所论述的，第一部分202可以包括若干分离级209，用于帮助进料流208转化成进料流208的气相部分211以及进料流208的液相部分223。如图2所示，进料流208可以在包含于第一部分202中的分离级下面进入第一部分202。然而，如本文中论述的，进料流208也可以在第一部分202的顶部部分的其它位置进入第一部分202。

如图2中示例的实施方案所示，第一部分202还可以包括位于第一部分202的顶部部分、在分离级209上方的冷凝器232。进料流208的气相部分211可以流动至冷凝器232中，以冷却和部分冷凝进料流208的气相部分211，从而产生富环氧乙烷蒸气流233和液体回流流，该富环氧乙烷蒸气流233经由烟囱式塔板206进入第二部分204，而液体回流流与第一部分202物理连通。

类似于进料流208的气相部分211，富环氧乙烷蒸气流233可以包括流入第二部分204的环氧乙烷、乙醛、水和杂质。然而，冷凝器232可以部分地冷凝进料流208的气相部分211的部分，因此相比于图1中所示的实施方案，进入第二部分204的水的量可以少相当多。此外，来自冷凝器232的液体回流可以与作为环氧乙烷-水流222从第一部分202中移出的进料流208的液相部分223混合，如本文所论述。

如图2所示，在一些实施方案中，冷凝器232可以位于第一部分202的顶部部分与塔200形成一体。在这样的实施方案中，冷凝器232可以是回流冷凝器。回流冷凝器可以将冷凝的蒸气直接返回至第一部分202，并且任何非冷凝性的气体(例如，进料流208的气相部分211)可以在冷凝器232的顶部释放。在一些实施方案中，从冷凝器232中移出的热量的一部分可以有利地用于环氧乙烷纯化塔200工艺的其它部分中，和/或用于环氧乙烷加工装置的其它部分中。

在一些实施方案中，冷凝器232可以与塔200分开，其中进料流208的气相部分211可以引入到冷凝器232中。在这样的实施方案中，系统224可以包括为液体回流流从冷凝器232返回到第一部分202以及富环氧乙烷蒸气流引导到塔200的第二部分204提供路径的工艺流。

如本文中论述，可以将富环氧乙烷蒸气流233经由烟囱式塔板206引入到塔的第二部分204。在第二部分204中，环氧乙烷可以与由第一部分202进入第二部分204的乙醛、水以及其它杂质分离。具体地，富环氧乙烷的蒸气流233可以分离成液相吹扫流218和纯化的环氧乙烷离开流220，它们可以分别经由第一侧取出部216和第二侧取出部221从塔200中移出。

如本文中论述的，塔200的第二部分可以包括分离级209，位于第二部分204的顶部部分的冷凝器234以及输入到烟囱式塔板206中的热量，用于将环氧乙烷与由第一部分202进入第二部分204的乙醛、水以及其它杂质分离。

图3示出了根据本公开的系统324的一个实施方案。如本文中论述的，系统324包括根据本公开的热交换器326和塔300。

如图3中所示，在一些实施方案中，进料流308可以分离成进料流308的第一部分325和进料流308的第二部分327。在一些实施方案中，进料流308可以使得：第一部分325为分离之前进料流308的约25体积％，并且第二部分327可以是分离之前进料流308的约75体积％。第一部分325和第二部分327的其它相对比例也是可能的。

在各种实施方案中，进料流308可以在热交换器326之前被分离，其中第一部分325被引导绕过(routed around)热交换器326并且在位于第一部分302中所包含的分离级309的上方的第一进口329处进入塔300的第一部分302。进料流308的第二部分327可以被引导到热交换器326中，其中进料流308的第二部分327可以使用加热的流体328进行加热，这如本文中所论述。然后可以将进料流308的加热的第二部分327在位于第一部分302中所包含的分离级309下面的第二进口331进入塔300的第一部分302。

通过将进料流308分开成两个部分并且在分离级309的上方和下方将这两个部分提供给第一部分302，进入第一进口329的冷却进料流可以将进入第二进口331的进料流308的加热的第二部分327的部分冷凝，从而形成进料流308的气相部分311。这样，进入在进料流308的第一325和第二327部分中的第一部分302的水，以及来自汽提气体310的水，可以被冷凝，从而防止水进入进料流308的气相部分311。因此，通过分开进料流308，第一部分302类似于其中第一部分302包括在第一部分302的顶部部分的冷凝器的实施方案进行操作，同时节省了用于安装和操作在第一部分302内部的操作冷凝器所必须的设备和加工成本。

如本文中论述的，气相部分311可以经由烟囱式塔板306进入第二部分304，在此气相部分311可以被分离以形成吹扫流318和纯化的环氧乙烷离开流320。此外，进料流308的液相部分323可以从第一部分302中移出并且直接引导二醇反应器中，到如本文所论述的。

对于各种实施方案，可以将根据本公开分离的环氧乙烷加工以进一步提供下游产物，比如例如，1，2-二醇、1，2-二醇醚、1，2-碳酸酯和烷醇胺。由于本公开提供对环氧乙烷的分离和纯度的改进，因此预期本文提供的改进将向前带来提供对于这些下游工艺和/或产物的改进。因而，本文还提供对于1，2-二醇、1，2-碳酸酯、1，2-二醇醚和烷醇胺的生产的改进方法。

环氧乙烷成为1，2-二醇或1，2-二醇醚的转化可以包括：使例如环氧乙烷与水，适宜地在酸性或碱性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，环氧乙烷可以与十倍摩尔过量的水反应，在液相反应中，在酸性催化剂例如基于总的反应混合物为0.5-1.0重量％的硫酸的存在下，在50-70℃，1巴的绝对压力下进行，或在气相反应中，在130-240℃和20-40巴的绝对压力，优选在不存在催化剂的情况下进行。如果水的比例降低，则在反应混合物中1，2-二醇醚的比例将增加。由此制备的1，2-二醇醚可以包含二醚、三醚、四醚或其它多醚。备选地，1，2-二醇醚可以通过用醇如甲醇或乙醇转化环氧乙烷，或通过用醇代替水的至少一部分而制备。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、热传递体系等的工业中的广泛的终端应用中使用。

根据本公开蒸馏的环氧乙烷成为烷醇胺的转化可以包括例如环氧乙烷与氨的反应。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。

应当理解，上述说明是以说明性方式而不是以限制性方式进行的。尽管在本文中已经示出并描述了具体的实施方案，但是本领域普通技术人员应当理解，所显示的具体实施方案可以用其它组分的布置代替。权利要求书意在覆盖本公开的各种实施方案的这样的变体或改变，除非受到现有技术限制的程度。

在前面的详细描述中，各种特征在为了使本公开流畅的目的而在示例性实施方案中被组合在一起。本公开的这种方法不能被解释为反映任何权利要求均需要被该权利要求中明确提及的特征多的特征的意图。而是，在后附权利要求的反映时，发明主题在于比单个公开实施方案的所有特征少。因此，后附的权利要求书在此被结合到发明详述中，其中每一个权利要求作为本发明的单独实施方案而独立地存在于本文中。

公开的具体实施方案

下列实施例仅是为了说明性目的而提供的，并没有限制本公开的范围的意图。

实施例1

比较例：

在本实施例中，在获自Aspen Technology，Inc.(美国马萨诸塞州剑桥)的

Release 2004.1中将具有分离级和位于塔的顶部部分的冷凝器的蒸馏塔模仿。进料流在包括再沸器的塔的下部进入塔，并且冷凝器位于塔的顶部部分。纯化的环氧乙烷作为侧流从塔的顶部部分取出，环氧乙烷-水流在塔的底部部分从塔中移出，而轻质杂质流在塔的顶部部分从塔中移出。表1提供了各种进口和出口流的含量。

表1

实施例2

在本实施例中，根据本公开的实施方案提供塔。回流冷凝器位于烟囱式塔板下面的第一部分中。塔在ASPEN中被模仿为两个单独的RADFRAC模块(block)。第一部分被模仿为具有6个分离级，其中进料流进口在第6级，或在底部级。工艺蒸汽还在第6级进料，以对第一部分提供另外的热量。部分蒸气冷凝器被规定在RADFRAC模块中，用于模仿回流冷凝器。规定回流比为3。实现30,500的蒸气馏出物速率。第一部分的气相部分被进料到第二RADFRAC模块，该第二RADFRAC模块模仿塔的第二部分。第二部分被规定具有再沸器、部分蒸气冷凝器、40个分离级、200的回流比，以及200千克/小时(kg/hr)的吹扫流流量。进料流的气相部分被规定进入分离级38，以及纯化的环氧乙烷流作为侧流在分离级3处以29,350kg/hr的速率取出。表2提供了进入和离开如在ASPEN中模仿的塔的流的组成构成。

表2

在这个实施例中，第一部分被规定提供在第二部分中的低的吹扫流流量。尽管吹扫流流量低，但是环氧乙烷的浓度较高。然而，如表2中所见的，相比于在实施例1中所述的比较例的环氧乙烷-水流，在模仿离开第一部分的环氧乙烷-水流中的乙醛量急剧降低。此外，在环氧乙烷水流中相对于进料流过量的水是由于汽提气体注入(例如，蒸汽)的缘故。

实施例3

在本实施例中，塔的条件被改变以允许更多的水进入塔的第二部分，并且经由吹扫流离开，从而稀释环氧乙烷浓度。在这个实施例中，回流冷凝器位于烟囱式塔板下面的第一部分中。塔在ASPEN中被模仿为两个单独的RADFRAC模块，这类似于实施例2。第一部分被模仿为具有6个分离级，其中进料流在第六级(即，塔底级)进入塔。汽提气体也在分离级6处进料。部分蒸气冷凝器被规定在RADFRAC模块中用以模仿回流冷凝器。规定回流比为2。实现30,500kg/hr的蒸气馏出物速率。将来自第一部分的进料流的气相部分进料至第二RADFRAC模块，该第二RADFRAC模块模仿塔的第二部分。第二部分被规定具有再沸器、部分蒸气冷凝器、40个分离级、250的回流比，以及170kg/hr的吹扫流流量。第一部分的气相部分被规定进入分离级38，并且纯化的环氧乙烷流在分离级3处的侧取出部以29,350kg/hr的速率取出。表3提供了进入和离开所述塔的流的组成。

表3

在这个实施例中，第二部分被规定在第二部分中提供低的吹扫流流量，但是所述条件被改变为在吹扫流中提供更低的环氧乙烷浓度。为实现这种情况，相比于实施例2，更多的水通过烟囱，并且第二部分的基底温度提高约30℃。如表3中所见的，相比于实施例1，在(is)环氧乙烷-水流中的乙醛的量急剧降低。此外，在环氧乙烷水流中相对于进料流过量的水是由于汽提气体注入(例如，蒸汽)的缘故。

实施例4

在本实施例中，第一部分不包含冷凝器。塔在ASPEN中被模仿为两个单独RADFRAC模块。第一部分被模仿为具有6个分离级，其中进料在第1级(即，顶部级)上。汽提气体也在分离级6处进料至第一部分。调节进料流温度和汽提气体注入，以提供所需的通过烟囱式塔板的蒸气流量。将进料流的气相部分进料至第二RADFRAC模块，所述第二RADFRAC模块模仿塔的第二部分。第二部分被规定具有再沸器、部分蒸气冷凝器、40个分离级和120的回流比以及1,000kg/hr的顶部蒸气速率。进料流的气相部分被规定为进入分离级35并且纯化的环氧乙烷在分离级3处的侧取出部以29,350kg/hr的速率取出。表4显示了每一个进入和离开塔的流的组成。

表4

在本实施例中，第二部分被规定为在第二部分中提供低的吹扫流流量，但是条件被改变，以在相同的流中提供更低的环氧乙烷浓度。为了实现这样，相对于实施例2中所示的，使更多的水通过烟囱并且第二部分的基底温度提高约40℃。如在表4中所见，在第一部分环氧乙烷-水流中的乙醛的量相比于实施例1中所示的量急剧降低。此外，在环氧乙烷水流中相对于进料流过量的水是由于汽提气体注入(例如，蒸汽)的缘故。

实施例5

在这个实施例中，冷凝器不包括在第一部分中。塔在ASPEN中被模仿为两个单独的RADFRAC模块。第一部分被模仿为具有6个分离级，其中进料在第1级(即，顶部级)上。汽提气体也在分离级6处进料至第一部分。调节进料流温度和汽提气体注入，以提供所需的通过烟囱式塔板的蒸气流量。将进料流(feed stray)的气相部分进料至第二RADFRAC模块，所述第二RADFRAC模块模仿塔的第二部分。第二部分被规定具有再沸器、部分蒸气冷凝器、40个分离级和140的回流比以及1,600kg/hr的轻质杂质速率。进料流的气相部分被规定为进入分离级35并且纯化的环氧乙烷在分离级3处的侧取出部以29,350kg/hr的速率取出。表5显示了每一个进入和离开塔的流的组成。

表5

这个实施例类似于实施例4，不同之处在于第二部分的基底温度进一步升高，以降低在吹扫流中的环氧乙烷的量。如在表5中看见的，在从第一部分中移出的环氧乙烷-水流中的乙醛的量相比于实施例1中的量急剧降低。此外，在环氧乙烷水流中相对于进料流过量的水是由于汽提气体注入(例如，蒸汽)的缘故。

实施例6

在本实施例中，第一部分不包含冷凝器。塔在ASPEN中被模仿为两个单独RADFRAC模块。第一部分被模仿为具有6个分离级。进料至第一部分的进料流被改变，使得25％的进料旁路通过热交换器。旁路通过的进料流在分离级1(即，顶部级)进入第一部分，并且预热的进料在分离级6(即，底部级)进入塔。汽提气体也在分离级6处进料至第一部分。调节进料流温度和汽提气体注入，以提供所需的通过烟囱式塔板的蒸气流量。将来自第一部分的进料流的气相部分进料至第二RADFRAC模块，所述第二RADFRAC模块模仿塔的第二部分。第二部分被规定具有再沸器、部分蒸气冷凝器、40个分离级、200的回流比以及1,300kg/hr的吹扫流速率。进料流的气相部分被规定为进入分离级38并且纯化的EO在分离级3处的侧取出部以29,350kg/hr的速率取出。表6显示了每一个进入和离开塔的流的组成。

表6

在这个实施例中，使用分开的进料流来代替在实施例2和3中使用的回流冷凝器的功能。如数据表中所见，在环氧乙烷-水流中的乙醛的量相对于实施例1急剧降低。此外，在环氧乙烷水流中相对于进料流过量的水是由于汽提气体注入(例如，蒸汽)的缘故。

Claims (20)

1.一种环氧烷纯化塔，所述环氧烷纯化塔包含：

第一部分，所述第一部分位于所述塔中，用于将包括环氧烷、水、乙醛和其它杂质的进料流转化成所述进料流的气相部分和所述进料流的液相部分，所述进料流的气相部分包括环氧烷、乙醛、水和其它杂质，并且所述进料流的液相部分包括环氧烷和水；和

第二部分，所述第二部分位于所述第一部分上方的所述塔中，用于将环氧烷与由所述第一部分进入所述第二部分的乙醛、水和其它杂质分离，其中所述第二部分包括：

塔板，所述塔板位于所述第二部分的底部部分，用于收集处于液相的环氧烷、乙醛和其它杂质；和第一侧取出部，所述第一侧取出部位于所述塔板处，用于移出处于液相的所述环氧烷、乙醛和其它杂质；和

第二侧取出部，所述第二侧取出部位于所述第二部分的顶部部分，用于移出纯化的环氧烷离开流。

2.权利要求1所述的塔，其中所述第一部分包括位于所述第一部分的顶部部分与所述塔形成一体的冷凝器。

3.权利要求1所述的塔，其中所述第一部分包括位于所述塔的外部的冷凝器。

4.前述权利要求中任一项所述的塔，其中所述第一部分包括在所述第一部分的顶部部分中的至少一个分离级。

5.权利要求4所述的塔，其中所述第一部分包括位于所述至少一个分离级上方的用于所述进料流的进口。

6.权利要求4所述的塔，其中所述第一部分包括位于所述至少一个分离级下方的用于所述进料流的进口。

7.权利要求4所述的塔，其中所述第一部分包括位于所述至少一个分离级上方的用于所述进料流的第一部分的第一进口和位于所述至少一个分离级下方的用于所述进料流的第二部分的第二进口。

8.前述权利要求中任一项所述的塔，其中所述进料流的液相部分作为环氧烷-水流经由出口离开所述第一部分，并且其中所述环氧烷-水流含有至少35％的在所述进料流中的环氧烷并且具有基于所述环氧烷-水流的总重量包括至多10重量％的环氧烷的组成。

9.前述权利要求中任一项所述的塔，其中所述第二部分包括位于所述第二部分的顶部部分与所述塔形成一体的冷凝器，其中所述纯化的环氧烷离开流在所述第二侧取出部离开所述冷凝器。

10.前述权利要求中任一项所述的塔，其中所述第二部分包括至少一个分离级，用于将环氧烷与所述进料流的所述气相部分中的乙醛分离。

11.一种用于纯化环氧烷的系统，所述系统包含：

热交换器，所述热交换器包括进料流离开流；以及

环氧烷纯化塔，所述环氧烷纯化塔操作性连接到所述热交换器上，其中所述进料流离开流作为进料流连接至所述塔，并且其中所述塔包括：

第一部分，所述第一部分位于所述塔中，用于将包含环氧烷、水、乙醛和其它杂质的进料流转化成所述进料流的气相部分以及所述进料流的液相部分，所述进料流的气相部分包括环氧烷、乙醛、水和其它杂质，并且所述进料流的液相部分包括环氧烷和水；和

第二部分，所述第二部分位于所述第一部分的上方的所述环氧烷纯化塔中，用于将环氧烷与由所述第一部分进入所述第二部分的水、乙醛和其它杂质分离，其中所述第二部分包括：

塔板，所述塔板位于所述第二部分的底部部分，用于收集处于液相的环氧烷、乙醛和其它杂质；和第一侧取出部，所述第一侧取出部位于所述塔板处，用于移出处于液相的所述环氧烷、乙醛和其它杂质；以及

第二侧取出部，所述第二侧取出部位于所述第二部分的顶部部分，用于移出纯化的环氧烷离开流。

12.权利要求11所述的系统，其中所述进料流的液相部分包括至少35％的所述进料流中的所述环氧烷。

13.权利要求12所述的系统，其中基于所述进料流的液相部分的总重量，所述进料流的液相部分包括至多10％的环氧烷。

14.根据前述权利要求中任一项所述的系统，其中所述从第二部分中移除的处于液相的所述环氧烷、乙醛和其它杂质包括至少60％的在所述进料流中的乙醛。

15.一种用于从环氧烷中分离乙醛的方法，所述方法包括：

将包含环氧烷的进料流引入到环氧烷纯化塔的第一部分，其中所述塔包括所述第一部分以及位于所述第一部分上方的第二部分。

将所述进料流分离成所述进料流的气相部分和所述进料流的液相部分，其中所述进料流的气相部分包括环氧烷、乙醛、水和其它杂质，并且所述进料流的液相部分包括环氧烷和水，其中所述液相部分作为环氧烷-水流离开所述第一部分；和

将环氧烷与由所述第一部分进入所述第二部分的乙醛、水和其它杂质分离，以制备纯化的环氧烷离开流。

16.权利要求15所述的方法，其中将所述进料流分离成所述进料流的气相部分和所述进料流的液相部分包括：对所述第一部分提供热量以产生所述进料流的气相部分。

17.前述权利要求中任一项所述的方法，所述方法包括：将所述进料流的气相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第一部分物理连通，并且所述富环氧烷蒸气流流入到所述第二部分中。

18.前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述方法包括：将液相环氧烷-水流在没有进一步纯化的情况下进料至二醇反应器中。

19.前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述进料流包括：基于其重量，在约5至约95重量％的范围内的环氧烷。

20.前述权利要求中任一项所述的方法，其中在所述第二部分中将所述环氧烷与乙醛、水和其它杂质分离以产生纯化的环氧烷离开流包括：从所述进料流中移出至少60％的所述乙醛。

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