CN103003255A - 用于生产烯化氧和二醇醚的方法和成套设备 - Google Patents

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Abstract

本发明提供了用于操控产物流例如烯化氧产物流中烷基醇的量的方法。更具体来说，与基本上所有烷基醇必须被分离并理想地再利用的常规方法相反，在本发明的方法中，可以允许较大量的烷基醇保留在部分精制的烯化氧产物流中。该残留的烷基醇随后基本上完全反应，形成下游产物例如二醇醚，其更容易从该烯化氧产物流中分离。事实上，如果需要，可以根据二醇醚的输出量来选择该部分精制的烯化氧产物流中的烷基醇的量。

Description

用于生产烯化氧和二醇醚的方法和成套设备
技术领域
本发明涉及操控含有烯化氧的产物流中烷基醇的量的方法，以及引入所述方法的生产烯化氧和一种或多种二醇醚的方法。还提供了用于生产烯化氧和一种或多种二醇醚的制造成套设备。
背景技术
烯化氧可以通过烯烃与过氧化氢、氢过氧化物或氧和氢的反应来制备。一般来说，这些反应在液体溶剂例如烷基醇和水中，并在含金属固体催化剂的存在下进行。然而，使用一种或多种烷基醇作为溶剂可能出现的问题在于，将它们从所期望的烯化氧分离需要包含大量塔盘并以高回流速率运行的能量密集型蒸馏操作。为了降低由烷基醇的使用所强加的经济负担，在与烯化氧分离后，典型地，可以将如果不是所有也是大部分的烷基醇再利用。
为了进一步降低这种负担，已经提出了可替代的分离技术，许多这样的技术涉及萃取蒸馏的使用。然而，提出的解决方案通常引入其他问题。例如，由于萃取溶剂的附加体积，萃取溶剂的添加增加了用于移除烷基醇的蒸馏塔的尺寸要求。
理想情况下，应该开发用于生产烯化氧的方法，其与常规或萃取蒸馏方法相比，对于将烷基醇从烯化氧分离，提供了降低的难度和/或经济负担。
发明简述
本发明提供了这样的方法。更具体来说，本发明提供了用于操控混合物例如烯化氧产物流中烷基醇的量的方法。更具体来说，与基本上所有烷基醇必须被分离并期望再利用的常规方法相反，在本发明的方法中，可以允许较大量的烷基醇保留在部分精制的烯化氧产物流中。该残留的烷基醇随后基本上完全反应，形成一种或多种下游产物，例如一种或多种二醇醚，其更容易从烯化氧产物流中分离。事实上，如果需要，可以基于所期望的一种或多种二醇醚的输出量，来选择该部分精制的烯化氧产物流中烷基醇的量。有利的是，烯化氧精制过程的进料体积没有增加，而当利用萃取蒸馏技术来实现类似目的时，可能是体积增加的情形。此外，由于可以避免萃取蒸馏的使用，因此也消除了与其相关的资金和能量花费。
在一方面，本发明提供了一种用于操控混合物中烷基醇的量的方法，其中该混合物包含约5至约15wt.％的烯化氧、约50至约85wt.％的烷基醇和约10至约25wt.％的水。该方法包括将所述混合物导入蒸馏塔，以产生包含约50至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约50wt.％的烷基醇和约0至约5wt.％的水的精制料流。在某些实施方式中，所述精制料流可以包含约65至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约35wt.％的烷基醇和约0至约5wt.％的水。然后将所述精制料流与包含金属配体配合物、酸、碱、金属醇盐或任何数量的这些物质的组合的催化剂进行反应，以将得到的反应后料流中烷基醇的含量降低至低于1wt.％。
这样的混合物典型地可以在例如烯化氧产物流中发现，因此该方法可以有利地合并到用于生产烯化氧和一种或多种二醇醚的方法中。因此，在另一方面，本发明提供了用于制备烯化氧和一种或多种二醇醚的方法。该方法包括将烯烃与过氧化氢、氢过氧化物或氢和氧在足以产生包含期望的烯化氧的产物流的条件下进行反应。该方法包括将混合物导入蒸馏塔，以产生包含约50至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约50wt.％的烷基醇和约0至约5wt.％的水的精制料流。在某些实施方式中，该精制料流可以包含约65至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约35wt.％的烷基醇和约0至约3wt.％的水。然后将该精制的产物流与包含金属配体配合物、酸、碱或任何数量的这些物质的组合的催化剂进行反应，以产生包含低于1wt.％的烷基醇、约0.5至约98wt.％的烯化氧和约2至约99wt.％的二醇醚的反应后料流。然后将该精制的反应后产物流导入第二蒸馏塔，以提供基本上纯的烯化氧料流和二醇醚料流。
由于本发明的方法与常规方法相比，允许在部分精制的烯化氧料流中存在更大量的烷基醇，并且事实上允许基于期望的二醇醚的生产来操控烷基醇的量，因此不需要使用能够从烯化氧产物流中分离基本上所有烷基醇的分离技术。并且因此可以避免使用额外的设备件，或者实现任何所需的进一步分离和/或纯化所需要的设备可以更小，和/或购买和/或操作更便宜。此外，该方法中第二反应步骤的运行既产生了基本上纯的烯化氧料流，又产生了基本上纯的有用的二醇醚料流。因此，在另一方面，提供了用于生产烯化氧和二醇醚料流的混合制造成套设备。
该混合制造成套设备包括适合于容纳反应的反应器，以产生包含约5至约15wt.％的烯化氧、约50至约85wt.％的醇和约10至约25wt.％的水的烯化氧产物流。该成套设备还包括蒸馏塔，其在操作上相对于反应器配置以从其接收烯化氧产物流，该蒸馏塔包含少于80个的理论塔板，并适合于生产包含约50至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约50wt.％的烷基醇和约0至约5wt.％的水的精制料流，或包含约65至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约35wt.％的烷基醇和约0至约5wt.％的水的精制料流。该成套设备还包含容器，其在操作上相对于该蒸馏塔配置以从其接受精制料流，并容纳能够与所述精制料流反应以产生反应后料流的催化剂，该反应后料流包含低于1wt.％的烷基醇、约0.5至约98wt.％的烯化氧和约2至约99wt.％的二醇醚。最后，该混合成套设备包括第二蒸馏塔，其在操作上相对于该容器配置以接收反应后料流，产生基本上纯的烯化氧料流和二醇醚料流。
附图简述
当参考附图阅读下面的详细描述时，本发明的这些以及其他特点、方面和优点将变得更好理解，其中：
图1是根据一个实施方式的制造成套设备的示意图。
详细描述
本说明书提供了某些定义和方法，以更好地界定本发明并在本发明的实践中指导本技术领域的普通专业人员。提供或未提供特定术语或词组的定义，并不意味着暗示任何特定重要性或缺乏重要性。相反，并且除非另有注明，否则术语应该按照相关技术领域的普通专业人员的惯常用法来理解。
当在本文中使用时，“第一”、“第二”等不表示任何次序、数量或重要性，而仅仅用于将一个要素与其他要素相区分。此外，术语“一个”不表示数量的限制，而是表示存在至少一个所指称的项，并且除非另有指明，否则术语“前”、“后”、“底”和/或“顶”仅仅为了方便描述而使用，并且不限于任一位置或空间取向。
如果公开了范围，涉及相同组分或性质的所有范围的端点是包含性的并可独立地组合(例如，“最高约25wt.％，或者更具体来说，约5wt.％至约20wt.％”的范围，包含了“约5wt.％至约25wt.％”等的范围的端点和所有中间值)。此外，使用重量百分数来定义本文中的许多范围。尽管这些范围预期包含本发明的许多实施方式，但它们是基于一个实施方式来计算，即其中烷基醇是甲醇并且烯化氧包含氧化丙烯的实施方式。本领域的普通技术人员将会认识到，如果使用这些属类的不同成员，这些范围可能不同。
与数量相连使用的修饰语“约”包含所陈述的值并且具有由上下文所决定的意义(例如包括与特定数量的测量相关的误差程度)。除非另有定义，否则所有百分数作为重量百分数(wt.％)提供。当在本文中使用时，后缀“(s)”打算包括它所修饰的术语的单数和复数形式两者，从而包括所述术语的一个或多个(例如“催化剂(s)”可能包括一种或多种催化剂)。在整个说明书中对“一个实施方式”、“另一个实施方式”、“实施方式”等的指称，意味着与所述实施方式相关联描述的特定要素(例如特点、结构和/或特征)包含在本文描述的至少一个实施方式中，并且可以存在或可以不存在于其他实施方式中。此外，应该理解，所描述的本发明的特点可以以任何适合的方式组合在各种不同实施方式中。
本发明提供了用于操控混合物例如部分精制的烯化氧产物流中烷基醇的量的方法。更具体来说，并且与其中基本上所有烷基醇必须被分离并期望再利用的常规方法相反，在本发明的方法中，可以允许较大量的烷基醇保留在部分精制的烯化氧产物流中。残留的烷基醇随后基本上完全反应，以形成一种或多种下游产物，例如一种或多种二醇醚，其更容易从该烯化氧产物流中分离。在这样的实施方式中，可以有利地提高总体过程的产率/专一性。
经历本发明方法的混合物可以是不使用常规和/或萃取蒸馏方法来合乎需要地操控、例如降低其烷基醇含量的任何混合物，该常规和/或萃取蒸馏方法可能增加方法的额外成本，因为典型地，萃取溶剂必须在之后被移除并任选地回收和再利用。在本发明方法的应用中发现特别有益的示例性混合物，包括不仅包含相对大量例如大于约50wt.％或大于约60wt.％或大于70wt.％或甚至大于约85wt.％的烷基醇，而且包含一定量的烯化氧和水的混合物。
更具体来说，可以有利地应用该方法的混合物，以混合物的总重量计，可以包含约5至约15wt.％的烯化氧、约50至约85wt.％的烷基醇和约10至约25wt.％的水。或者，混合物可以包含约6至约12wt.％的烯化氧、约60至约80wt.％的烷基醇和约10至约20wt.％的水。在某些实施方式中，本文的方法甚至可以应用于包含约8至约10.5wt.％的烯化氧、约65至约75wt.％的烷基醇和约10至约15wt.％的水的混合物。
混合物可以包含期望从这样的混合物分离的任何烷基醇。理想情况下，待分离的烷基醇是典型存在于还包含一定量的一种或多种烯化氧的混合物中的烷基醇。典型存在于还包含一种或多种烯化氧的混合物中的烷基醇一般包括甲醇、乙醇、丙醇、丁醇、戊醇、己醇、2-乙基己醇或它们的任何组合。在用于生产烯化氧的某些方法中，典型地可以使用甲醇作为溶剂，因此在某些实施方式中，烷基醇可能有利地包含甲醇。
混合物还包含至少一种烯化氧。可以存在任何烯化氧，并且典型的烯化氧是例如但不限于氧化乙烯、氧化丙烯、氧化丁烯、氧化戊烯、氧化己烯及其组合。在某些实施方式中，烯化氧可以包含氧化乙烯、氧化丙烯、氧化丁烯或其组合。由于其商业重要性以及在二醇醚生产中的广泛用途，在某些实施方式中，烯化氧可以理想地包含氧化丙烯。
无论是什么样的期望的混合物，首先将它导入蒸馏塔以提供更浓的烯化氧料流。精制料流理想情况下包含约50至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约50wt.％的烷基醇和约0至约5wt.％的水。在某些实施方式中，例如在烷基醇包含甲醇并且烯化氧包含氧化丙烯的实施方式中，精制料流可以包含约65至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约35wt.％的烷基醇和约0至约5wt.％的水。或者在这样的实施方式中，精制料流可以包含约70至约95wt.％的烯化氧、约1wt.％至约30wt.％的烷基醇和约0.1wt.％至约4.9wt.％的水。或者精制料流可以包含约70至约90wt.％的烯化氧、约10wt.％至约30wt.％的烷基醇和约1wt.％至约4wt.％的水。
一般来说，蒸馏操作可以包含少于80个理论塔板，并且可以包含例如约15至约70个理论塔板或约30至约60个理论塔板。用于分离这样的混合物的常规蒸馏方法典型地可能需要利用80个或更多个级，因此，根据使用本文描述的原理，可以减少执行该分离所需的理论塔板和能量输入。可以利用一个或多个塔以提供所期望的级/塔板总数，并且在某些实施方式中，一个塔可能就已足够，同时也提供了空间、能量和资本的节约。
用于提供精制料流的蒸馏塔理想地还具有约40℃至约70℃、或约46℃至约64℃、或约52℃至约62℃的塔底温度。蒸馏可以在约300mbar至约1000mbar、或约400mbar至约800mbar、或约500mbar至约700mbar的压力下执行，该压力在塔顶处测量。适用于蒸馏的温度和压力的组合包括约40℃至约70℃和约300mbar至约1000mbar、或约46℃至约64℃和约400mbar至约800mbar、或约52℃至约62℃和约500mbar至约700mbar。
然后将精制料流与催化剂反应，以将得到的反应后料流中烷基醇含量降低至低于1wt.％。更具体来说，反应后料流可以包含低于1wt.％的烷基醇、约0wt.％至约98wt.％的烯化氧和约2wt.％至约99wt.％的二醇醚，或低于约0.8wt.％的烷基醇、约10wt.％至约90wt.％的烯化氧和约10wt.％至约90wt.％的二醇醚，或低于约0.7wt.％的烷基醇、约50wt.％至约85wt.％的烯化氧和约15wt.％至约50wt.％的二醇醚。
可以获得的具体的二醇醚取决于起始混合物的具体组成、即混合物中的具体烷基醇和烯化氧，以及所选的具体催化剂。对于包含例如甲醇和氧化丙烯的混合物来说，二醇醚料流典型地可以包含二丙二醇单甲醚(DPM)和单丙二醇甲醚(PM)。在本发明方法的一些特别有利的实施方式中，用于与精制料流反应的催化剂可以在二醇醚料流中提供比DPM更高百分率的PM同系物，例如，反应后料流可以包含超过90％、或超过95％或甚至超过98％的PM，以及低于10％、或甚至低于5％或甚至低于2％的DPM。
进一步的优点是PM同系物典型地还包含超过95％、或超过97％、或甚至超过99％或甚至超过99.7％的1-甲氧基-2-丙醇(PM2)，以及低于5％、或低于3％、或低于1％或甚至低于0.3％的2-甲氧基-1-丙醇(PM1)这一事实。PM2不仅容易使用最少理论塔板从氧化丙烯分离，而且容易通过这一过程将其提供成可销售的产品规格。将PM1与PM2分离至提供可销售的PM2产品的水平可能是困难和高成本的，这是由于使用了蒸馏来分离这些沸点相近的物质(在1atm下PM2的沸点(bp)＝118-119℃；PM1bp＝130℃)。
因此，所使用的催化剂理想情况下是在烯化氧的烷醇解中表现出高活性和/或高选择性的催化剂。这样的催化剂包括但不限于酸性、碱性和中性催化物质以及金属配体配合物。催化剂可以是非均相或均相的。适合的催化剂公开在例如K.Tanabe，M.Misono，Y.Ono，H.Hattori“表面科学和催化研究，新的固体酸和碱：它们的催化性质”(Studied in Surface Science and Catalysis.New Solid Acids and Bases：Their Catalytic Properties)，1989，Vol.51.pp.1-3。H.Hattori“非均相碱性催化剂”(Heterogeneous Basic Catalysts)，Chem.Rev.1995，95，537-558；Sedon的美国专利号4,360,698和Britton的2,807,651中，这些文献的每一个在此为任何和所有目的以其全文通过引用并入。
适合的酸性催化物质的实例包括但不限于三氟甲磺酸金属盐、甲苯磺酸金属盐、三全氟化芳基硼、对甲基苯磺酸、磷酸、硫酸、硼酸、含氟酸、氯酸、酸性离子交换树脂、酸性氧化铝、沸石、酸改性的二氧化硅、氧化铝或二氧化硅-氧化铝、金属氧化物和硫化物、负载在二氧化硅、石英砂、氧化铝或硅藻土上的酸、混合氧化物、金属盐、热处理过的炭或其组合。在某些希望催化剂为酸性的实施方式中，可以理想地使用三氟甲磺酸铝。
适合的碱性催化物质的实例包括但不限于金属氢氧化物、金属碳酸盐、金属氧化物、取代或未取代的咪唑、取代或未取代的胺、取代或未取代的吡啶、金属醇盐、碱性离子交换树脂、碱性氧化铝、碱离子交换沸石、水滑石、温石绵、海泡石、负载在氧化铝上的KF、镧系元素亚氨盐(lanthanide imide)、沸石上的氮化物或其组合。在某些实施方式中，如果希望使用碱性催化剂，可以使用取代或未取代的咪唑和/或氢氧化钾和/或氢氧化钠。
此外，适合的金属配体配合物包括但不限于式I的单体：
Figure BPA00001666454800091
其中R1、R2、R3、R4、Y1、Y2、X1、X2、X3、X4、X5、X6、X7和X8彼此独立地包含选自下列的取代基：氢、卤素、烷基、烯基、炔基、烃基、羟基、烷氧基、氨基、硝基、酰胺、磷酰基、膦酸酯、膦、羰基、羧基、甲硅烷基、醚、硫醚、磺酰基、硒醚、酮、醛、和酯；
或者其中R1、R2、R3、R4、Y1、Y2、X1、X2、X3、X4、X5、X6、X7和X8中的两个或更多个一起形成选自碳环和杂环的环，所述环在环中具有4至10个原子；
其中基团R5选自碳-碳键、亚甲基、亚乙基、胺、氧原子和硫原子；
其中Mt+是第2-15族金属，其能够与配体络合以影响催化，其中t是2至4的整数；
其中A基团选自中性基团、结合的阴离子基团、非结合的阴离子基团及其组合，其中s是与金属缔合的A基团的数量，并且是0至2的整数。
在本发明的某些实施方式中，M是钴并且A包含羧酸根、磺酸根、卤根、醇根、六氟磷酸根、四氟硼酸根、六氟锑酸根或双(三烷基甲硅烷基)氨基。在本发明的一个特定实施方式中，A是3-硝基苯磺酸根，并且s＝1。
在某些实施方式中，R1、R2、R3、R4、Y1、Y2、X1、X2、X3、X4、X5、X6、X7和X8中的一个或更多个能够提供与符合式I或其他的第二单体的互补相互作用，以形成选自低聚物、聚合物、和共聚物的组分。例如，在某些实施方式中，金属配体配合物可以包含含有约1至约20个所述单体的重复单元的低聚物。
在某些实施方式中，金属配体配合物结合于载体。可以使用的载体的实例包括但不限于有机聚合物、离子交换树脂、无机载体、金属有机骨架和碳。可以通过本技术领域的专业人员已知的任何适合的方法，包括但不限于共价键合、离子键合、氢键键合、金属络合、包封和嵌入，将催化剂掺入载体中或其上。
下面的文献提供了负载技术的实例，并且它们的全部内容在此为任何和所有目的通过引用并入本文：Baleizo等，Chemical Reviews2006，106(9)，3987-4043；Orejón等，Industrial and EngineeringChemical Research  2008，47(21)，8032-8036；Yang等，Journal ofCatalysis 2007，248，204-212；Kim等，Catalysis Today 2000，63，537-547。
可以利用本领域普通技术人员已知的几种不同方法中的任一种，将任何上述催化剂掺入到聚合结构中。下面的文献提供了这样的技术的实例：Hu等，Journal of Applied Polymer Science 2006，101，2431-2436；Song等，Tetrahedron Letters 2003，44，7081-7085；Kwon等，Catalysis Today 2003，87，145-151；Gill等，Chemistry-A EuropeanJournal 2008，14，7306-7313，Zheng，et al.，Chemistry-A EuropeanJournal 2006，12，576-583；Zheng等，Advanced Synthesis and Catalysis2008，350，255-261。每个这些文献在此为任何和所有目的以其全文通过引用并入。
如果需要，在方法中可以使用助催化剂。总的来说，适合的助催化剂包括路易斯酸。如果需要，可以使用的路易斯酸的实例包括但不限于三氟甲磺酸金属盐、甲苯磺酸金属盐、三全氟化芳基硼、金属卤化物及其组合。可以使用的三氟甲磺酸金属盐的一个非限制性实例是三氟甲磺酸铝。当使用助催化剂时，催化剂与(并且在其中催化剂是上述的单体的实施方式中，单体单元与)助催化剂的摩尔比一般在约1∶1至约20∶1的范围内。
在给定精制料流的组成和所选的催化剂下，精制料流与所期望的催化剂在适合的反应条件下进行反应。一般来说，适合的反应条件可以包括约-10℃至约200℃、或约0℃至约150℃、或约10℃至约100℃或约15℃至约60℃范围的温度。反应可以在任何适合的容器或区中发生，包括固定床、流化床、连续搅拌釜反应器(CSTR)、分批、半分批、连续类型的反应器或其组合。理想的容器可以等温、绝热或其组合的方式运行。
在某些实施方式中，可以将反应后料流提供给第二蒸馏塔，以提供基本上纯的烯化氧料流和二醇醚料流。在某些实施方案中，烯化氧可以是氧化丙烯，并且二醇醚料流可以基本上包含PM2。
本技术领域的普通专业人员将能够确定可以从上述的反应后料流生产基本上纯的烯化氧料流和二醇醚料流的蒸馏条件，蒸馏参数在本技术领域中是公知的。可以利用一个或多个塔以提供所需的级/塔板总数以及因此所需的分离，并且在某些实施方式中，一个塔可能就已足够，同时也提供了空间、能量和资本的节约。
通过利用本发明的方法，进入到用于生产烯化氧的过程中的进料体积没有增加，这与例如依靠萃取蒸馏来获得同样目的的方法相反。此外，由于在本发明的方法中没有增加体积，因此随后不需要将其从所需产物流中分离，这种分离在使用例如可能利用萃取蒸馏的常规方法时需要。由于可以避免使用萃取蒸馏，因此也消除了与其相关的资本和能量成本。此外，本发明的方法提供了用于将一部分氧化丙烯转变成更高价值的二醇醚产物的灵活方法。并且对于包含例如甲醇和氧化丙烯的混合物来说，二醇醚料流典型地可以包含超过90％、或超过95％或甚至超过98％的单丙二醇甲醚(PM)，以及低于10％、或甚至低于5％或甚至低于2％的二丙二醇单甲醚(DPM)。有利的是，PM同系物典型地还包含超过95％、或超过97％、或甚至超过99％或甚至超过99.7％的1-甲氧基-2-丙醇(PM2)，以及低于5％、或低于3％或低于1％或甚至低于0.3％的2-甲氧基-1-丙醇(PM1)。结果，本方法可以有利地合并到用于生产烯化氧和二醇醚料流的方法中。
所提供的方法一般包括将烯烃与过氧化氢、氢过氧化物或氢和氧在足以产生包含期望的烯化氧的产物流的条件下进行反应。在某些实施方式中，反应产生以混合物的总重量计包含约5至约15wt.％的烯化氧、约50至约85wt.％的烷基醇和约10至约25wt.％的水的产物流。或者产物流可以包含约6至约12wt.％的烯化氧、约60至约80wt.％的烷基醇和约10至约20wt.％的水。在某些实施方式中，产物流甚至可以包含约8至约10.5wt.％的烯化氧、约65至约75wt.％的烷基醇和约10至约15wt.％的水。
可以将任何烯烃与过氧化氢、氢过氧化物或氧和氢进行反应，并且其可以根据期望生产的烯化氧来选择。适合的烯烃包括例如乙烯、丙烯、丁烯、戊烯、己烯及其组合。在某些实施方式中，烯化氧包含氧化丙烯。
术语“氢过氧化物”是指式ROOH的化合物，其中R是任何取代或未取代的C1-C15烷基、芳基或芳烷基。适合用于本发明方法的氢过氧化物的实例包括但不限于叔丁基氢过氧化物、乙苯氢过氧化物、叔戊基氢过氧化物、异丙基苯氢过氧化物、环己基氢过氧化物、甲基环己基氢过氧化物、四氢萘氢过氧化物、异丁基苯氢过氧化物、乙基萘氢过氧化物和过酸类例如过乙酸。也可以使用两种或更多种氢过氧化物的混合物。在某些实施方式中，将过氧化氢与所期望的烯烃进行反应。在这样的实施方式中，理想情况下过氧化氢作为过氧化氢水溶液提供。这样的溶液可以包含以溶液的总重量计浓度为约1至约90wt.％、或约10至约70wt.％或约30至约50wt.％的过氧化氢。
理想情况下，所需烯烃与过氧化氢、氢过氧化物或氧和氢的反应可以在一种或多种催化剂存在下进行。适用于环氧化反应的催化剂包括但不限于沸石，特别是包含钛的沸石例如钛硅沸石。除了钛和二氧化硅之外，沸石材料可以包含其他元素例如铝、锆、锡、铁、钴、镍、镓、硼或氟。也可以使用包含代替钛的其他元素的沸石。例如，可以使用其中钛被钒、锆、铌或其混合物部分或完全代替的沸石。
在某些实施方式中，沸石催化剂包含钛、锗、碲、钒、铬、铌、锆或其组合中的至少一种。在某些实施方式中，沸石催化剂具有五元环(pentasil)沸石结构。当沸石催化剂包含钛时，这样的结构可以包括被划分为ITQ-4、ITQ-9、SSZ-24、TTM-1、UTD-1、CIT-1、CIT-5、ZSM-48、ZSM-12、MFI、MEL、MWW、BEA、TS-1、TS-2、TS3结构类型的结构，或者可以使用任何这些结构类型的混合结构，也可以使用表现出类似β-沸石的无定形结构的沸石。
通过所期望的烯烃与过氧化氢、氢过氧化物或氢和氧，如果期望的话，在催化剂存在下反应产生产物流，然后其被导入蒸馏塔以生产精制料流。理想情况下，精制的产物流包含约50至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约50wt.％的烷基醇和约0至约5wt.％的水。在某些实施方案，例如烷基醇包含甲醇并且烯化氧包含氧化丙烯的实施方式中，精制料流可以包含65至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约35wt.％的烷基醇和约0至约5wt.％的水。在这样的实施方式中，精制料流可以包含约70wt.％至约95wt.％的烯化氧、约1wt.％至约30wt.％的烷基醇和约0.1wt.％至约4.9wt.％的水。或者精制料流可以包含约70wt.％至约90wt.％的烯化氧、约10wt.％至约30wt.％的烷基醇和约1wt.％至约4wt.％的水。
一般来说，用于提供精制料流的蒸馏塔可以包括少于80个理论塔板，并且可以包括例如约15至约70个的理论塔板或约30至约60个理论塔板。用于提供精制料流的蒸馏塔理想情况下还具有约40℃至约70℃、或约46℃至约64℃、或约52℃至约62℃的塔底温度。蒸馏可以在约300mbar至约1000mbar、或约400mbar至约800mbar或约500mbar至约700mbar的压力下执行，该压力在塔顶处测量。
然后将精制的产物流与包含金属配体配合物、酸、碱或它们的任何数量的组合的催化剂进行反应。这样的催化剂如上所述。得到的反应后料流包含低于1wt.％的烷基醇、约0.01至约98wt.％的烯化氧和约2至约99wt.％的二醇醚。
可以获得的具体的二醇醚取决于起始混合物的具体组成、即混合物中的具体烷基醇和烯化氧，以及所选的具体催化剂。对于包含例如甲醇和氧化丙烯的示例性混合物来说，二醇醚料流典型地可以包含超过50％、或超过80％或甚至超过95％的单丙二醇甲醚(PM)，以及低于50％、或甚至低于25％或甚至低于5％的二丙二醇单甲醚(DPM)。PM同系物典型地还包含超过95％、或超过97％、或甚至超过99％或甚至超过99.7％的1-甲氧基-2-丙醇(PM2)，以及低于5％、或低于3％、或低于1％或甚至低于0.3％的2-甲氧基-1-丙醇(PM1)。
在某些实施方式中，反应后料流随后被导入第二蒸馏塔以提供基本上纯的烯化氧料流和二醇醚料流。在示例性实施方式中，该第二蒸馏塔有利情况下可以相对简单，并且完全在本技术领域的普通专业人员的知识范围之内。由于本发明方法的使用预期可用于生产烯化氧的方法中以减少或取代否则可能添加的任何量的萃取溶剂，并且进一步地提供了二醇醚料流，其量能够根据允许保留在部分精制的烯化氧产物流中的烷基醇的量进行调整，因此执行该方法所需的制造设备与用于执行前述方法的制造设备相比，预期被简化。此外，所述方法产生基本上纯的烯化氧料流和基本上纯的二醇醚料流。因此，在另一方面，提供了用于生产烯化氧和二醇醚料流的混合制造成套设备。
这样的成套设备显示在图1中。更具体来说，图1的成套设备100包括反应器102、第一蒸馏塔104、容器106和第二蒸馏塔108。更具体来说，反应器102可以包含适合于容纳生产烯化氧的反应、例如烯烃与过氧化氢在烷基醇溶剂中的反应的任何反应器。例如，反应器102可以是固定床、流化床或连续搅拌釜反应器(CSTR)，或分批、半分批或连续反应器，或其组合。反应器102可以被构造成等温、绝热或其组合的方式运行。在某些实施方式中，反应器102包含负载的催化剂。
反应器102在操作上相对于第一蒸馏塔104进行配置，以使其中产生的产物流可以被蒸馏塔104接收。蒸馏塔104被进一步构造成接收以产物流的总重量计包含约5至约15wt.％的烯化氧、约50至约85wt.％的烷基醇和约10至约25wt.％的水的产物流，并从其产生包含约50至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约50wt.％的烷基醇和约0至约5wt.％的水的精制料流。在某些实施方式中，例如在烷基醇包含甲醇并且烯化氧包含氧化丙烯的实施方式中，精制料流可以包含65至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约35wt.％的烷基醇和约0至约5wt.％的水。
有利情况下，第一蒸馏塔104可以包含少于80个理论塔板，并且可以包含例如约15至约70个理论塔板，或约30至约60个理论塔板。与使用反应器102的情形相同，理想地运行第一蒸馏塔104的具体条件取决于其接收的产物流的组成。为了接收产物流并提供上面定义的精制料流，并且在其中烷基醇包含甲醇并且烯化氧包含氧化丙烯的示例性实施方式中，第一蒸馏塔104理想地以约40℃至约70℃、或约46℃至约64℃或约52℃至约62℃的塔底温度下运行。蒸馏可以在约300mbar至约1000mbar、或约400mbar至约800mbar或约500mbar至约700mbar的压力下进行，该压力在塔顶处测量。
第一蒸馏塔104在操作上相对于容器106进行配置，以使容器106可以从其接收精制料流。容器106可以包含适合于容纳烷醇解反应以及如果需要的话、所选催化剂的任何容器或反应器。就此而言，容器106可以是固定床、流化床或连续搅拌釜反应器(CSTR)，或分批、半分批或连续反应器，或其组合。容器106可以被配置成等温、绝热或其组合的方式运行。在某些实施方式中，容器106包含固定床反应器，其包含典型地在等温条件下运行的负载的金属配体配合物催化剂。
运行容器106的具体条件取决于希望通过容器106从蒸馏塔104所接收的精制料流中移除的具体烷基醇，以及为此所选的催化剂。对于其中烷基醇包含甲醇并且催化剂包含上面式I的金属配体配合物的示例性实施方式来说，容器106典型地可以在约-10℃至约130℃、或约10℃至约100℃或约20℃至约60℃的温度下，以及约14.5psig至约300psig、或约14.5psig至约150或约14.5psig至约75psig的压力下运行。
第二蒸馏塔108在操作上相对于容器106进行配置，以从其接收反应后料流。第二蒸馏塔理想情况下被构造成接收反应后料流，该反应后料流包含低于1wt.％的烷基醇、约0.01wt.％至约98wt.％的烯化氧和约2wt.％至约99wt.％的二醇醚，或低于约0.8wt.％的烷基醇、约10wt.％至约90wt.％的烯化氧和约10wt.％至约90wt.％的二醇醚，或低于约0.7wt.％的烷基醇、约50wt.％至约85wt.％的烯化氧和约15wt.％至约50wt.％的二醇醚，并从其产生基本上纯的烯化氧料流和二醇醚料流。
出于说明本发明的目的提出了下面的实施例；但是这些实施例不意图以任何方式限制本发明。本技术领域的专业人员将会认识到在本发明范围之内的实施例的各种取代和修改。
实施例1.比较性氧化丙烯的纯化方法
通过将丙烯与过氧化氢在作为溶剂的甲醇和TS-1催化剂存在下进行反应，将丙烯转化成氧化丙烯(在两阶段反应方法中，并使用分离步骤从粗氧化丙烯产物流中移除原材料)。
在从流出物料流分离未反应的丙烯后，在0.5bar下，在具有80个理论塔板的蒸馏塔中分离粗氧化物料流(9.49wt.％的氧化丙烯，72.38wt.％的甲醇，17.60wt.％的水，0.43wt.％的丙二醇甲醚，0.05wt.％的丙二醇，0.01wt.％的丙烯，0.03wt.％的乙醛和0.01wt.％的甲醛)，以获得包含氧化丙烯和低于0.001wt.％甲醇的塔顶混合物，以及含有低于0.005wt.％的氧化丙烯的塔底混合物。将粗氧化物进料流以740,000lb/hr进料到从蒸馏塔顶部(典型地被称为冷凝器)起第10级，可以以塔顶处6.73的回流比和塔底(典型地被称为再沸器)处0.34的上升蒸汽比(boilup ratio)获得纯化的氧化丙烯产物的分离。得到的分离的热负荷在冷凝器中为-33.82兆瓦(MW)，在再沸器中为41.41MW。
实施例2.
通过将丙烯与过氧化氢在作为溶剂的甲醇和TS-1催化剂存在下，在两阶段反应方法中进行反应(例如在反应器102内进行)，将丙烯转变成氧化丙烯，并使用分离步骤从粗氧化丙烯产物流中移除原材料。
在从反应器102的流出物料流分离未反应的丙烯后，在0.5bar下，在具有80个理论塔板的蒸馏塔104中分离粗氧化物料流(9.49wt.％的氧化丙烯，72.38wt.％的甲醇，17.60wt.％的水，0.43wt.％的丙二醇甲醚，0.05wt.％的丙二醇，0.01wt.％的丙烯，0.03wt.％的乙醛和0.01wt.％的甲醛)，以获得包含氧化丙烯和10.0wt.％甲醇的塔顶混合物，以及含有低于0.005wt.％的氧化丙烯的塔底混合物。将粗氧化物进料流以740,000lb/hr进料到从蒸馏塔104的顶部起第10级，可以以在蒸馏塔104顶部处3.37的回流比和蒸馏塔104底部处0.262的上升蒸汽比获得分离。得到的分离的热负荷在冷凝器中为-24.48MW，在再沸器中为32.05MW。
将来自蒸馏塔104的包含89.5wt.％的氧化丙烯和10.0wt.％的甲醇的塔顶混合物(74,448lb/hr)泵向含有金属配体配合物催化剂的反应器容器106。在反应器容器106中，甲醇与氧化丙烯反应形成330∶1的1-甲氧基-2-丙醇(PM-2)与2-甲氧基-1-丙醇(PM-1)的单丙二醇甲醚混合物。在等温反应器容器106中，反应器进料流中99.95％的甲醇被转变成丙二醇醚。甲醇与氧化丙烯在反应器容器106中的放热反应需要-1.81MW的冷却负荷以维持60℃的反应温度。
将来自于反应器容器106的包含71.4wt.％的氧化丙烯、28.03wt.％的1-甲氧基-2-丙醇(PM-2)和0.08wt.％的2-甲氧基-1-丙醇(PM-1)的反应器流出物料流，在0.5bar下，在具有25个理论塔板的蒸馏塔108中分离，以获得包含氧化丙烯和低于0.001wt.％的包括甲醇的醇和丙二醇甲醚的塔顶混合物，以及包含单丙二醇甲醚和低于0.005wt.％的氧化丙烯的塔底混合物。使用通往蒸馏塔108的78,448lb/hr的进料流，可以以在蒸馏塔108顶部处0.15的回流比和蒸馏塔108底部处2.811的上升蒸汽比获得分离。得到的分离的热负荷在冷凝器中为-4.03MW，在再沸器中为3.58MW。
如表1中所示，在比较例1中所描述的常规方法的总热负荷(75.27MW)高于本发明的方法所需的66.65MW，即使使用80级的蒸馏塔104(实施例2)。表1还显示出，精制过程的能量最密集的部分是第一分离步骤(在蒸馏塔104处)，其中将氧化丙烯从主要为甲醇的进料材料中浓缩。表1的结果显示，大部分的能量节约是通过降低蒸馏塔104中的氧化丙烯纯度来获得；达到0.001％的甲醇需要75.27MW(实施例1)，与此相比，达到10wt.％的甲醇需要56.53MW(实施例2)。
实施例3.
通过将丙烯与过氧化氢在作为溶剂的甲醇和TS-1催化剂存在下，在两阶段反应方法中在反应器102内进行反应，将丙烯转变成氧化丙烯，并使用分离步骤从粗氧化丙烯产物流中移除原材料。
在从反应器102的流出物料流分离未反应的丙烯后，在0.5bar下，在具有40个理论塔板的蒸馏塔104中分离粗氧化物料流(9.49wt.％的氧化丙烯，72.38wt.％的甲醇，17.60wt.％的水，0.43wt.％的丙二醇甲醚，0.05wt.％的丙二醇，0.01wt.％的丙烯，0.03wt.％的乙醛和0.01wt.％的甲醛)，以获得包含氧化丙烯和10.0wt.％甲醇的塔顶混合物，以及含有低于0.005wt.％的氧化丙烯的塔底混合物。将粗氧化物进料流以740,000lb/hr进料到从蒸馏塔104的顶部起第6级，可以以在蒸馏塔104顶部处3.89的回流比和蒸馏塔104底部处0.286的上升蒸汽比获得分离。得到的分离的热负荷在冷凝器中为-27.43MW，在再沸器中为35.00MW。
将来自蒸馏塔104的包含89.5wt.％的氧化丙烯和10.0wt.％的甲醇的塔顶混合物(74,448lb/hr)泵向含有金属配体配合物催化剂的反应器容器106。在反应器容器106中，甲醇与氧化丙烯反应形成330∶1的1-甲氧基-2-丙醇(PM-2)与2-甲氧基-1-丙醇(PM-1)的单丙二醇甲醚混合物。在等温反应器中，反应器进料流中99.95％的甲醇被转化成丙二醇醚。甲醇与氧化丙烯在反应器容器106中的放热反应需要-1.81MW的冷却负荷，以维持60℃的反应温度。
将来自于反应器容器106的包含71.4wt.％的氧化丙烯、28.03wt.％的1-甲氧基-2-丙醇(PM-2)和0.08wt.％的2-甲氧基-1-丙醇(PM-1)的反应器流出物料流，在0.5bar下，在具有25个理论塔板的蒸馏塔108中分离，以获得包含氧化丙烯和低于0.001wt.％的包括甲醇的醇和丙二醇甲醚的塔顶混合物，以及包含单丙二醇甲醚和低于0.005wt.％的氧化丙烯的塔底混合物。使用通往蒸馏塔108的78,448lb/hr的进料流，可以以在蒸馏塔108顶部处0.15的回流比和蒸馏塔108底部处2.811的上升蒸汽比获得分离。得到的分离的热负荷在冷凝器中为-4.03MW，在再沸器中为3.58MW。
如表1中所示，使用较小蒸馏塔(实施例3)的混合方法的总热负荷低于常规方法(实施例1)，但是高于使用80级蒸馏塔(实施例2)的混合方法。实施例3中蒸馏塔104达到所期望分离的较少的理论塔盘数，将显著降低该方法的相对投资费用。
实施例4.
通过将丙烯与过氧化氢在作为溶剂的甲醇和TS-1催化剂存在下，在两阶段反应方法中在反应器102内进行反应，将丙烯转化成氧化丙烯，并使用分离步骤从粗氧化丙烯产物流中移除原材料。
在从反应器102的流出物料流分离未反应的丙烯后，在0.5bar下，在具有40个理论塔板的蒸馏塔104中分离粗氧化物料流(9.49wt.％的氧化丙烯，72.38wt.％的甲醇，17.60wt.％的水，0.43wt.％的丙二醇甲醚，0.05wt.％的丙二醇，0.01wt.％的丙烯，0.03wt.％的乙醛和0.01wt.％的甲醛)，以获得包含氧化丙烯和20.0wt.％甲醇的塔顶混合物，以及含有低于0.005wt.％的氧化丙烯的塔底混合物。将粗氧化物进料流以740,000lb/hr进料到从蒸馏塔104的顶部起第6级，可以以在蒸馏塔104顶部处2.75的回流比和蒸馏塔104底部处0.282的上升蒸汽比获得分离。得到的分离的热负荷在冷凝器中为-26.47MW，在再沸器中为34.03MW。
将来自蒸馏塔104的包含79.5wt.％的氧化丙烯和20.0wt.％的甲醇的塔顶混合物(88,300lb/hr)泵向含有金属配体配合物催化剂的反应器容器106。在反应器容器106中，甲醇与氧化丙烯反应形成330∶1的1-甲氧基-2-丙醇(PM-2)与2-甲氧基-1-丙醇(PM-1)的单丙二醇甲醚混合物。在等温反应器容器106中，反应器进料流中99.95％的甲醇被转变成丙二醇醚。甲醇与氧化丙烯在反应器容器106中的放热反应需要-5.16MW的冷却负荷以维持60℃的反应温度。
将来自于反应器容器106的包含43.3wt.％的氧化丙烯、56.1wt.％的1-甲氧基-2-丙醇(PM-2)和0.16wt.％的2-甲氧基-1-丙醇(PM-1)的反应器流出物料流，在0.5bar下，在具有25个理论塔板的蒸馏塔108中分离，以获得包含氧化丙烯和低于0.001wt.％的包括甲醇的醇和丙二醇甲醚的塔顶混合物，以及包含单丙二醇甲醚和低于0.005wt.％的氧化丙烯的塔底混合物。使用通往蒸馏塔108的88,300lb/hr的进料流，可以以在蒸馏塔108顶部处0.318的回流比和蒸馏塔108底部处0.920的上升蒸汽比获得分离。得到的分离的热负荷在冷凝器中为-3.16MW，在再沸器中为3.26MW。
如表1中所示，使用较小蒸馏塔和较高甲醇浓度的混合方法(实施例4)的总热负荷低于常规方法(实施例1)。来自蒸馏塔104的塔顶料流中具有20％甲醇的方法(实施例4)的总热负荷略高于具有10％甲醇的情况(实施例3)。蒸馏塔104在塔顶料流中具有20％甲醇的方法(实施例4)的总热负荷略低于使用同样的系统并具有10％甲醇的情况(实施例3)。然而，来自蒸馏塔104的塔顶料流中较大量的甲醇，导致反应器容器106和蒸馏塔108的热负荷较高。
表1.
Figure BPA00001666454800231
由于在混合方法中，在两个蒸馏塔(104和108)之间的反应器容器106中甲醇和氧化丙烯转变成丙二醇甲醚，因此使用混合方法的纯化的氧化丙烯物质的总生产速率降低。如表2中所示，与常规方法相比，来自于蒸馏塔104的塔顶料流中具有10％甲醇的方法(实施例2和3)中的氧化丙烯生产降低了20％，而具有20％甲醇的情况(实施例4)降低了45％。由于在混合方法中氧化丙烯转变成丙二醇甲醚，因此使用混合方法时每单位氧化丙烯的总热负荷更高。然而，对于每单位最终产物(氧化丙烯和丙二醇醚)的总热负荷，混合方法显著低于常规方法(实施例1)。
表2.
Figure BPA00001666454800232
尽管在本文中仅仅说明并描述了本发明的某些特点，但对于本技术领域的专业人员来说，可以进行许多修改和改变。因此应该理解，随附的权利要求书意图覆盖落于本发明的真实精神之内的所有这样的修改和改变。

Claims (20)

1.一种用于操控混合物中烷基醇的量的方法，所述混合物包含约5至约15wt.％的烯化氧、约50至约85wt.％的醇和约10至约25wt.％的水，所述方法包括：
将所述混合物导入蒸馏塔，以产生包含约50至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约50wt.％的烷基醇和约0至约5wt.％的水的精制料流；以及
将所述精制料流与包含金属配体配合物、酸、碱、金属醇盐或其任何数量的组合的催化剂进行反应，以将得到的反应后料流中的烷基醇含量降至低于1wt.％。
2.权利要求1所述的方法，其还包括将所述反应后料流导入第二蒸馏塔，以提供基本上纯的烯化氧料流和二醇醚料流。
3.权利要求1所述的方法，其中所述烯化氧包括氧化乙烯、氧化丙烯、氧化丁烯、氧化戊烯、氧化己烯及其组合。
4.权利要求1所述的方法，其中所述醇包括甲醇、乙醇、丙醇、丁醇、戊醇、己醇、2-乙基己醇及其组合。
5.权利要求1所述的方法，其中所述金属配体配合物包含由下式定义的单体：
Figure FPA00001666454700011
其中R1、R2、R3、R4、Y1、Y2、X1、X2、X3、X4、X5、X6、X7和X8彼此独立地包含选自下列的取代基：氢、卤素、烷基、烯基、炔基、烃基、羟基、烷氧基、氨基、硝基、酰胺、磷酰基、膦酸酯、膦、羰基、羧基、甲硅烷基、醚、硫醚、磺酰基、硒醚、酮、醛、和酯；
或者其中R1、R2、R3、R4、Y1、Y2、X1、X2、X3、X4、X5、X6、X7和X8中的两个或更多个一起形成选自碳环和杂环的环，所述环在环中具有4至10个原子；
其中基团R5选自碳-碳键、亚甲基、亚乙基、胺、氧原子和硫原子；
其中Mt+是第2-15族金属，其能够与配体络合以影响催化，其中t为2至4的整数；
其中A基团选自中性基团、结合的阴离子基团、非结合的阴离子基团及其组合，其中s是与金属缔合的A基团的数量，并且是0至2的整数。
6.权利要求5所述的方法，其中A包含羧酸根、磺酸根、卤根、醇根、酚根、六氟磷酸根、四氟硼酸根、六氟锑酸根或双(三烷基甲硅烷基)氨基。
7.权利要求5所述的方法，其中R1、R2、R3、R4、Y1、Y2、X1、X2、X3、X4、X5、X6、X7和X8中的一个或更多个能够提供与第二单体的互补相互作用，以形成选自低聚物、聚合物和共聚物的组分。
8.权利要求1所述的方法，其中所述酸包含三氟甲磺酸金属盐、甲苯磺酸金属盐、三全氟化芳基硼、对甲基苯磺酸、磷酸、硫酸、酸性离子交换树脂、酸性氧化铝、沸石、酸改性的二氧化硅、氧化铝、或二氧化硅-氧化铝、金属氧化物和硫化物、负载在二氧化硅、石英砂、氧化铝或硅藻土上的酸、混合氧化物、金属盐、热处理过的炭或其组合。
9.权利要求1所述的方法，其中所述碱包含金属氢氧化物、金属碳酸盐、金属氧化物、取代或未取代的咪唑、取代或未取代的胺、取代或未取代的吡啶、金属醇盐、碱性离子交换树脂、碱性氧化铝、碱离子交换沸石、水滑石、温石绵、海泡石、负载在氧化铝上的KF、镧系元素亚氨盐、沸石上的氮化物或其组合。
10.用于制备烯化氧和二醇醚料流的方法，所述方法包括：
将烯烃与过氧化氢或氢和氧在足以产生包含期望的烯化氧的产物流的条件下进行反应；
将所述产物流导入蒸馏塔，以生产含有约50至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约50wt.％的烷基醇和约0至约5wt.％的水的精制产物流；
将所述精制产物流与含有金属配体配合物、酸、碱或其任何数量的组合的催化剂进行反应，以产生包含低于1wt.％的烷基醇、约0.01至约98wt.％的烯化氧和约2至约99wt.％的二醇醚的反应后料流；以及
将所述反应后料流导入第二蒸馏塔，以提供基本上纯的烯化氧料流和二醇醚料流。
11.权利要求10所述的方法，其中所述烯化氧是氧化丙烯。
12.权利要求10所述的方法，其中所述醇包含甲醇。
13.权利要求10所述的方法，其中所述金属配体配合物包含式I的单体：
Figure FPA00001666454700031
其中R1、R2、R3、R4、Y1、Y2、X1、X2、X3、X4、X5、X6、X7和X8彼此独立地包含选自下列的取代基：氢、卤素、烷基、烯基、炔基、烃基、羟基、烷氧基、氨基、硝基、酰胺、磷酰基、膦酸酯、膦、羰基、羧基、甲硅烷基、醚、硫醚、磺酰基、硒醚、酮、醛、和酯；
或者其中R1、R2、R3、R4、Y1、Y2、X1、X2、X3、X4、X5、X6、X7和X8中的两个或更多个一起形成选自碳环和杂环的环，所述环在环中具有4至10个原子；
其中基团R5选自碳-碳键、亚甲基、亚乙基、胺、氧原子和硫原子；
其中Mt+是第2-15族金属，其能够与配体络合以影响催化，其中t是2至4的整数；
其中A基团选自中性基团、结合的阴离子基团、非结合的阴离子基团及其组合，其中s是与金属缔合的A基团的数量，并且是0至2的整数。
14.权利要求13所述的方法，其中M是钴。
15.权利要求13所述的方法，其中A包含3-硝基苯磺酸根并且s＝1。
16.权利要求13所述的方法，其中所述金属配体配合物负载在基质上。
17.权利要求13所述的方法，其中所述酸包含三氟甲磺酸铝。
18.权利要求13所述的方法，其中所述碱包含取代或未取代的咪唑。
19.权利要求13所述的方法，其中所述金属醇盐包含氢氧化钾或氢氧化钠。
20.一种用于生产烯化氧和一种或多种二醇醚的制造成套设备，其中所述成套设备包括：
反应器，其适合于容纳反应，以产生包含约5至约15wt.％的烯化氧、约50至约85wt.％的烷基醇和约10至约25wt.％的水的烯化氧产物流；
蒸馏塔，其在操作上相对于所述反应器进行配置，以从其接收所述产物流，所述蒸馏塔包含少于80个理论塔板，并适合生产包含约50至约99wt.％的烯化氧、约0.5至约50wt.％的烷基醇和约0至约5wt.％的水的精制料流；
容器，其在操作上相对于所述蒸馏塔进行配置，以从其接受所述精制料流，并容纳能够与所述精制料流反应以产生反应后料流的催化剂，所述反应后料流包含低于1wt.％的烷基醇、约0.01至约98wt.％的烯化氧和约2至约99wt.％的二醇醚；以及
第二蒸馏塔，其在操作上相对于所述容器进行配置，以接收所述反应后料流并产生基本上纯的烯化氧料流和二醇醚料流。
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