CN103709002A - 催化水合生产的乙二醇产品分离方法 - Google Patents

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薛宏庆
张艺
贾微
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Abstract

本发明涉及一种催化水合生产的乙二醇产品分离方法，主要解决现有技术直接水合工艺反应液中乙二醇浓度低，采用多效蒸发除水，导致工艺流程长、设备多、能耗高、生产成本高的问题。本发明通过采用包括以下步骤：来自催化水合单元的重量百分比浓度为20~40%的乙二醇水溶液进入蒸发器中部，分离后，塔底得到重量百分比浓度为60~70%的乙二醇水溶液，塔顶得到蒸汽物流的技术方案较好地解决了该问题，可用于环氧乙烷催化水合生产乙二醇的工业生产中。

Description

催化水合生产的乙二醇产品分离方法
技术领域
本发明涉及一种催化水合生产的乙二醇产品分离方法。
背景技术
乙二醇是重要的脂肪族二元醇，用途广泛，主要用途是生产聚酯树脂，包括纤维、薄膜及工程塑料；还可直接用作冷却剂和防冻剂；同时也是生产醇酸树脂、增塑剂、油漆、胶粘剂、表面活性剂、炸药及电容器电解液等产品不可缺少的物质。
以环氧乙烷为原料制备乙二醇，主要有两种工艺路线：一种为直接水合法，环氧乙烷与水在一定条件下反应生成乙二醇，反应不需要催化剂就可以进行，分为催化水合和非催化水合两种工艺；另一种为碳酸亚乙酯法，即环氧乙烷在催化剂作用下，先与CO2反应生成碳酸亚乙酯，然后水解生成乙二醇。
目前工业生产乙二醇采用水合法的非催化工艺，也是当今生产唯一使用的方法。该方法不使用催化剂，水和环氧乙烷的摩尔比（以下简称水合比）为25～32∶1，反应温度150～190℃，反应压力3.7～4.0MPag。在高温高压下环氧乙烷直接水合合成乙二醇。分离时采用多效蒸发除去60％左右的水，然后经乙二醇（MEG）精馏塔、二乙二醇（DEG）精馏塔、三乙二醇（TEG）精馏塔进行最终分离。该生产工艺流程长、设备多、反应条件苛刻，能耗高，直接影响到乙二醇的生产成本。
为了解决以上问题，各国研究者致力于环氧乙烷催化法合成乙二醇的研究。文献CN1566050公开了一种用于环氧乙烷催化水合制备乙二醇的方法，主要解决以往环氧乙烷非催化水合水比偏高，或催化水合所用的液体酸催化剂腐蚀设备，污染环境，固体酸催化剂稳定性差或稳定性和活性不能同时达到理想状态的缺陷。该方法使用的固体酸催化剂以铌化合物为主要活性组份，以选自锗、锡、铅、锑、磷、硫、铁或钴中至少一种为助剂，在较低水比条件下反应制备乙二醇。文献CN101279230A公开了一种可用于环氧乙烷催化水合合成乙二醇的均温液-固相催化反应器，主要解决现有技术中存在对强放热反应撤热困难、催化剂化学溶胀和遇热膨胀易造成催化剂破碎、每根列管的阻力降不同的问题。该反应器主要由一个能承受压力的壳体(1)、法兰(2)、封头(3)、倒置U型列管(4)、倒置U型列管支承板(5)、防U型管倾斜挡板(6)、枝状分配器(7)和盘状再分配器(8)、冷却或加热介质进口(9)、冷却或加热介质出口(10)和管箱隔板(11)、液态反应物料由进料管(12)进、出料管(13)出组成。
但是，目前的研究只是提出了一些催化水合制乙二醇的思路和初步方案，实现工业化的仍旧是环氧乙烷直接水合工艺。由于在反应单元，水合比高达25～32∶1，导致反应液中含有超过90重量％的水，分离时要采用四效蒸发除去其中的水，然后经乙二醇（MEG）精馏塔、二乙二醇（DEG）精馏塔、三乙二醇（TEG）精馏塔进行最终分离。该生产工艺流程长，设备多，能耗高，直接影响到乙二醇的生产成本。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是现有技术直接水合工艺反应液中乙二醇浓度低，采用多效蒸发除水，导致工艺流程长、设备多、能耗高、生产成本高的问题，提供一种新的催化水合生产的乙二醇产品分离方法。该方法具有工艺流程短、设备少、能耗低、生产成本低的特点。
为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：一种催化水合生产的乙二醇产品分离方法，包括以下步骤：来自催化水合单元的重量百分比浓度为20～40％的乙二醇水溶液进入蒸发器中部，分离后，塔底得到重量百分比浓度为60～70％的乙二醇水溶液，塔顶得到蒸汽物流。
上述技术方案中，所述蒸发器的理论塔板数为：13～28块，优选范围为：17～19块。所述蒸发器的操作压力为0.05～0.8MPa，优选范围为0.55～0.65MPa。塔顶操作温度为80～200℃，优选范围为150～160℃；塔底操作温度为120～200℃，优选范围为170～180℃。所述蒸发器用塔釜再沸器进行加热，再沸器操作温度为150～230℃，操作压力为1.5～2.5MPa。所述塔釜再沸器优选方案为使用外界提供的中压蒸汽提供热量；所述中压蒸汽压力为1.5～2.5MPa。蒸发器塔顶得到的蒸汽物流优选方案为进入低压工业蒸汽管网利用。
本发明方法采用催化水合技术，使反应温度由现有直接水合工艺的150～190℃降低80～100℃，反应压力由3.7～4.0MPag降低至0.8～1.2MPag，同时将水合比由26～33降低至5～12。
本发明方法中，由于采用来自环氧乙烷催化水合单元的浓度高达20～40％的乙二醇水溶液为进料，减少了分离流程中蒸发器的数量，仅用一个蒸发器就可以将乙二醇水溶液中含水量降低至30～40％，降低了反应后分离的操作难度和设备费用，降低了能耗；可以减少设备费用30％以上，降低能耗5％，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1为本发明工艺流程示意图。
图2为现有直接水合工艺流程示意图，其中省略了塔釜再沸器。
图1中，1为来自催化水合单元的反应液，2为蒸发器，3为塔底乙二醇产品，4为塔顶蒸汽物流，5为塔釜再沸器。
图2中，6为来自直接水合单元的反应液，7为一效蒸发器，8为二效蒸发器，9为三效蒸发器，10为四效蒸发器，11为一效蒸发器塔釜物流，12为一效蒸发器塔顶蒸汽物流，13为二效蒸发器塔釜物流，14为二效蒸发器塔顶蒸汽物流，15为三效蒸发器塔釜物流，16为三效蒸发器塔顶蒸汽物流，17为塔底乙二醇产品，18为四效蒸发器塔顶蒸汽物流。
图1中，来自催化水合单元的重量百分比浓度为20～40％的乙二醇水溶液1进入蒸发器2中部。分离后，塔底得到重量百分比浓度为60～70％的乙二醇水溶液3，塔顶得到蒸汽物流4。
图2中，来自直接水合单元的重量百分比浓度为10～20％的乙二醇水溶液6，依次经一效蒸发器7、二效蒸发器8、三效蒸发器9和四效蒸发器10除水后，在四效蒸发器塔釜得到重量百分比浓度为60～70％的乙二醇水溶液17。各蒸发器的塔顶蒸汽物流12、14、16和18可为各蒸发器塔釜再沸器提供热量，也可以送至低压工艺蒸汽管网利用。
下面通过实施例对本发明作进一步阐述。
具体实施方式
【实施例1】
采用图1所示流程，催化水合反应单元生成的乙二醇水溶液1进入蒸发器2进行分离，塔底乙二醇混合溶液3进入后续流程分离。塔顶产生的工艺蒸汽4送至低压工艺蒸汽管网利用。蒸发器再沸器5使用界外提供的中压蒸汽提供热量。乙二醇混合溶液3中，乙二醇浓度为51.89重量％，二乙二醇浓度为11.29重量％，三乙二醇浓度为1.38重量％。乙二醇产品的总浓度为64.56重量％(乙二醇产品包括乙二醇、二乙二醇、三乙二醇)。
其中，催化水合反应单元生成的乙二醇水溶液1中，乙二醇浓度为21.53重量％，二乙二醇浓度为4.68重量％，三乙二醇浓度为0.57重量％。
蒸发器的操作条件为：理论塔板数为18块，操作压力为0.5906MPa，塔顶温度为158.4℃，塔釜温度为171.8℃。
再沸器操作温度为197.5℃，操作压力为1.6MPa。
以40万吨/年规模计，整个工艺流程能耗见表1。
表1
Figure BDA00002229738300041
【实施例2】
采用图1所示流程，催化水合反应单元生成的乙二醇水溶液1进入蒸发器2进行分离，塔底乙二醇混合溶液3进入后续流程分离。塔顶产生的工艺蒸汽4送至低压工艺蒸汽管网利用。蒸发器再沸器5使用界外提供的中压蒸汽提供热量。乙二醇混合溶液3中，乙二醇浓度为44.90重量％，二乙二醇浓度为15.28重量％，三乙二醇浓度为2.94重量％，乙二醇产品的总浓度为63.12重量％。
其中，催化水合反应单元生成的乙二醇水溶液1中，乙二醇浓度为27.35重量％，二乙二醇浓度为9.3重量％，三乙二醇浓度为1.79重量％。
蒸发器的操作条件为：理论塔板数为18块，操作压力为0.5906MPa，塔顶温度为158.4℃，塔釜温度为171.8℃。
再沸器操作温度为197.5℃，操作压力为1.6MPa。
以40万吨/年规模计，整个工艺流程能耗见表2。
表2
Figure BDA00002229738300051
【实施例3】
采用图1所示流程，催化水合反应单元生成的乙二醇水溶液1进入蒸发器2进行分离，塔底乙二醇混合溶液3进入后续流程分离。塔顶产生的工艺蒸汽4送至低压工艺蒸汽管网利用。蒸发器再沸器5使用界外提供的中压蒸汽提供热量。乙二醇混合溶液3中，乙二醇浓度为51.89重量％，二乙二醇浓度为11.29重量％，三乙二醇浓度为1.38重量％。乙二醇产品的总浓度为64.56重量％。
其中，催化水合反应单元生成的乙二醇水溶液1中，乙二醇浓度为21.53重量％，二乙二醇浓度为4.68重量％，三乙二醇浓度为0.57重量％。
蒸发器的操作条件为：理论塔板数为14块，操作压力为0.5906MPa，塔顶温度为158.4℃，塔釜温度为171.8℃。
再沸器操作温度为197.5℃，操作压力为1.6MPa。
以40万吨/年规模计，整个工艺流程能耗见表3。
表3
Figure BDA00002229738300052
【实施例4】
采用图1所示流程，催化水合反应单元生成的乙二醇水溶液1进入蒸发器2进行分离，塔底乙二醇混合溶液3进入后续流程分离。塔顶产生的工艺蒸汽4送至低压工艺蒸汽管网利用。蒸发器再沸器5使用界外提供的中压蒸汽提供热量。乙二醇混合溶液3中，乙二醇浓度为51.89重量％，二乙二醇浓度为11.29重量％，三乙二醇浓度为1.38重量％。乙二醇产品的总浓度为64.56重量％。
其中，催化水合反应单元生成的乙二醇水溶液1中，乙二醇浓度为21.53重量％，二乙二醇浓度为4.68重量％，三乙二醇浓度为0.57重量％。
蒸发器的操作条件为：理论塔板数为18块，操作压力为0.56MPa，塔顶温度为156.3℃，塔釜温度为169.6℃。
再沸器操作温度为197.5℃，操作压力为1.6MPa。
以40万吨/年规模计，整个工艺流程能耗见表4。
表4
Figure BDA00002229738300061
【比较例1】
采用图2所示流程，直接水合反应单元生成的乙二醇水溶液进入一效蒸发器、二效蒸发器、三效蒸发器、四效蒸发器进行蒸发浓缩，四效蒸发器塔底得到乙二醇混合溶液17进入后续流程分离。乙二醇混合溶液17中，乙二醇浓度为60.67重量％，二乙二醇浓度为4.11重量％，三乙二醇浓度为0.21重量％。乙二醇产品的总浓度为64.99重量％。
其中，直接水合反应单元生成的乙二醇水溶液6中，乙二醇浓度为9.87重量％，二乙二醇浓度为0.78重量％，三乙二醇浓度为0.034重量％。
一效蒸发器的操作条件为：塔板数为16块，操作压力为2.14MPa，塔顶温度为216.1℃，塔釜温度为218.6℃。
一效再沸器操作温度为228.2℃，操作压力为2.7MPa。
二效蒸发器的操作条件为：塔板数为16块，操作压力为1.71MPa，塔顶温度为204.9℃，塔釜温度为208.3℃。
二效再沸器操作温度为216℃，操作压力为2.14MPa。
三效蒸发器的操作条件为：塔板数为16块，操作压力为1.26MPa，塔顶温度为190.4℃，塔釜温度为196.2℃。
三效再沸器操作温度为204.9℃，操作压力为1.71MPa。
四效蒸发器的操作条件为：塔板数为18块，操作压力为0.605MPa，塔顶温度为159.3℃，塔釜温度为201.3℃。
四效再沸器操作温度为190.3℃，操作压力为1.26MPa。
以40万吨/年规模计，整个工艺流程能耗见表5。
表5
Figure BDA00002229738300071

Claims (10)

1.一种催化水合生产的乙二醇产品分离方法，包括以下步骤：来自催化水合单元的重量百分比浓度为20~40%的乙二醇水溶液进入蒸发器中部，分离后，塔底得到重量百分比浓度为60~70%的乙二醇水溶液，塔顶得到蒸汽物流。
2.根据权利要求1所述催化水合生产的乙二醇产品分离方法，其特征在于所述蒸发器的理论塔板数为：13~28块。
3.根据权利要求2所述催化水合生产的乙二醇产品分离方法，其特征在于所述蒸发器的理论塔板数为：17~19块。
4.根据权利要求1所述催化水合生产的乙二醇产品分离方法，其特征在于所述蒸发器的操作压力为0 .05~0.8MPa。
5.根据权利要求4所述催化水合生产的乙二醇产品分离方法，其特征在于所述蒸发器的操作压力为0.55~0.65MPa。
6.根据权利要求1所述催化水合生产的乙二醇产品分离方法，其特征在于塔顶操作温度为80~200℃，塔底操作温度为120~200℃。
7.根据权利要求6所述催化水合生产的乙二醇产品分离方法，其特征在于塔顶操作温度为150~160℃，塔底操作温度为170~180℃。
8.根据权利要求1所述催化水合生产的乙二醇产品分离方法，其特征在于所述蒸发器用塔釜再沸器进行加热，再沸器操作温度为 150~230℃，操作压力为 1.5~2.5MPa。
9.根据权利要求8所述催化水合生产的乙二醇产品分离方法，其特征在于所述塔釜再沸器使用外界提供的中压蒸汽提供热量；所述中压蒸汽压力为1.5~2.5MPa。
10.根据权利要求1所述催化水合生产的乙二醇产品分离方法，其特征在于蒸发器塔顶得到的蒸汽物流进入低压工业蒸汽管网利用。
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