CN104395278A - 用于生产碳酸二芳基酯的方法和装置 - Google Patents

用于生产碳酸二芳基酯的方法和装置 Download PDF

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Abstract

在一种实施方式中，一种用于在酯交换反应催化剂的存在下通过碳酸二烷基酯与芳香醇的反应生产碳酸二芳基酯的方法，包括：由第一反应性蒸馏塔(210)生产包含碳酸二烷基酯和烷基醇的第一顶部流(5)；将包含第一顶部流(5)的反应物流(5')引入第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)并且通过使用第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)分离混合物；从第一反应性蒸馏塔(210)中回收包含碳酸烷基芳基酯的第一底部流(6)；以及将第一底部流(6)引入至第二反应性蒸馏塔(320)以生产包含碳酸二芳基酯的第二底部流(15)。

Description

用于生产碳酸二芳基酯的方法和装置
背景技术
本公开总体上涉及整合有用于经由烷基醇的氧化羰基化反应生产碳酸二烷基酯的设备(装置，plant)的、用于生产碳酸二芳基酯的方法和装置(apparatus)，并且特别涉及整合有生产作为用于生产碳酸二苯酯的起始原料的碳酸二甲酯("DMC")的、用于生产所述碳酸二苯酯(也称为"DPC")的方法和装置。
碳酸二芳基酯如DPC，是聚碳酸酯生产中的重要反应物。例如，可以通过使双酚A与DPC反应制造聚碳酸酯。聚碳酸酯是因其物理和光学性能而是具有价值的有用的材料。随着投放聚碳酸酯的应用的增加，碳酸二芳基酯的有效生产已经变得更有意义。用于生产碳酸二芳基酯的早期方法利用光气作为反应物。然而，光气的毒性推动基于中间产物碳酸二烷基酯的生产的非光气方法的开发。生产碳酸二芳基酯的非光气方法要求通过烷基醇(如在DMC生产情况下为甲醇)的氧化羰基化反应生产碳酸二烷基酯如碳酸二甲酯(图1)。接下来，碳酸二芳基酯的生产涉及在图2中描绘的两步方法。首先，在酯交换反应催化剂的存在下，碳酸二烷基酯如碳酸二甲酯与芳香醇如苯酚反应，以生产碳酸烷基芳基酯(例如，碳酸苯基甲酯)和烷基醇(烷醇，链烷醇，alkanol)如甲醇。然后，在第二步骤中，两分子的碳酸烷基芳基酯经历歧化反应以生产一分子的碳酸二芳基酯如DPC和一分子的碳酸二烷基酯如DMC。在图2中所示的反应是已知的期望的反应，但是也已知存在许多发生的、生产不希望的副产物的副反应。这些副产物可以干扰期望的产物的连续生产、降低整个方法的效率并且在一些情况下生产需要特殊处理用于处置的废物流。这是烷基芳基醚如苯甲醚的情况，其是由碳酸二烷基酯和芳香醇反应生产的副产物。其他副反应，如碳酸芳基烷基酯或碳酸芳基芳基酯的重排，可能生产其他高沸点的副产物。因此，挑战是开发可以将反应副产物的量和影响最小化、同时提供期望产物具体是DPC的良好产量的方法。美国专利US 6,294,684公开了使用一系列蒸馏塔用于生产碳酸二芳基酯如DPC的方法和装置。通过引用将美国专利US 6,294,684的内容结合于此。尽管有这些进展，然而，仍然需要通过具有更少的加工设备(具体地更少的蒸馏塔)表现出降低的能量消耗并且需要更少的设备成本、同时还能够生产具有最小化的反应副产物的纯化的碳酸二芳基酯(尤其是纯化的DPC)的方法和装置。
发明内容
在不同的实施方式中公开的是用于生产碳酸二芳基酯，特别是DPC的方法和装置。
在一种实施方式中，用于在酯交换反应催化剂的存在下通过碳酸二烷基酯与芳香醇的反应生产碳酸二芳基酯的方法包括：由第一反应性蒸馏塔(210)生产包含碳酸二烷基酯和烷基醇的第一顶部流(5)；将包含第一顶部流(5)的反应物流(5')引入第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)并且通过使用第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)分离混合物；从第一反应性蒸馏塔(210)回收包含碳酸烷基芳基酯的第一底部流(6)；以及将第一底部流(6)引入至第二反应性蒸馏塔(320)以生产包含碳酸二芳基酯的第二底部流(15)。
在一种实施方式中，用于在酯交换反应催化剂的存在下通过碳酸二烷基酯与芳香醇的反应连续生产碳酸二芳基酯的装置可以包括：第一反应性蒸馏塔(210)、第二反应性蒸馏塔(320)、第一精馏塔(810)、第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)以及用于输送反应物流和产物流的多条管线。第一反应性蒸馏塔(210)可以连接至用于引入反应物的输入管线，并且连接至第一输送管线、第二输送管线和第三输送管线，第一输送管线从第一反应性蒸馏塔(210)的顶部延伸至第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)的入口，第二输送管线从第一反应性蒸馏塔(210)的底部延伸至第二反应性蒸馏塔(320)的入口而不通过另一个反应性蒸馏塔，并且第三输送管线从第一反应性蒸馏塔(210)的侧部延伸至第一精馏塔(810)的入口。第二反应性蒸馏塔(320)可以连接至从第二反应性蒸馏塔(320)的顶部延伸至第一反应性蒸馏塔(210)的入口的第一再循环(回收，recycle)管线，以及从第二反应性蒸馏塔(320)的底部延伸用于提供碳酸二芳基酯的第一产物管线。第一精馏塔(810)可以连接至第四输送管线，第四输送管线从第一精馏塔(810)的顶部延伸至第一反应性蒸馏塔(210)的入口。第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)可以连接至从第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)的顶部通过粗产物分离塔(160)延伸至第一反应性蒸馏塔(210)入口的、用于提供碳酸二烷基酯/烷基醇共沸混合物(azeotrope)的第二产物管线，以及从第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)的底部延伸至第一反应性蒸馏塔(210)的入口的第二再循环管线。
通过下述的图和详细的描述举例说明上面描述的和其他特征。
附图说明
现在参考图，它们是示例性的和非限制的实施方式，并且其中，类似的要素以同样方式编号。
图1示意地描绘在适合的催化剂的存在下经由甲醇的氧化羰基化反应的碳酸二甲酯的合成反应。
图2示意地描绘碳酸二甲酯和苯酚(PhOH)的两步反应以生产碳酸二苯酯。
图3示意地描绘用于生产碳酸二芳基酯如DPC的设备的设计。
图4示意地描绘用于生产流出物(effluent)进料流进入如图3显示的塔160的碳酸二烷基酯设备设计的反应段(section)。
图5示意地描绘用于分离DMC、水和甲醇的设备设计。
图6描绘了DMC/甲醇/水三元系统的质量平衡图。
图7示意地描绘了用于生产碳酸二芳基酯如DPC的设备设计。
具体实施方式
本文中公开内容涉及如何通过有效整合加工设备来生产碳酸二烷基酯和碳酸二芳基酯这两种单体来改善与生产碳酸二烷基酯和碳酸二芳基酯特别是DMC和DPC有关的整体效率、减少能量消耗并且减少总开支。例如，从DMC开始生产和纯化DPC所需的连续蒸馏塔的数量可以减少而没有改变其他装置或改变流速。随着装置的减少，可以重新设计工艺装置并且可以调整关于例如压力和温度的工艺参数。
例如，通过将来自DPC生产的蒸馏塔和来自DMC生产的蒸馏塔合并为单一的分隔壁蒸馏塔整合DMC和DPC生产设施。这种分隔壁蒸馏塔的使用不仅合并两个塔从而减少工艺设备，而且可以缓解在装置的DMC生产部分中对于DMC回收塔的需求，从而进一步减少整个系统的能量消耗。如果在设施的DPC回收段中采用第二分隔壁蒸馏塔，可以实现在工艺装置方面的甚至进一步减少和进一步能源节省。可以确定和实现对于进入各分隔壁蒸馏塔的反应物的适当浓度范围以获得组分的适当分离。作为本系统的结果，在DPC生产期间的能量消耗和成本方面的令人惊讶的减少。
可以通过参考附图获得对在本文中公开的组分、方法和装置更完全的理解。这些图像(在本文中也称为“图”)是基于方便的仅仅示意的表示并且容易表示本发明的公开内容，并且因此是，不意在表明装置或其组分的相对大小和尺寸和/或意在限定或限制实施方式的范围。虽然为了清楚在以下的描述中使用具体术语，但这些术语意在仅仅涉及在图中为了举例说明所选择的实施方式的特别的结构，并且不意在限定或限制公开内容的范围。在图和下面的以下描述中，应当理解同样的数字名称涉及同样功能的组分。
在本文中调整的原理反应是在图2中阐明的在前描述的反应。例如，需要指出的是，可以使用各种碳酸二烷基酯和各种芳香醇如例如在美国专利号US 5,210,268、US 5,344,954、US 5,705,673，和US 6,294,684中公开的那些进行这个反应。碳酸二烷基酯的实例是包括分布在两个烷基基团之间的碳酸酯基团的那些。具体的实例包括碳酸二甲酯、碳酸二乙酯、碳酸二正丙酯、碳酸二异丙酯、碳酸二正丁酯和碳酸二己酯。芳香醇的实例是苯酚，并且芳香醇的进一步具体的实例包括未取代的苯酚，邻、间或对甲苯酚，邻、间或对氯苯酚，邻、间或对甲氧基苯酚，2,6-二甲苯酚，2,4-二甲苯酚，3,4-三甲苯酚，1-萘酚和2-萘酚。
在工业规模上有用的尤其合乎需要的反应物是DMC和苯酚，其反应以生产DPC。注意的是为了便于参考，将主要在以下涉及这些具体的反应物并且其仅作为非限制性和示例性的物质。应当理解的是，该用途仅是为了便于参考并且不旨在对本文公开的实施方式限制为仅具体使用这些物质。也考虑在上面阐明的其他材料。
图3示意地描绘碳酸二芳基酯生产设备/回收装置/设计710，包括反应/蒸馏段702和纯化段704。
在图3中也显示了不同进料、产物和再循环流。进一步注意的是，本领域的技术人员将要了解，本文描述的不同流/管线定位，例如在特定塔的“顶部”、“中部”、“底部”、或“侧部”是相对的，因为引入或回收材料的实际位置取决于特定塔中保持的条件。例如，进入塔的“底部”的流可以实际上进入包括塔的再沸器的储槽(sump)上方的若干板(层，stage)，并且离开塔的“顶部”的管线/流可以实际上离开包括塔的冷凝器的顶板下方的若干板。因此，本文的这些术语被包括用于便于参考，来描述与不同的塔和管线/流相关的大体方位，并且这些术语不旨在限制一个精确的位置。此外，在本文中涉及的塔可以通过一系列进料/再循环管线互连，这些管线用于输送包含反应物和/或产物的流。每条管线的流动方向在图3-图5上表明。各种阀、加热器、泵装备(pumping equipment)、仪器(instrument)、过滤器、分析仪和其他装配可选地可以包括在本文中示出的管线以使设计适应特定的安装。此外，出于说明的目的，尽管附图和它们的描述可以描绘单个容器如反应容器或混合容器，但是应理解的是合适时可以使用串联或并联的多个容器。
如图3中所示出的，反应物流出流402可以进入粗产物分离塔160，其也可以可选地充当酸去除塔。可以在图4的示例性的DMC生产设施中示出的反应段420中生产流402。正如在下面详细描述的，现在有可能使用例如一个或多个分隔壁蒸馏塔来整合示例性DMC生产设施和DPC生产设施的部分以减少工艺装置和能量消耗。
可以利用如在下图4中描绘的反应段420生产图3的流402。参考图4的反应段420，O2流409包含氧(O2)，其可以以任何形式如气体的形式提供。氧来源包括例如空气或含氧的气体，包括具有大于或等于95wt％分子氧、特别地大于或等于99wt％分子氧的那些。含氧的气体商购自例如Air Products。
CO流407包含一氧化碳(CO)，其可以以任何形式如气体的形式提供。一氧化碳来源包括例如一氧化碳、二氧化碳混合物、合成气和/或其他含一氧化碳的气体和它们的组合，包括具有大于或等于95wt％(wt％)分子一氧化碳、特别地大于或等于99wt％分子一氧化碳的那些。
流413(第一烷醇流)包含烷醇如甲醇(MeOH)。然而，需要指出的是可以使用其他烷醇。烷醇的实例包括伯、仲和叔C1-C12烷醇，具体地伯C1-C6烷醇。
可以将第一烷醇流413、氧流409和一氧化碳流407分别以例如0.5至0.7(烷醇):0.04至0.06(氧):0.8至1.2(一氧化碳)并且具体地地大于或等于0.6(烷醇):大于或等于0.05(氧):大于或等于1(一氧化碳)的摩尔比添加至反应器(例如，搅拌罐反应器50)。
也可以将包含催化剂的催化剂流405添加至上面要求的搅拌罐反应器，和/或催化剂可以保留在搅拌罐反应器50中。催化剂的实例括能够催化进入反应器50的反应物以产生如本领域中已知的碳酸二烷基酯形成反应的那些。催化剂可以包含铁、铜、镍、钴、锌、钌、铑、钯、银、镉、铼、锇、铱、铂、金、汞等以及包含上述金属中的至少一种的组合。例如，催化剂可以以大于或等于0.1，具体地0.1至3.0，更具体地0.5至3.0，仍更具体地0.8至3.0，甚至更具体地1.2至3.0的Cu:Cl的摩尔比包含铜和氯离子。Cu:Cl的摩尔比可以是0.5至1.5。具体的催化剂包括氯化亚铜(CuCl)和氯化铜(CuCl2)。需要指出的是，相对于反应物(例如，烷醇、一氧化碳、氧和盐酸)使用的催化剂的量可以取决于采用的特定的催化剂。催化剂浓度应该足够高以获得可接受的产量，但是应当保持在将引起在反应器50中的催化剂固化(solid setting)或堵塞装置的浓度以下。例如，当催化剂包含CuCl时，催化剂浓度可以是50至250克/升的在反应器50中的混合物的总液体反应体积，特别是80至180克/升的在反应器50中的混合物的总液体反应体积。
在DMC生产方法的操作期间，可以通过由HCl流406添加盐酸(HCl)维持有效的氯离子浓度。
例如，在反应过程期间可以由流406从HCl罐(未示出)添加充足的HCl以维持大于或等于1的Cu:Cl的摩尔比。通过添加例如新鲜的HCl(流406)可以连续地确定和控制HCl的浓度。对于HCl进料与进入反应器50的总液体进料(例如，流431+413+406+164的总和)的典型的质量比可以是4×10-4至4×10-3。
如图4所示，流406、413、407、431、417、164和409可以进入反应器50，其中，组分在催化剂405的存在下反应以生产离开反应器50的流403(第二烷醇流)。可以在单个反应器50或在多个反应器50中进行烷醇、氧和一氧化碳的催化反应。可以选择一个或多个反应器50中的条件以平衡碳酸二烷基酯的产量的最大化同时使碳酸二烷基酯的降解最小化。反应可以例如在50℃至250℃的温度进行。在这个范围内，温度可以是大于或等于100℃。也在这个范围内，温度可以是小于或等于150℃。反应器50可以维持在15巴表头(bar gauge)(巴，barg)至35巴表头(例如，1500千帕(kPa)至3500kPa)的压力。在这个范围内，可以采用大于或等于20巴表头(2000kPa)的压力。此外在这个范围内，可以采用小于或等于28巴表头(2800kPa)的压力。在双反应器系统情况下，可以在罐之间再循环催化剂。
流403可以包含碳酸二烷基酯、氯甲酸烷基酯(alkyl chloroformate)、盐酸、水、一氧化碳、烷醇、氧、与新鲜的氧和一氧化碳流一起到来的惰性气体以及副产物如烷基氯化物和二烷基醚。碳酸二烷基酯的实例是包含分布在在两个烷基基团之间的碳酸酯基团的那些。碳酸二烷基酯形成反应将产生碳酸二烷基酯，其取决于作为反应物使用的烷醇。因此，例如如果在流413中将甲醇作为反应物使用，则碳酸二烷基酯将包含碳酸二甲酯，等。
流403典型地以气体/蒸汽(vapor)形式从反应器50离开。在本文中术语“蒸气”是指混合物的气体有机组分，如例如蒸发的碳酸二烷基酯、醇类、氯甲酸烷基酯，等等，以及水蒸汽。也就是说，术语“蒸气”是指在大气压下具有大于或等于-50℃的沸点的流体。相比之下，在本文中术语“气体”是指，例如气态的氧、二氧化碳、一氧化碳和可选的氮。也就是说，术语“气体”是指在大气压下具有小于-50℃的沸点的这样的组分。在冷凝器52中，蒸汽可以至少部分地冷凝(凝集，condense)(例如，大于或等于10wt％冷凝)或者更充分地冷凝(例如，大于或等于90wt％冷凝)并且进料至第一气液分离器90。反应段420可以可选地采用单个气液分离器或多个(例如，大于或等于2个；具体地2至5个)气液分离器。第一气液分离器90可以维持在反应器50的压力的百分之10(％)内、具体地在1％内的压力。来自第一气液分离器90(例如，闪蒸分离器(flashseparator))的气体流出物可以在流408(其包含一氧化碳)中再循环以重新使用过量的一氧化碳并且将其作为流417返回至流407的最初一氧化碳进料。流408也可以包含未反应的一氧化碳和氧、副产物二氧化碳以及低沸点副产物(低沸点有机物)。流408可以进入分离段54，从那里，流417可以与流407合并以将过量的一氧化碳返回至反应器50。可选择地，所有或部分的流408可以绕过(bypass)分离段54并且直接合并至流417中。流410是来自分离段54的清除(purge)流，包含低沸点副产物(低沸点有机物)。具体地如在本文中涉及的，低沸点有机物可以包括具有小于或等于65℃沸点的有机化合物，如，例如甲缩醛(methylal)、二甲醚、氯甲烷和上述中的任何一种的组合。包含不含低沸点有机化合物(低沸点有机物)的一氧化碳和二氧化碳的流414可以被送至适当的处理单元以回收和再利用一氧化碳。
如图4中所示，包含碳酸二烷基酯、氯甲酸烷基酯、盐酸、水、低沸点有机物以及未反应的烷醇和一氧化碳的流404可以随后离开分离器90，并且进入第二气液分离器100(例如，闪蒸分离器)。第二气液分离器100的压力可以维持在小于或等于反应器50的压力的20％(例如，小于或等于3巴表头(300kPa)，具体地小于或等于0.2巴表头(20kPa))的压力以实现流404中的气体的大于或等于90wt％、具体地大于或等于95wt％的分离。可选地，基本上所有的气体被从混合物(例如，大于或等于99wt％)中去除。也可以再循环从第二气液分离器100去除的气体流出物。在进入第一气液分离器90之前和/或在第一气液分离器90和第二气液分离器100之间，在混合物中的蒸气可以是至少部分冷凝的形式(即，大于或等于10wt％冷凝)，特别是完全冷凝的形式(即，大于或等于90wt％冷凝)。在进入第二气液分离器100之前，在流404中的蒸气可以是至少部分冷凝的(例如，大于或等于10wt％)或更充分冷凝的(例如，大于或等于90wt％)。可选地，可以从第二气液分离器100去除所有的气体。包含未反应的一氧化碳、二氧化碳和其他低沸点组分(低沸点有机物)的、来自第二气液分离器100的气体流出物，流411，也可以可选地在分离单元54中处理以回收未反应的一氧化碳。离开第二气液分离器100的流401可以包含含有碳酸二烷基酯、剩余的甲醇、水、盐酸、氯甲酸烷基酯和低沸点有机物的单个液相。随后从流401中去除氯甲酸烷基酯。例如，流401可以进入配置的流体通道110以通过分解为甲醇、二氧化碳、碳酸二烷基酯和盐酸来去除氯甲酸烷基酯。美国专利号US 6,784,277描述了使用流体通道去除氯甲酸烷基酯的益处和方法。
在从流401去除氯甲酸烷基酯之后，该流可选地(例如，作为包含碳酸二烷基酯、水、低沸点有机物和盐酸的流402)通过热交换器150以处理为至少部分地汽化(蒸发，vaporize)流402。热交换器150可以具有小于或等于10分钟的保留时间。流402然后可以进入粗产物分离塔160(其可选地充当酸去除塔)以去除例如HCl。塔160也可以帮助去除在流403中任何夹带的催化剂(例如，CuCl)，其可以另外地导致下游腐蚀。在塔160中，汽化的冷凝物可以遇到由逆流流体(逆流液体，counter-flowingliquid)管线(未示出)提供的逆流流体(其可以包含烷醇和碳酸二烷基酯共沸混合物)至塔160中的较高点(例如，上部第三个)。逆流流体可以捕获剩余的HCl，其可以例如从塔160的底部在包含盐酸、水和少量的烷醇和碳酸二烷基酯(例如，小于或等于10重量百分数(wt％)的流164中去除。例如，流164可以包含大于或等于6wt％HCl和/或小于或等于15wt％有机化合物。通过使用HCl再循环流164并且与新鲜的HCl进料流406合并可以将盐酸再循环回反应器50。可选地，使一部分HCl再循环流164穿过热交换器并且作为流163再循环至塔160。
包含碳酸二烷基酯、烷醇(例如，甲醇)、水和低沸点有机物(包含具有小于或等于65℃沸点的有机物的低沸腾副产物)的流412可以从塔160顶部去除并且方便地进入第一分隔壁蒸馏塔(DWC1)200，如图3所示通过与来自例如塔210的馏出液的流5混合以形成进入DWC1 200的流5'。
分隔壁蒸馏塔(如DWC1 200)的使用可以减少生产碳酸二烷基酯(如DMC)所需的蒸馏塔的数量同时维持纯度水平(例如，大于或等于99.8wt％纯度)，从而显著降低设备投资和生产的总开支，并且不增加能量消耗。例如，图5示意地描绘了DMC/甲醇/水分离系统300，其包括三个蒸馏塔：第一蒸馏塔301、第二蒸馏塔302以及第三蒸馏塔303。图5也描绘了分离器601。该分离器601指的是分离富水相和富有机相的单元，并且它可以是例如倾析器(decanter)、全蒸发(pervaporation)单元，等等。分离器601在本文中涉及作为该分离器的非限制性的实例的倾析器601。DWC1200的使用可以消除对如下更详细描述的图5的至少DMC回收蒸馏塔302的需要，从而减少整个系统的能量消耗并减少仪器和生产成本。
参考图5，可以从塔160(在图4中示出)的顶部去除包含碳酸二烷基酯、烷醇(烷基醇)、水以及低沸点有机物的混合进料流412。如图5所示，流412可以因此包含甲醇(MeOH)、DMC、水和低沸点有机物，并且可以分成三个产物流，包括：烷醇/碳酸二烷基酯共沸混合物(甲醇/DMC共沸组合物)和低沸点有机物的混合物(流312)、碳酸二烷基酯(例如，DMC，流314)和水(流316)。进料流412可以进入第一蒸馏塔301，其可以蒸馏出包含烷醇和碳酸二烷基酯的共沸组合物的产物流312(即，共沸混合物甲醇/碳酸二甲酯，和低沸点有机物)。离开塔301的流315，其可以包含碳酸二烷基酯(例如，DMC)和水与少量的烷醇(甲醇)的混合物，可以进入倾析器601。可以将流315倾析入富含碳酸二烷基酯(例如，DMC)的流317(有机相)和富含水(轻水相)的流318。包含碳酸二烷基酯(例如，DMC)的流317可以进入碳酸二烷基酯回收塔302(第二蒸馏塔)，其中可以冷凝包含碳酸二烷基酯(例如，DMC)、一些烷醇(例如，甲醇)、低沸点有机物以及水的流320并且再循环至倾析器601。也离开塔302的是包含DMC的产物流314。
离开倾析器601的流318可以进料至废水回收塔303(第三蒸馏塔)。可以由塔303将共沸混合物DMC/水，例如从近顶部(塔的馏出液)在流324中再循环至倾析器601，并且可以去除废水流316，例如塔303的底部残余物流。如在图3中所示出的，包含从流318除去(come off)的水、碳酸二烷基酯、烷醇和低沸点有机物的排出流(bleedstream)326可以进料回到塔301。流326的使用可以帮助避免低沸点有机物和甲醇在倾析器601中积累。
因此，尽管可以采用上述的图5的方法和设计以生产DMC，但需要三个蒸馏塔301、302和303。此外，需要指出的是，通过逐渐增加塔301的操作压力可以从塔301塔顶馏出物(overhead)(流312)获得逐渐更纯的甲醇。在这种方法中，可以从塔301在流312中获得包含例如93wt％甲醇的流312，其中例如以大于或等于8巴表头(800kPa)的压力操作塔301。因此，通过在高压下操作可以获得包含更高重量百分数的甲醇(更纯的甲醇)的流312，但是在过程中也使用高压蒸汽作为加热介质为代价。此外，另外的缺点是，如果在更高压力下操作塔301，则将需要增加在塔301中的理论上的板(例如，塔板)的数量以使送至倾析器610的离开流315中甲醇的存在最小化。因此，期望减少塔301、302、303中的至少一个并且增加生产的总体能量效率，以及降低与DMC生产有关的成本。
在整合的DPC和DMC生产设施中，可以消除对至少塔302的需求同时生产纯的碳酸二烷基酯产物(例如，具有大于99.9wt％纯度的碳酸二烷基酯)、具体是纯化的DMC(痕量的杂质)。
如图3所示，流出反应物流412可以进入DWC1 200。进行包含DMC、甲醇和水的混合物(其也可以包含一些低沸点有机物)的分离，成为纯的DMC(痕量的杂质，例如基于DMC总重量，小于0.01wt％杂质)、MeOH/DMC与低沸点有机物的共沸混合物和水流。如图6所示，对于具有例如在三个顶角(纯的DMC、共沸混合物甲醇/DMC和共沸混合物DMC/水)之间在三元组合物图表中形成的三角70内的组成的混合物进料(例如，流412)可以有效地完成这种分离。图6描绘了DMC/甲醇/水三元系统的质量的三元组合物图表60。阴影的三角70示出了在大气压力下有效的三元的进料的实例。更具体地说，进料的组成范围可以包括，例如以wt％计，100wt％DMC(纯的碳酸二甲酯)；68wt％甲醇，和32wt％DMC(甲醇/DMC共沸混合物)；以及87wt％DMC和13wt％水(共沸混合物DMC/水)。换句话说，组成范围位于区域70(通过坐标确认的三元图表的区域)内：100wt％DMC；68wt％甲醇和32wt％DMC；以及87wt％DMC和13wt％水。考虑参考的低沸点有机物的量足够低以不影响DMC/甲醇/水系统的三元的平衡。
因此，如图3所示，流出反应物流412可以离开塔160，与来自塔210的流5混合以形成流5'并且进入DWC1 200。流5'可以包含碳酸二烷基酯、水、烷醇和低沸点有机物(低沸点有机物)。具体地低沸点有机物可以包含具有小于或等于65℃沸点的有机化合物，如，例如甲缩醛、二甲醚、氯甲烷(methyl chloride)和上述至少一种的组合。基于流412的总重量分数，低沸点有机物典型地以小于2wt％、具体地小于1wt％的总量存在于流412中。
关于DWC1 200的结构，作为实例，这种分隔壁蒸馏塔可以包括以下段：a)流入段和b)排出(offtake)段，c)上部塔段(upper column section)，和d)例如，大于或等于四个、例如大于或等于八个塔板的下部塔段(lowercolumn section)，e)冷凝器以及f)再沸器。流入段和排出段都可以包含，大于或等于10个塔板、具体地大于或等于20个塔板、更具体地大于或等于26个塔板，并且可以由壁(例如，垂直壁)分离。上部塔段可以具有大于或等于4个塔板、具体地大于或等于8个塔板。下部塔段可以具有大于或等于4塔板、具体地大于或等于8个塔板。如由Schultz et al.,Chem.Eng.Process.,May 2002,pages 64-70所解释的，分隔壁塔概念的基础是热偶精馏配置(Petlyuk’s configuration)但其中两个蒸馏塔安装在一个壳体内。
分隔壁蒸馏塔，如在图3中的DWC1 200，可以包含分隔壁210，如在图2中示意示出的，其可以竖直地平分塔200的内部的部分。如图3所示，对于分隔壁蒸馏塔200的分隔壁210，自始至终延伸至塔200的顶部和/或底部截面不是必须的，从而使分隔壁蒸馏塔200能够再沸腾和回流。这样的分隔壁蒸馏塔200可以使入口流能够在例如塔200的分隔壁210的一侧进入，并且一个或多个离开流，例如侧线提取流，可以位于分隔壁210的另一侧。这样的设计可以增加塔200的稳定性并且使不同的组成的一个或多个产物流能够离开分隔壁塔200。
进一步参考图3，流431包含烷醇、碳酸二烷基酯、水以及可以从例如DWC1 200的顶部(馏出物)回收的低沸点有机物。具体地在这个流中低沸点有机物可以包含具有小于或等于65℃沸点的有机化合物，如，例如甲缩醛、二甲醚、氯甲烷和上述中的至少一种的组合。基于流414的总重量百分数，低沸点有机物可以以低于或等于2wt％、具体地低于1wt％的总量存在于流431中。流431也可以包含DMC/甲醇共沸混合物。如图4所示，可以将包含烷醇和碳酸二烷基酯的流431部分地再循环回原始烷醇进料流413至整合的碳酸二甲酯设备的反应段。可以从例如DWC1 200的底部回收包含碳酸二烷基酯，如纯的DMC(仅仅存在痕量的杂质)的流426。例如，可以在大气压下操作DWC1 200。塔DWC1 200的温度分布可以为大于或等于60℃、具体地大于或等于70℃。塔DWC1 200中的温度分布的温度范围的实例包括60℃至180℃、具体地70℃至140℃。塔DWC1 200中的操作压力可以为大于或等于1巴(100kPa)、具体地大于或等于1.1巴(110kPa)。压力范围的实例包括1.2至3毫巴(120至300Pa)。
例如，也可以在该方法中回收流416，其可以包含碳酸二烷基酯、水和痕量的烷醇，并且从侧部离开DWC1 200。流416可以进入倾析器610，并且被分为两个相：流418(有机相)和流421(水相)。流418主要包含碳酸二烷基酯、一些水和痕量的烷醇，将其返回至DWC1 200，例如到达塔200的较低段的顶板。例如，流421(水相)，其可以主要包含水、一些碳酸二烷基酯和痕量的烷醇，可以作为侧线提取离开倾析器610并且送至废水回收塔630。例如，来自塔630的清除流可以包含在如，例如底部残余物流422中，其可以主要包含水(例如，基于流422的总重量，大于或等于95wt％、具体地大于或等于99wt％)和烷醇(例如，基于流422的总重量，小于或等于5wt％、具体地小于或等于1wt％)。来自塔630的顶部的包含碳酸二烷基酯、水和烷醇的流424可以可选地再循环回倾析器610。塔630的温度分布可以大于或等于60℃，具体地大于或等于70℃。塔630中的温度分布的温度范围的实例包括60℃至120℃，具体地70℃至110℃。塔630中的操作压力可以大于或等于0.5巴(50kPa)，具体地大于或等于0.8巴(80kPa)。压力范围的实例包括0.8至3巴(80至300kPa)。包含纯的碳酸二烷基酯(如，仅具有痕量杂质的纯DMC)的产物和/或再循环流426，可以可选地从例如DWC1 200(未在图3中示出回收)的底部回收和/或作为如下详细描述的原始反应物再循环回以进料塔210。因此，为了例如回收和收集纯的DMC产物，也可以可选地通过回收站(未示出)处理(继续，proceed)流426。
可选地，DMC生产设施可以与DPC生产设施整合，也在下面更详细地解释DPC生产设施。
更具体地说，进一步参考图3，塔210和320可以是反应性蒸馏塔。作为非限制性实例，这些塔可以各自具有其中发生化学反应的较低的反应段以及上部段。一般而言，塔的反应部分可以装备有填料(packing)或固定内件(fixed internal)以提供至少3个理论性蒸馏板(级，stage)(塔板，tray)。例如，塔210的反应部分可以提供大于或等于10个，如10至60个塔板，具体地，大于或等于15个，如15至40个理论性蒸馏板(塔板)。可以采用已知的乱堆填料和/或规整填料。具体地可以使用具有大表面积、好的润湿性和液相保留时间的填料，如，例如Novolax环、CY填料。也可以采用固定内件，如塔板柱，具体的实例包括筛板塔板、浮阀塔板、泡罩塔板，等等。
塔810可以是精馏塔。因此，在没有驱动同时的化学反应的情况下，这个塔可以基于沸点进行材料的分离。前面参考的塔可以通过一系列输送/再循环管线互联用来输送包含反应物和/或产物的流。
进一步参考图3，流0可以包含酯交换反应催化剂和苯酚。催化剂包括钛化合物如四苯氧基钛、异丙醇钛和四氯化钛，有机锡化合物(如辛锡酸和双丁基锡氧化物)，以及铜、铅、钴、钒、锌、铁和锆的化合物。流1包含新鲜的苯酚(PhOH)。上面描述的流426包含碳酸二烷基酯，具体地DMC。起始材料和/或反应物可以通过流3和426引入至塔210。流3是流0、流1和流426，以及再循环流16和及再循环流21(在下面更详细地讨论)和流0的组合。流21包含催化剂再循环流。流426可以包含纯的DMC(痕量的杂质)并且从例如分隔壁蒸馏塔(DWC1)200的底部或部分从储罐中回收。
流426可以进料至例如塔210的底部，具体地进料至再沸器。流426可以是液体或蒸汽，取决于使用的再沸器类型或该流向塔210进料的位置。流3可以作为液体进料至例如塔210的中间段，更具体地反应蒸馏段的位置处或近顶部处。引入至塔210的流3和426的进料速率可以是这样以使碳酸二烷基酯与芳香醇的摩尔比在0.1至10之间、具体地在0.2至5之间、以及更具体地在0.5至3之间。可以通过流426过量提供碳酸二烷基酯，因为碳酸二烷基酯可以充当反应物和气提剂(stripping agent)，其促进在酯交换反应中生产的烷基醇(烷醇)的去除。这种去除可以增加塔210中碳酸烷基芳基酯的生产速率。
例如，可以在大于或等于100℃、具体地大于或等于130℃、并且更具体地大于或等于140℃温度下在塔210中进行酯交换反应。用于进行该反应的温度范围的实例包括100℃至300℃，具体地110℃至275℃，并且更具体地120℃至250℃。塔210顶部的操作压力可以大于或等于0.5巴(50kPa)，具体地大于或等于3巴，并且更具体地大于或等于5巴(500kPa)。
可以通过流5和6，例如以连续型方式从塔210中去除反应物产物和未反应的起始材料。可以从例如塔210的顶部抽出流5可以包含未反应的碳酸二烷基酯，并且还可以包含在酯交换反应中生产的烷醇。随后流5可以传至上面提到的分隔壁蒸馏塔(DWC1)200。如在本文中公开的，可以消除针对例如DPC设备的配置中的精馏塔C410(如，例如在本文中图7示出的)的需求，以及消除如下面进一步描述的在美国专利号US7,141,641中的精馏塔。
图3仔细考虑了将例如在图7的示例性DPC设备中示出的塔(例如C410)，和在图5的DMC单元中示出的塔(如C301)的实施方式组合为在图3中的仅一个分隔壁塔(DWC1 200)。虽然如C410的塔可以是有效的，但是本文中以下描述的示例性实施方式允许通过使用分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)整合DPC和DMC生产设施，从而避免使用工艺装置，例如C410。
可以从例如塔210的底部抽出的流6可以包含在塔210中生产的碳酸烷基芳基酯，与未反应的起始材料和催化剂组合。可以通过添加再循环流(流17)增加(augment)流6以形成流18，流17可以包含碳酸烷基芳基酯。流17可以是在纯化段704中可选纯化碳酸二烷基酯期间从纯化段704中回收的包含碳酸烷基芳基酯和芳香醇的流，其在下面进一步详细描述。这样的增加可以获得碳酸二芳基酯整体生产的改善。因此，现在用流17增加以形成流18并且包含碳酸烷基芳基酯的流6，可以根据一些实施方式进入第二反应性蒸馏塔320而不通过另一个反应性蒸馏塔，以通过碳酸烷基芳基酯的歧化反应生产碳酸二芳基酯。例如，流6因此可以包含碳酸烷基芳基酯、芳香醇、碳酸二烷基酯、芳基烷基醚和酯交换反应催化剂。可以操作塔320以进一步推动反应朝向期望的碳酸二芳基酯产物，同时分离其他材料用于再循环。可以从塔320去除两种流。第一种是产物流15，其可以从塔320的底部去除，并且可以基本上包含生产的所有碳酸二芳基酯连同剩余的催化剂、一些碳酸烷基芳基酯和不需要的高沸点副产物。如果期望另外的纯化，产物流15可以可选地在纯化段704中进一步蒸馏并且纯化。
可以作为再循环流从塔320的馏出物去除的流16，可以包含基本上所有的未反应的芳香醇的起始材料，和一些碳酸二烷基酯以及副产生的烷基芳基醚，并且将其再循环以补足部分流3。
可以在大于或等于100℃，具体地大于或等于120℃，并且更具体地大于或等于140℃的温度操作塔320。温度范围的实例包括100℃至140℃，具体地120℃至250℃，以及140℃至240℃。塔320中的操作压力可以大于或等于10毫巴(1kPa)，具体地大于或等于50毫巴(5kPa)，并且更具体地大于或等于100毫巴(10kPa)。压力范围的实例包括，50毫巴至3巴(5kPa至300kPa)，50毫巴至1巴(5kPa至100kPa)以及200毫巴至900毫巴(20kPa至90kPa)。
从塔210回收的另外的流(流13)，例如可以随后进料至塔810的侧线馏分可以有助于减少有效地生产碳酸二芳基酯所需的蒸馏塔的总体数量。例如，流13可以包含碳酸二烷基酯、烷基醇(烷醇)，副产生的烷基芳基醚和碳酸芳基烷基酯，并且将流13直接进料至塔810。可以从例如810的顶部回收产物流14并再循环回至210。例如，流14可以主要地包含碳酸二烷基酯与一些烷醇。可以从例如塔810的底部通过流12回收并且从设备去除富含芳基烷基醚的流。
可以在大于或等于50℃，具体地大于或等于80℃，更具体地大于或等于100℃的温度下操作塔810。温度范围的实例包括100至190℃。塔810的操作压力可以是大于或等于0.5巴，具体地大于或等于0.7巴，并且更具体地大于或等于1巴。压力范围的实例包括1至3巴。
可选地，上面描述的流15可以送至闪蒸器510，其中，可以蒸发碳酸二芳基酯、碳酸烷基芳基酯和苯酚并且与催化剂和副产生的重组分(具有比碳酸二芳基酯高的沸点)分离。随后可以从闪蒸器510回收流9和流10。可以从例如闪蒸器510的底部回收流10并且可以包含催化剂、高沸点化合物和一些碳酸二芳基酯，可以将其引入至蒸发器520。可以从闪蒸器510的顶部回收可以包含碳酸二芳基酯、碳酸烷基芳基酯和芳香醇的流9，并且与流11混合以形成流19，并且进入第二分隔壁蒸馏塔(DWC2)201，其可以位于图3的纯化段704。可选地，可以另外或可选择地采用第二分隔壁蒸馏塔(DWC2)201，其可以组合在图7中描绘的塔610和塔620。如图7所示，可以从闪蒸器510的顶部回收可以包含碳酸二芳基酯、碳酸烷基芳基酯和芳香醇的流9并且与流11混合以形成流19，并且进入第一纯化塔610。塔610回收作为馏出液的富含碳酸苯基甲酯的流17和富含DPC的流19'，其可以在第二纯化柱620中进一步纯化。可以作为馏出液从塔620中回收商业质量DPC产品。
可以在大于或等于140℃，具体地大于或等于150℃，更具体地大于或等于160℃的温度操作图3中的闪蒸器510。闪蒸器510中的操作压力可以是大于或等于1毫巴，具体地大于或等于10毫巴，并且更具体地大于或等于15毫巴。压力范围的实例包括15至150毫巴。
可以从例如蒸发器520的顶部回收图3的流11并且可以包含与流9混合的碳酸二芳基酯。可以从例如塔520的底部回收流20并且拆分再循环流21以通过与流1混合将催化剂再循环回至塔210，以及流22以进入废料站W进行加工和作为灰烬处置。可以在大于或等于150℃，具体地大于或等于160℃，更具体地大于或等于170℃的温度下操作蒸发器520。蒸发器520中的操作压力可以大于或等于1毫巴，具体地大于或等于2毫巴，并且更具体地大于或等于5毫巴。压力范围的实例包括5至50毫巴。
可以从DWC2(201)回收至少三种流。可以从例如塔DWC2 201的顶部回收例如上面提到的可以包含未反应的碳酸烷基芳基酯的流17，并且再循环以帮助形成进入第二反应性蒸馏塔320的流18。可以从例如DWC2201的侧部回收流24并且可以包含纯的碳酸二芳基酯，例如DPC(仅存在痕量的杂质)。可以从例如DWC2 201的底部获得流25并且可以主要包含送往废料站W用于进行加工和作为灰烬处置的废料。塔DWC2的温度分布可以大于或等于60℃，具体地大于或等于70℃。塔DWC2中的温度分布的温度范围的实例包括60℃至240℃，具体地70℃至210℃。在塔DWC2中的操作压力可以大于或等于1毫巴(100Pa)，具体地大于或等于10毫巴(1kPa)。压力的实例包括10至50毫巴(1至5kPa)。需要指出的是，DWC2可以具有关于DWC1如上所述的结构和操作条件。不需要利用从图7的塔610可选进入第二纯化塔620用于于进一步纯化并回收碳酸二芳基酯产物流。通过使用DWC2 201，可以减少上面提及的工艺设备610和620的应用，从而甚至进一步减少成本和能量消耗。
例如，如在图3上面描述的配置中，可以选择并优化塔210中的条件，如温度、压力以及碳酸二烷基酯和芳香醇进料的摩尔比以减少或者相反地控制例如在底部产物流6中的DMC的浓度。通过示例性策略的方式，另外的反应性蒸馏塔(如上面参考的美国专利US 6,294,684中描述的塔B1或图7的塔310)，可以避免DMC的蒸馏，这是因为例如大部分DPC形成可以有利地仅仅发生在本文中描述的第二反应性蒸馏塔320中。可以由例如塔210的底部产物流(流6)连同来自纯化段704(例如，DWC2 201塔顶馏出物)PMC再循环流(流17)直接进料塔320以形成流18。因此，在来自反应性蒸馏塔320和反应性蒸馏塔210的流量(flow)之间不需要具有另外的塔。经由对比，美国专利6,294,884公开了另外的塔B1。因此，由于发明人的重要努力，可以避免对于工艺设备，如在上面参考的另外的蒸馏塔B1，以及上面参考的塔610和620(和C61和C62)的需求，同时维持产量和质量。
此外，通过使用上面参考的分隔壁蒸馏塔DWC1 200和DWC2 201，可以实现作为减少的工艺设备和减少的能量消费的结果的成本的进一步节省。使用DWC1 200和DWC2 201也提供增强的灵活性，可以获得其他优势。例如，通过使用作为低压蒸汽(LLS)的热载体，可以方便地直接或间接地调整DWC1 200的操作压力以热整合从塔210和/或320释放的冷凝器负荷(duty)以满足DWC1 200的再沸器负荷。
此外，通过操作DWC1 200获得的另外的优势，例如是调整(tailor)例如甲醇在甲醇/DMC共沸混合物中的比例的能力。沿着DWC1 200，通过增加或另外修改压力分布可以获得不同的共沸混合物组合物。随后可以有利地回收富含DMC的流并且将其从例如DWC1的底部再循环以进料塔210。
此外，通过例如将来自DPC设备部分的蒸馏塔和来自DMC设备部分的蒸馏塔合并为单独的分隔壁蒸馏塔(例如，DWC1 200)的能力，可以实现在DMC和DPC方法之间进一步程度的整合。因此，单一的组合进料(例如，图3的流5')可以送往DWC1 200。从例如这个塔的底部获得的产物(图3的流426)可以是可以直接送往PMC生产塔(第一反应性蒸馏塔210)的纯的DMC(痕量的杂质)。期望地，没有水存在于DMC产物流(流426)中，因为在塔210和塔320的反应中水可以负面影响催化剂。来自例如DWC1 200的顶部的产物(流431)可以主要包含甲醇和碳酸二甲酯共沸混合物浓度(concentration)的混合物。来自例如中间高度侧线馏分的流416可以是DMC/水和痕量甲醇的混合物，其可以送往倾析器610，在那里可以在例如环境温度下获得两相。例如，主要是DMC的有机相可以经由流418返回DWC1 200，而水相可以经由流421送往废水回收塔630。随后，可以从例如塔630的底部由流422、和包含例如可以从塔顶馏出物生产的例如共沸DMC/水的流424获得纯水(痕量的杂质)，并且再循环回倾析器610。因此，引入DWC1 200不仅整合两种塔，而且也可以避免对于另外的DMC回收塔的需求，并且可以贯穿系统降低能量消耗。
此外，进一步参考图3，由流13进料至塔810可以视为来自塔210的侧线馏分。可以调整塔210的精馏段中的条件以获得具有将从系统中去除的苯甲醚的浓度峰值和在提取阶段苯酚的可忽略浓度的组成分布。
有利地，富含DPC的流(流19)可以送往净化(purifying)DWC2 201，其可以用于回收未反应的PMC和来自例如顶部馏出物的流17的苯酚并且回收作为流24的纯的DPC(痕量的杂质)。
在一种实施方式中，用于在酯交换反应催化剂的存在下，通过碳酸二烷基酯与芳香醇的反应生成碳酸二芳基酯的方法，包括：由第一反应性蒸馏塔(210)生产包含碳酸二烷基酯和烷基醇的第一顶部流(5)；将包含第一顶部流(5)的反应物流(5')引入第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)并且通过使用第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)分离混合物；从第一反应性蒸馏塔(210)回收包含碳酸烷基芳基酯的第一底部流(6)；以及将第一底部流(6)引入至第二反应性蒸馏塔(320)以生产包含碳酸二芳基酯的第二底部流(15)。
在各种实施方式中：(i)方法进一步包括：从第二反应性蒸馏塔(320)回收包含碳酸二芳基酯和碳酸烷基芳基酯的第二底部流(15)以及包含芳香醇和碳酸二烷基酯的第二顶部流(16)，并且将第二顶部流(16)再循环至第一反应性蒸馏塔(210)，从第一精馏塔(810)回收包含烷基芳基醚的第三底部流(12)和包含碳酸二烷基酯和烷基醇的第三顶部流(14)，并且将第三顶部流(14)再循环至第一反应性蒸馏塔(210)，从第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)回收共沸混合物第四顶部流(431)并且将共沸混合物第四顶部流(431)再循环至粗产物分离塔(160)，以及从第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)回收碳酸二烷基酯再循环流/第四底部流(426)并且将碳酸二烷基酯再循环流(426)再循环至第一反应性蒸馏塔(210)；和/或(ii)方法进一步包括：将第二底部流(15)引入闪蒸器(510)，从闪蒸器(510)中回收包含催化剂和碳酸二芳基酯的第五底部流(10)以及包含碳酸二芳基酯、碳酸烷基芳基酯和芳香醇的第五顶部流(9)，将第五底部流(10)引入至蒸发器(520)，以及从蒸发器(520)回收包含碳酸二芳基酯的第六顶部流(11)和包含催化剂和碳酸二芳基酯的第六底部流(20)，并且将催化剂再循环至第一反应性蒸馏塔(210)；和/或(iii)方法进一步包括，将第六顶部流(11)引入至第二分隔壁蒸馏塔(DWC2201)，从第二分隔壁蒸馏塔(DWC2 201)回收包含未反应的碳酸芳基烷基酯和芳香醇的第七顶部流(17)，并且将第七顶部流(17)再循环至第二反应性蒸馏塔(320)，以及从第二分隔壁蒸馏塔(DWC2 201)回收包含碳酸二芳基酯的产物流(24)；和/或(iv)方法进一步包括：从第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)回收包含碳酸二烷基酯、水和烷醇的第二流(416)并且将第二流(416)引入至倾析器(610)，以及从倾析器(610)回收包含碳酸二烷基酯的第三流(418)，并且将第三流(418)再循环至第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)；和/或(v)方法进一步包括：从倾析器(610)回收包含水、烷醇和碳酸二烷基酯的第四流(421)，将第四流(421)引入至水回收蒸馏塔(630)，从水回收蒸馏塔(630)回收包含水、烷醇和碳酸二烷基酯的第五流(424)以及包含水的第六蒸汽(steam)(422)；以及将第五流(424)再循环至倾析器(610)；和/或(vi)方法进一步包括，其中，碳酸二烷基酯包括碳酸二甲酯，烷基醇包括甲醇，碳酸二烷基酯再循环流(426)包含纯化的碳酸二甲酯与痕量的杂质，芳香醇包括苯酚，以及碳酸烷基芳基酯包括碳酸甲基苯基酯；和/或(vii)第一反应性蒸馏塔(210)维持在120℃至250℃的温度，并且在第一反应性蒸馏塔(210)的顶部维持4至6巴(400至600kPa)的压力；和/或(viii)第二反应性蒸馏塔(320)维持在140℃至240℃的温度，并且在第二反应性蒸馏塔(320)的顶部维持0.2至0.9巴(20至90kPa)的压力；和/或(ix)第一精馏塔(810)维持在100℃至190℃的温度，并且在塔(810)的顶部维持1至3巴(100至300kPa)的压力；和/或(x)第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)维持在60℃至140℃的温度，并且塔(200)的顶部维持1.2至3巴(120至300kPa)的压力；和/或(xi)第二分隔壁蒸馏塔(DWC2 201)维持在70℃至210℃的温度，并且在塔(201)的顶部维持10至50毫巴(1至5kPa)的压力；和/或(xii)反应物流(5')进一步包括流出反应物流(412)，其离开碳酸二烷基酯生产单元中的粗产物分离塔(160)，并且其包含碳酸二烷基酯、烷基醇和水；和/或(xiii)方法进一步包括：从第一反应性蒸馏塔(210)回收包含碳酸二烷基酯的第一侧线流(13)，并且将第一侧线流(13)引入第一精馏塔(810)；和/或(xiv)方法进一步包括：将第二底部流(15)引入纯化段(704)而不通过另一个反应性蒸馏塔；和/或(xv)碳酸二烷基酯包括碳酸二甲酯；和/或(xvi)碳酸二芳基酯包括碳酸二苯酯；和/或(xvii)芳香醇包括苯酚；和/或(xviii)碳酸烷基芳基酯包括碳酸甲基苯基酯；和/或(xix)烷基醇包括甲醇；和/或(xx)碳酸二烷基酯是碳酸二甲酯，碳酸二芳基酯是碳酸二苯酯，芳香醇是苯酚，碳酸烷基芳基酯是碳酸甲基苯基酯，并且烷基醇是甲醇。
在一种实施方式中，用于在酯交换反应催化剂的存在下，通过碳酸二烷基酯与芳香醇的反应连续生产碳酸二芳基酯的装置，可以包括：第一反应性蒸馏塔(210)、第二反应性蒸馏塔(320)、第一精馏塔(810)、第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)以及输送反应物和产物流的多个管线。第一反应性蒸馏塔(210)可以连接至用于引入反应物的输入管线，并且连接至第一输送管线、第二输送管线和第三输送管线，第一输送管线从第一反应性蒸馏塔(210)的顶部延伸至第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)的入口，第二输送管线从第一反应性蒸馏塔(210)的底部延伸至第二反应性蒸馏塔(320)的入口而不通过另一个反应性蒸馏塔，并且第三输送管线从第一反应性蒸馏塔(210)的侧部延伸至第一精馏塔(810)的入口。第二反应性蒸馏塔(320)可以连接至从第二反应性蒸馏塔(320)的顶部延伸至第一反应性蒸馏塔(210)的入口的第一再循环管线，以及从第二反应性蒸馏塔(320)的底部延伸用于提供碳酸二芳基酯的第一产物管线。第一精馏塔(810)可以连接至第四输送管线，第四输送管线从第一精馏塔(810)的顶部延伸至第一反应性蒸馏塔(210)的入口。第一分隔壁蒸馏塔(DWC1200)可以连接至用于提供碳酸二烷基酯/烷基醇共沸混合物的从第一分隔壁蒸馏塔(DWC1 200)的顶部通过粗产物分离塔(160)延伸至第一反应性蒸馏塔(210)入口的第二产物管线，以及从第一分隔壁蒸馏塔(DWC1200)的底部延伸至第一反应性蒸馏塔(210)的入口的第二再循环管线。
在装置的各种实施方式中：(i)装置进一步包括闪蒸器(510)、蒸发器(520)和第二分隔壁蒸馏塔(DWC2 201)，其中，闪蒸器(510)连接至第五管线和第六管线，第五管线从闪蒸器(510)的顶部延伸至第二分隔壁蒸馏塔(DWC2 201)的入口，并且第六管线从闪蒸器(510)的底部延伸至蒸发器(520)的入口；和/或(ii)蒸发器(520)连接至第七管线和第三再循环管线，第七管线从蒸发器(520)的顶部延伸至第二分隔壁蒸馏塔(DWC2 201)的入口，并且第三再循环管线从蒸发器(520)的底部延伸至第一反应性蒸馏塔(210)的入口；和/或(iii)碳酸二烷基酯包括碳酸二甲酯；和/或(iv)碳酸二芳基酯包括碳酸二苯酯；和/或(v)芳香醇包括苯酚；和/或(vi)碳酸烷基芳基酯包括碳酸甲基苯基酯；和/或(vii)烷基醇包括甲醇；和/或(viii)碳酸二烷基酯是碳酸二甲酯，碳酸二芳基酯是碳酸二苯酯，芳香醇是苯酚，碳酸烷基芳基酯是碳酸甲基苯基酯，并且烷基醇是甲醇。
根据实施方式，上面描述的方法和装置由以下非限制性实施例进一步说明，对于建议的生产设施(例如，图3)，它们是部分基于计算机模拟的。
实施例
在这个实施例中，并且参考上面描述的图3，将从示例性DMC设备的塔160的顶部获得的包含35,389.8千克/小时(kg/h)(48.7wt％MeOH、45.0wt％DMC、5.3wt％水、0.6wt％甲缩醛、0.2wt％二甲醚和0.1wt％氯甲烷)的流412与从PMC生产塔210顶部获得的44,679.3kg/h(89.3wt％DMC和10.7wt％MeOH)(流5)混合。
将形成流5'的该混合的流进料至近大气压力下操作的、具体地以1.45巴(145kPa)操作的DWC1 200。分隔壁蒸馏塔DWC1 200包括以下各段：a)流入段以及b)排出段，均具有四十个塔板并且由垂直的壁分离，c)二十个塔板的上部塔段以及d)二十个塔板的下部塔段，e)冷凝器以及f)再沸器。
来自DWC1 200顶部馏出物的流速(流431)是31706.5kg/h，具有69.9wt％MeOH、29.0wt％DMC、20ppm水、0.7wt％甲缩醛、0.2wt％二甲醚和0.2wt％氯甲烷的组成。从DWC1 200的排出段、在这个段的第17个板处(自下至上的计数)提取16,606.5kg/h的侧线馏分(流416)，具有86.2wt％DMC、13.8wt％水和13ppmMeOH的组成。在倾析器610中倾析流416，并且拆分为两个相，有机相(流418)和水相(流421)。尤其是，流418(97.4wt％DMC、2.6wt％水和15ppmMeOH)中的14,705.9kg/h的有机相返回至DWC1 200的下部段的顶板。关于水相，将2,302.7kg/h(87.0wt％水、13.0wt％DMC和95ppm MeOH)送往蒸馏塔630(废水回收塔)。塔630清除1,900.6kg/h的100wt％水作为底部残余物，而402.1kg/h的74.4wt％DMC、25.6wt％水和539ppm MeOH在流424中被再循环回倾析器610。由流426，从DWC1 200的底部获得46,698.0kg/h的纯DMC(痕量的杂质)。流426被再循环并且进料至PMC生产塔210。
需要进一步指出的是，13,998.0kg/h的新鲜苯酚(流1)与38,327.7kg/h的酚再循环流(流16)(72.8wt％PhOH，26.9wt％DMC，0.1wt％MeOH，0.01wt％苯甲醚)混合并且预热至147℃。由流21，将从方法的纯化段704回收的2042.9kg/h的再循环的催化剂(66.3wt％四苯氧基钛催化剂，20.5wt％DPC，12.8wt％副产生的高沸点化合物(例如，具有大于DPC的沸点(不包含催化剂；如氧杂蒽酮、2-甲氧基苯酸苯酯，等)与新鲜的苯酚流(流1)合并并且在中间高度处进料至第一反应性蒸馏塔210。为了补偿由清除导致的催化剂损失，128kg/h的新鲜催化剂(34.3wt％四苯氧基钛催化剂，65.7wt％苯酚)通过流0连续地进料至催化剂再循环环路。
塔210包括在精馏段中的二十个蒸馏塔板以及在提馏段(strippingsection)中的具有0.7立方米(m3)滞留量的二十四个反应性塔板。具有5m3滞留量的釜式再沸器提供塔的加热。第一反应性蒸馏塔210也配备有冷凝器。温度和压力分布分别是，在再沸器中的241℃和5.1巴(510kPa)，以及在塔顶处的127℃和4.7巴(470kPa)。塔的回流比是1.55。
来自210的底部速率(流6)是56307.8kg/h，具有49.6wt％苯酚、32.6wt％PMC、8.7wt％DMC、6.0wt％DPC、2.5wt％四苯氧基钛催化剂、0.5wt％HBs、0.06wt％MeOH和0.04wt％苯甲醚的组成。从精馏段的第七板(从顶部计算)的液相提取4000.1kg/h的侧线馏分(流13)(91.3wt％DMC，7.2wt％苯甲醚，1.5wt％MeOH，0.01wt％PhOH)。将这个侧线馏分流(流13)进料至包括九个提馏板、冷凝器和再沸器的塔810的顶板。作为底部产物获得138kg/h的富含苯甲醚的流(流12)(99.9wt％烷基芳基醚(苯甲醚)、0.01wt％PhOH和0.1wt％DMC)并且丢弃，而从塔810作为馏出物获得3862kg/h(94.6wt％DMC、3.8wt％苯甲醚和1.6wt％MeOH)并且通过流14再循环回塔210的第七板。
来自210的底部产物(流6)和3,952.3kg/h的再循环PMC(流17)(94.6wt％PMC、4.2wt％PhOH和1.2wt％DMC)进料至PMC歧化反应在其底部段中发生的塔320。从其顶部馏出物获得的富含苯酚的流(流16)被再循环至塔210，而将21932.5kg/h(74.3wt％DPC、17.0wt％PMC、0.2wt％DMC、6.4wt％四苯氧基钛催化剂和1.2wt％HBs)通过流15送往闪蒸器510。在进料汽化器(闪蒸器)510中，16451.7kg/h(76.4wt％DPC、22.3wt％PMC、1.0wt％苯酚和0.3wt％DMC)被蒸发并且与5480.8kg/h的DPC、四苯氧基钛催化剂和一系列高沸点反应副产物的重流分离。
在520中进一步处理包含68wt％DPC的、来自510的底部产物的重流(流10)，其回收3,374.5kg/h的DPC(流9)。从520的底部，2106.3kg/h(流20)通过流21再循环回PMC生产塔(210)，其中，清除63.4kg/h的流20并且通过流22发往焚化炉W。从降膜式蒸发器(falling filmevaporator)(520)中回收的DPC被冷凝并且输送至DPC分隔壁蒸馏/纯化塔(DWC2 201)。DWC2 201包括以下段：a)流入段以及b)排出段，均具有十六个塔板并且由垂直的壁分离，c)八个塔板的上部塔段以及d)八个塔板的下部塔段，e)冷凝器，以及f)再沸器。
DWC2 201蒸馏的未反应的PMC，其通过流17再循环至320，而其底部产物是96.6kg/h的流(流25)，将其清除并且送往焚化炉W。15,777kg/h的纯的DPC(痕量的杂质)的侧线馏分(流24)提取自DWC2 201的排出段的第四板处(自下至上计数)。
除减少管道和工艺设备之外，与具有另外相同的设备和流速的其他设计相比，在本文中公开的实施方式可以节省例如大于或等于19％的中压和大于或等于20％的高压的蒸汽。例如，使用分隔壁蒸馏塔可以生产纯的DMC产物(痕量的杂质)，其可以减少需要的塔的数量，并且因此降低能量消耗和生产的总开支。例如，DMC1 200可以替换C410以及塔301和302，(与另外相同的系统相比(例如，没有另外的设备或其他设备的尺寸改变或流速，以补偿置换)。
一般而言，实施方式可以可替换地包括(例如，包括(include))在本文中公开的任何适当的组分，由其组成，或基本由其组成。可以另外地、或可替代地定制实施方式以便没有或基本上不含任何以现有技术组合使用的或此外对实现实施方式的功能和/或目的来说并非必需的组分、材料、配料、辅料或物质。
如本文所使用的，基于产物的总重量，痕量是小于0.01wt％的量。在此公开的所有范围都包含端点，并且端点彼此能够独立地组合(例如，“小于或等于25wt％，或者更具体地5wt％至20wt％”的范围包括端点和“5wt％至25wt％”等范围的所有中间值)。“组合”包括共混物、混合物、合金、反应产物等。此外，本文中的术语“第一”、“第二”等不表示任何顺序、数量、或重要性，而是用于区别一个要素与另一要素。除非本文指出或上下文明显矛盾，否则本文中的术语“一个(a)”和“一种(an)”以及“该(the)”不表示数量的限制，而应被解释为涵盖单数和复数。如本文中所用的后缀“s”旨在包括其修饰的术语的单数和复数两者，从而包括一个或多个该术语(例如，膜包括一个膜或者多个膜)。贯穿说明书提及“一个实施方式”、“另一个实施方式”、“一种实施方式”等，指与实施方式相关联描述的特别要素(例如，特征、结构和/或特性)包括在本文中所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它实施方式中。此外，应理解的是，所述要素可以以任何合适的形式组合在不同实施例中。
尽管已描述了特定的实施方式，但申请人或本领域技术人员可以想到目前无法预料或可能无法预料的替代、修改、变化、改进和实质等价物。因此，提交且可以修改的附加权利要求旨在包括所有这些替代、改变、变化、改进、以及实质等同物。

Claims (19)

1.一种用于在酯交换反应催化剂的存在下通过碳酸二烷基酯与芳香醇的反应生产碳酸二芳基酯的方法，包括：
由第一反应性蒸馏塔(210)生产包含碳酸二烷基酯和烷基醇的第一顶部流(5)；
将包含所述第一顶部流(5)的反应物流(5')引入第一分隔壁蒸馏塔(DWC1200)并且通过使用所述第一分隔壁蒸馏塔(DWC1200)分离混合物；
从所述第一反应性蒸馏塔(210)回收包含碳酸烷基芳基酯的第一底部流(6)；以及
将所述第一底部流(6)引入至第二反应性蒸馏塔(320)以生产包含碳酸二芳基酯的第二底部流(15)。
2.根据权利要求1所述的方法，包括：
从所述第二反应性蒸馏塔(320)回收包含碳酸二芳基酯和碳酸烷基芳基酯的第二底部流(15)，以及包含芳香醇和碳酸二烷基酯的第二顶部流(16)，并且将所述第二顶部流(16)再循环至所述第一反应性蒸馏塔(210)；
从第一精馏塔(810)回收包含烷基芳基醚的第三底部流(12)以及包含碳酸二烷基酯和烷基醇的第三顶部流(14)，并且将所述第三顶部流(14)再循环至所述第一反应性蒸馏塔(210)；
从所述第一分隔壁蒸馏塔(DWC1200)回收共沸混合物第四顶部流(431)，并且将所述共沸混合物第四顶部流(431)再循环至粗产物分离塔(160)；以及
从所述第一分隔壁蒸馏塔(DWC1200)回收碳酸二烷基酯再循环流/第四底部流(426)并且将所述碳酸二烷基酯再循环流(426)再循环至所述第一反应性蒸馏塔(210)。
3.根据权利要求2所述的方法，进一步包括：
将所述第二底部流(15)引入闪蒸器(510)；
从所述闪蒸器(510)回收包含催化剂和碳酸二芳基酯的第五底部流(10)以及包含碳酸二芳基酯、碳酸烷基芳基酯和芳香醇的第五顶部流(9)；
将所述第五底部流(10)引入蒸发器(520)；以及
从所述蒸发器(520)回收包含碳酸二芳基酯的第六顶部流(11)以及包含所述催化剂和碳酸二芳基酯的第六底部流(20)，并且将所述催化剂再循环至第一反应性蒸馏塔(210)。
4.根据权利要求3所述的方法，进一步包括：
将所述第六顶部流(11)引入第二分隔壁蒸馏塔(DWC2201)；
从所述第二分隔壁蒸馏塔(DWC2201)回收包含未反应的碳酸芳基烷基酯和芳香醇的第七顶部流(17)，并且将所述第七顶部流(17)再循环至第二反应性蒸馏塔(320)；以及
从所述第二分隔壁蒸馏塔(DWC2201)回收包含碳酸二芳基酯的产物流(24)。
5.根据权利要求1-4中任一项所述的方法，包括：
从所述第一分隔壁蒸馏塔(DWC1200)回收包含碳酸二烷基酯、水和烷醇的第二流(416)，并且将所述第二流(416)引入至倾析器(610)；以及
从所述倾析器(610)回收包含碳酸二烷基酯的第三流(418)，并且将所述第三流(418)再循环至所述第一分隔壁蒸馏塔(DWC1200)。
6.根据权利要求5所述的方法，包括：
从所述倾析器(610)回收包含水、烷醇和碳酸二烷基酯的第四流(421)；
将所述第四流(421)引入至水回收蒸馏塔(630)；
从所述水回收蒸馏塔(630)回收包含水、烷醇和碳酸二烷基酯的第五流(424)，以及包含水的第六蒸汽(422)；并且将所述第五流(424)再循环至所述倾析器(610)。
7.根据权利要求1-6中任一项所述的方法，其中，所述碳酸二烷基酯包括碳酸二甲酯，所述烷基醇包括甲醇，所述碳酸二烷基酯再循环流(426)包含纯化的碳酸二甲酯与痕量的杂质，所述芳香醇包括苯酚，并且所述碳酸烷基芳基酯包括碳酸甲基苯基酯。
8.根据权利要求1-7中任一项所述的方法，其中，所述第一反应性蒸馏塔(210)维持在120℃至250℃的温度，并且所述第一反应性蒸馏塔(210)的顶部维持在4至6巴(400至600kPa)的压力。
9.根据权利要求1-8中任一项所述的方法，其中，所述第二反应性蒸馏塔(320)维持在140℃至240℃的温度，并且所述第二反应性蒸馏塔(320)的顶部维持在0.2至0.9巴(20至90kPa)的压力。
10.根据权利要求1-9中任一项所述的方法，其中，所述第一精馏塔(810)维持在100℃至190℃的温度，并且所述塔(810)的顶部维持1至3巴(100至300kPa)的压力。
11.根据权利要求1-10中任一项所述的方法，其中，所述第一分隔壁蒸馏塔(DWC1200)维持在60℃至140℃温度，并且所述塔(200)的顶部维持1.2至3巴(120至300kPa)的压力。
12.根据权利要求1-11中任一项所述的方法，其中，所述第二分隔壁蒸馏塔(DWC2201)维持在70℃至210℃温度，并且所述塔(201)的顶部维持10至50毫巴(1至5kPa)的压力。
13.根据权利要求1-12中任一项所述的方法，其中，所述反应物流(5')进一步包括流出反应物流(412)，所述流出反应物流(412)离开碳酸二烷基酯生产单元中的粗产物分离塔(160)并且所述流出反应物流(412)包含碳酸二烷基酯、烷基醇和水。
14.根据权利要求1-13中任一项所述的方法，进一步包括从所述第一反应性蒸馏塔(210)回收包含碳酸二烷基酯的第一侧线流(13)，并且将所述第一侧线流(13)引入第一精馏塔(810)。
15.根据权利要求1-14中任一项所述的方法，进一步包括将所述第二底部流(15)引入纯化段(704)而不通过另一个反应性蒸馏塔。
16.一种用于在酯交换反应催化剂的存在下通过碳酸二烷基酯与芳香醇的反应连续生产碳酸二芳基酯的装置，所述装置包括：第一反应性蒸馏塔(210)、第二反应性蒸馏塔(320)、第一精馏塔(810)、第一分隔壁蒸馏塔(DWC1200)以及用于输送反应物和产物流的多个管线；
其中，所述第一反应性蒸馏塔(210)连接至用于引入反应物的输入管线，并且连接至第一输送管线、第二输送管线和第三输送管线，所述第一输送管线从所述第一反应性蒸馏塔(210)的顶部延伸至所述第一分隔壁蒸馏塔(DWC1200)的入口，所述第二输送管线从所述第一反应性蒸馏塔(210)的底部延伸至所述第二反应性蒸馏塔(320)的入口而不通过另一个反应性蒸馏塔，并且所述第三输送管线从所述第一反应性蒸馏塔(210)的侧部延伸至所述第一精馏塔(810)的入口；
其中，所述第二反应性蒸馏塔(320)连接至从所述第二反应性蒸馏塔(320)的顶部延伸至所述第一反应性蒸馏塔(210)的入口的第一再循环管线，以及从所述第二反应性蒸馏塔(320)的底部延伸用于提供碳酸二芳基酯的第一产物管线；
其中，所述第一精馏塔(810)连接至第四输送管线，所述第四输送管线从所述第一精馏塔(810)的顶部延伸至所述第一反应性蒸馏塔(210)的入口；并且
其中，所述第一分隔壁蒸馏塔(DWC1200)连接至从所述第一分隔壁蒸馏塔(DWC1200)的顶部通过粗产物分离塔(160)延伸至所述第一反应性蒸馏塔(210)入口的用于提供碳酸二烷基酯/烷基醇共沸混合物的第二产物管线，以及从所述第一分隔壁蒸馏塔(DWC1200)的底部延伸至所述第一反应性蒸馏塔(210)的入口的第二再循环管线。
17.根据权利要求16所述的装置，进一步包括闪蒸器(510)、蒸发器(520)和第二分隔壁蒸馏塔(DWC2201)，其中：
所述闪蒸器(510)连接至第五管线和第六管线，所述第五管线从所述闪蒸器(510)的顶部延伸至所述第二分隔壁蒸馏塔(DWC2201)的入口，并且所述第六管线从所述闪蒸器(510)的底部延伸至所述蒸发器(520)的入口。
18.根据权利要求17所述的装置，其中，所述蒸发器(520)连接至第七管线和第三再循环管线，所述第七管线从所述蒸发器(520)的顶部延伸至所述第二分隔壁蒸馏塔(DWC2201)的入口，并且所述第三再循环管线从所述蒸发器(520)的底部延伸至所述第一反应性蒸馏塔(210)的入口。
19.根据权利要求16-18中任一项所述的装置，其中，所述碳酸二烷基酯包括碳酸二甲酯，所述碳酸二芳基酯包括碳酸二苯酯，所述芳香醇包括苯酚，所述碳酸烷基芳基酯包括碳酸甲基苯基酯，并且所述烷基醇包括甲醇。
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Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN105669451A (zh) * 2015-12-31 2016-06-15 天津中福工程技术有限公司 一种用于电池级碳酸二甲酯的隔壁热耦合精馏方法及设备
CN107428670A (zh) * 2015-03-23 2017-12-01 沙特基础工业全球技术有限公司 用于生产碳酸芳基酯的整合的方法和装置
CN107428669A (zh) * 2015-03-23 2017-12-01 沙特基础工业全球技术有限公司 用于生产碳酸芳基酯的整合的方法和装置
CN107820520A (zh) * 2015-06-30 2018-03-20 国际壳牌研究有限公司 用于去除化学设备的油污的方法

Families Citing this family (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US10100131B2 (en) 2014-08-27 2018-10-16 The Board Of Trustees Of The University Of Alabama Chemical pulping of chitinous biomass for chitin
CN105418430A (zh) * 2015-12-16 2016-03-23 东营市海科新源化工有限责任公司 一种用于间歇精馏生产高纯度碳酸二甲酯的装置及方法
US10927191B2 (en) 2017-01-06 2021-02-23 The Board Of Trustees Of The University Of Alabama Coagulation of chitin from ionic liquid solutions using kosmotropic salts
WO2018236445A2 (en) 2017-03-24 2018-12-27 The Board Of Trustees Of The University Of Alabama METALLIC-CHITIN PARTICLE COMPOSITE MATERIALS AND METHODS OF MAKING SAME
CN110845334B (zh) * 2019-11-15 2022-04-22 胜华新能源科技(东营)有限公司 用碳酸二甲酯和乙醇生产电池级碳酸甲乙酯的装置及方法
CN114931923B (zh) * 2022-06-07 2023-07-07 中建安装集团有限公司 一种利用dpc反应塔塔顶蒸汽余热生产甲醇钠的方法及系统

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1809522A (zh) * 2003-06-26 2006-07-26 通用电气公司 生产烷基芳基醚和碳酸二芳基酯的方法和装置
US20090137832A1 (en) * 2007-11-20 2009-05-28 Bayer Materialscience Ag Processes for purifying diaryl carbonates
US20100010252A1 (en) * 2008-06-21 2010-01-14 Bayer Materialscience Ag Process for preparing diaryl carbonates from dialkyl carbonates
US20100261928A1 (en) * 2009-04-08 2010-10-14 Bayer Materialscience Ag Process for preparing diaryl carbonates or alkyl aryl carbonates from dialkyl carbonates
US20120101247A1 (en) * 2010-10-08 2012-04-26 Bayer Materialscience Ag Process for preparing diaryl carbonates from dialkyl carbonates

Family Cites Families (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP0461274B1 (en) 1989-12-28 1994-06-15 Asahi Kasei Kogyo Kabushiki Kaisha Process for continuously producing aromatic carbonate
DE4226756A1 (de) 1992-08-13 1994-02-17 Bayer Ag Verfahren zur Herstellung von Dicarbonaten
IT1282363B1 (it) 1996-01-16 1998-03-20 Enichem Spa Procedimento continuo per la preparazione di fenil metil carbonato
JP3541672B2 (ja) 1998-04-21 2004-07-14 松下電器産業株式会社 垂直偏向回路、カラー受像管装置
US6294684B1 (en) 1999-12-08 2001-09-25 General Electric Company Method and apparatus for the continuous production of diaryl carbonates
US6784277B2 (en) 2001-08-14 2004-08-31 General Electric Company Method for preparing a dialkyl carbonate, and its use in the preparation of diaryl carbonates and polycarbonates

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1809522A (zh) * 2003-06-26 2006-07-26 通用电气公司 生产烷基芳基醚和碳酸二芳基酯的方法和装置
US20090137832A1 (en) * 2007-11-20 2009-05-28 Bayer Materialscience Ag Processes for purifying diaryl carbonates
US20100010252A1 (en) * 2008-06-21 2010-01-14 Bayer Materialscience Ag Process for preparing diaryl carbonates from dialkyl carbonates
US20100261928A1 (en) * 2009-04-08 2010-10-14 Bayer Materialscience Ag Process for preparing diaryl carbonates or alkyl aryl carbonates from dialkyl carbonates
US20120101247A1 (en) * 2010-10-08 2012-04-26 Bayer Materialscience Ag Process for preparing diaryl carbonates from dialkyl carbonates

Cited By (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN107428670A (zh) * 2015-03-23 2017-12-01 沙特基础工业全球技术有限公司 用于生产碳酸芳基酯的整合的方法和装置
CN107428669A (zh) * 2015-03-23 2017-12-01 沙特基础工业全球技术有限公司 用于生产碳酸芳基酯的整合的方法和装置
CN107820520A (zh) * 2015-06-30 2018-03-20 国际壳牌研究有限公司 用于去除化学设备的油污的方法
CN107820520B (zh) * 2015-06-30 2019-07-19 国际壳牌研究有限公司 用于去除化学设备的油污的方法
CN105669451A (zh) * 2015-12-31 2016-06-15 天津中福工程技术有限公司 一种用于电池级碳酸二甲酯的隔壁热耦合精馏方法及设备

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