CN109843842A - 乙二醇醚的制备方法 - Google Patents

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Abstract

一种通过以下步骤制备乙二醇醚的方法：提供包含三乙二醇醚、四乙二醇醚和乙二醇醚催化剂的二乙二醇醚塔底物混合物；在汽提塔中，将所述塔底物混合物分离成三乙二醇醚蒸气顶部馏出物和液体底物；在蒸发器中，将所述液体底物分离成含有约80％至约90％四乙二醇醚的残余物和包含至少约60％四乙二醇醚的蒸发器顶部馏出物。

Description

乙二醇醚的制备方法
相关申请的交叉引用
本发明要求2016年8月9日提交的美国临时专利申请号62/372,649的权益，所述美国临时专利申请的全部公开内容通过引用并入本文。
技术领域
本发明涉及通过更好地回收四乙二醇醚来提高乙二醇醚(glycol ether)工艺的总收率的方法。
背景技术
环氧乙烷和醇之间的反应产物乙二醇醚自20世纪30年代以来一直是众所周知的工业化学品，但直到20世纪70年代它们才开始广泛使用。乙二醇醚是兼具醇和醚官能团的烃类，使其成为一种用途广泛且广泛使用的工业化学品，在许多不同的产品领域具有广泛的应用。因为它们是极性分子并且具有醇和醚官能团的强氢键合特性，所以乙二醇醚可混溶于水和有机溶剂中。这种双重功能使乙二醇醚具有溶解多种化学品的独特能力，因此乙二醇醚通常在工业过程和制造中用作溶剂，以及在水基涂料、涂层和清洁溶液中用作稀释剂和流变改性剂。包含较长链醇的乙二醇醚可混溶于非极性有机化合物和油类中并能够溶解所述非极性有机化合物和油类，因此可在许多其他工业应用用作例如着色剂、增塑剂和润滑剂。
历史上，最常选择甲醇用于与环氧乙烷的反应，并且所得的单乙二醇甲基醚和二乙二醇甲基醚占据了二醇醚市场的最大部分。然而，近年来，由丁醇和环氧乙烷的反应制备的乙二醇丁醚及其较高分子量的同系物因其用作溶剂、工业化学品和化学中间体而变得特别受关注。事实上，自20世纪70年代以来，这种丁基族的乙二醇醚的生产比许多其他族类的乙二醇醚增长得更快，因环境和健康原因取代了其他溶剂产品。(参见P.de Ketttenis,Historic and Current use of glycol ethers:a picture of change,ToxicologyLetters,156,5–11(2005).doi:10.1016j.toxlet.2003.12.076).
鉴于这些乙二醇醚化学族类的重要性日益增加，已经有必要确保持续的工艺开发和改进以使工艺经济性和效率最大化。例如，历史上教导了乙二醇醚制造工艺应该经设计和操作以使单乙二醇醚和二乙二醇醚的制备最大化而不具有更高分子量的产物。因此，美国专利号3,935,279教导了虽然单乙二醇醚和二乙二醇醚具有经济价值并且它们的产量应该最大化，但是更高分子量的同系物，如三乙二醇醚和四乙二醇醚基本上是要处理的废产物。
然而，随着乙二醇醚产品的重要性增加，简单地处理大量制造的产物变得越来越不可取，特别是因为这些较高分子量的同系物，如三乙二醇醚和四乙二醇醚具有价值并在高沸点应用中特别有用。因此，对提高较高分子量乙二醇醚回收率的工艺的改进不仅可以提高重质产物的回收率，而且可以提高该工艺本身的总收率。
因此，本领域一直需要一种乙二醇醚方法，其中在该方法中回收适量的较高分子量的同系物，尤其是四乙二醇醚。
发明内容
本发明涉及一种制备乙二醇醚的方法，其包括以下步骤：(a)提供包含三乙二醇醚、四乙二醇醚和乙二醇醚催化剂的二乙二醇醚塔底物混合物；(b)在汽提塔中分离成纯三乙二醇醚液体顶部馏出物和液体底物；(c)在蒸发器中，将所述液体底物分离成含有约80％至约90％四乙二醇醚以及废催化剂的残余物，和包含至少约60％四乙二醇醚的蒸发器顶部馏出物。
附图说明
当结合附图阅读时，将更好地理解前述发明内容以及本发明的优选实施方式的以下详细描述。出于说明本发明的目的，在附图中示出了目前优选的实施方式。然而，应该理解，本发明不限于所示的精确布置和手段。
在附图中：
图1-3是根据本发明的用于制备乙二醇醚的方法实施方式的示意性流程图。
具体实施方式
除非另有说明，否则本文针对乙二醇丁醚所用的所有份数、百分比和比率均以重量表示。所有压强都是绝对的。本文引用的所有文献均通过引用并入。
乙二醇醚在商业上通过环氧乙烷与醇的催化反应制造。环氧乙烷还可以直接与单乙二醇醚和更高级的同系物反应形成二乙二醇醚、三乙二醇醚和四乙二醇醚和更高级的同系物。尽管对可以制备的分子链的大小没有理论限制，但是作为本专利申请的主要焦点的四乙二醇醚通常是获得的最高级同系物。
形成乙二醇单醚和更高分子量同系物的环氧乙烷与醇的反应受许多参数控制，第一个参数是催化剂的使用。催化剂通常是均相碱催化剂，例如碱金属醇盐，优选碱金属氢氧化物，更优选氢氧化钾。虽然催化剂对反应的动力学和选择性具有有益的影响，但是它提出一个问题，即催化剂必须与较高分子量的反应产物分离。在分离塔(下文讨论)中将催化剂与单乙二醇醚和二乙二醇醚分离，因为产物从塔顶取出，而催化剂在塔底物中离开所述塔。然而，对于较高分子量的产物，这种分离变得更加困难。结果，在现有技术的乙二醇醚方法中，通常不能回收较重的反应产物，尤其是四乙二醇醚。通过本发明，开发了一种允许回收四乙二醇醚的方法。
影响环氧乙烷与醇的反应的第二个参数是环氧乙烷与醇的摩尔比率—随着该比率增加，将产生更多的二乙二醇醚和更高级的同系物：典型的浓度将是二乙二醇醚18％至22％，三乙二醇醚4％至9％，四乙二醇醚0.5％至1.5％。类似地，将单乙二醇醚再循环回反应器减少了单乙二醇醚的量，同时增加了二乙二醇醚和其它高级同系物的量。
可以选择任何合适的醇用于与环氧乙烷的初始反应；特别优选的是甲醇、乙醇和丁醇。
在制造乙二醇醚的常规方法(未示出)中，通过使环氧乙烷与醇在一个或多个乙二醇醚反应器中反应，制备于无水液相中的乙二醇醚。在存在过量的醇的情况下，如上所述，取决于醇与环氧乙烷的比率，几乎所有的环氧乙烷都会发生反应，并且单乙二醇醚回到反应器中的再循环的存在将产生单乙二醇醚、二乙二醇醚、三乙二醇醚和四乙二醇醚的特定的产物混合物。然后将反应器流出物从乙二醇醚反应器送至醇再循环塔，其中醇在塔顶馏出并再循环至乙二醇醚反应器。然后将来自醇再循环塔的底物(包含上述乙二醇醚的产物混合物以及催化剂和其它重质物)送至单乙二醇醚塔，在这里蒸馏出单乙二醇醚，并将高纯度单乙二醇醚作为侧流液体抽出并送入产物储存器；而将来自单乙二醇醚塔的底部产物(包括二乙二醇醚、较重的乙二醇醚和催化剂)送至二乙二醇醚塔。在二乙二醇醚塔这里，蒸馏出二乙二醇醚，并将高纯度的二乙二醇醚作为侧流抽出并送至产物储存器。再次对来自二乙二醇醚塔的底物重复该过程，所述底物被送至三乙二醇醚塔。
图1显示了三乙二醇醚汽提塔5，其保持在约10mm Hg至约25mm Hg的相对真空压力下。塔底温度在约185℃至约195℃之间。三乙二醇醚塔优选含有填料作为其内部构件(internals)。将上述来自二乙二醇醚塔的底物作为流1提供给三乙二醇醚塔5。纯化的三乙二醇醚被蒸馏出，并作为富三乙二醇醚液体侧流10被送至产物储存器(未示出)。
在现有技术方法中，则将来自三乙二醇醚塔的液体底物(主要包含四乙二醇醚和三乙二醇醚)吹扫并用作燃料或进行处理。这是因为在本发明之前难以回收四乙二醇醚。但是，将这种材料用于燃料或以其他方式处理所述材料表示具有经济价值的材料的损失。通过本发明，已经开发了允许回收这种有价值材料的工艺方案。
因此，在本发明中，将包含大约40至60％四乙二醇醚和40％至60％三乙二醇醚的液体底物流15送至蒸发器20，其中一部分底物流15作为再沸器侧流25转移到相邻的再沸器以提供沸腾作用。优选地，蒸发器20是刮膜(wiped film)蒸发器，其中驱动马达使转子在设置有热夹套的圆柱形蒸发器壳体内转动。供给蒸发器的液态底物流沿内径蒸发器逐渐向下旋转，其中刮膜蒸发器壳体与热夹套中的加热介质保持恒定的热接触。对于这种应用，优选刮膜蒸发器，这是因为所述蒸发器保持在约3mm Hg和约5mm Hg之间的低压，还因为由于不仅存在四乙二醇醚，还存在另外的粘度赋予组分(如废催化剂)，蒸发器的内容物相对粘稠。
蒸发器20保持在高温和(与相邻的冷凝器一起)低压，以最大程度地从提供给蒸发器的四乙二醇醚底物流15中蒸馏出四乙二醇醚以产生蒸发器顶部馏出物35，其含有至少约60％的四乙二醇醚，余量包括三乙二醇醚和更重的乙二醇醚同系物。优选地，在蒸发器中，温度保持在约160℃至约170℃之间。所得底物残余流30包含介于约80％和约90％之间的四乙二醇醚、5％至15％的三乙二醇醚以及废催化剂和较重的乙二醇醚同系物。通常，这种底物产物(其乙二醇醚组分可占总产量的0.25至1.75wt％)将被处理或燃烧用于燃料或热量，但是通过本发明，这种保留的乙二醇醚产物可以回收并且作为产品销售。
蒸发器顶部馏出物35通过小压差从蒸发器流到冷凝器40；蒸发器和冷凝器优选地作为同一喷射器系统的一部分连通地操作，以便通过喷射器系统从蒸发器到冷凝器抽真空来保持这两个单元中的低压。将得到的冷凝流45分成再循环流50和产物蒸汽55。再循环流50作为回流送回三乙二醇醚塔5。从该过程中取出产物流55并送至四乙二醇产物储存器。该产物蒸汽55的组成与蒸发器顶部馏出物35相同。再次，与从蒸发器20的底物回收的残余流30一样，这种回收的四乙二醇醚即使其具有相对低的纯度，但仍然代表具有货币价值的产物，而在本发明之前所述产物只是简单地燃烧用于燃料或处理掉。
送回三乙二醇醚塔5的再循环流50与作为产物流50并从工艺回路中除去的量的比率由温度控制器(未示出)调节以确保三乙二醇醚塔5的操作温度保持在上述温度范围内。随着产物流55与再循环流50的体积比增加，三乙二醇醚塔5中的温度趋于增加；因此，温度控制器将起到维持产物流55与再循环流50的相对流的作用以使三乙二醇醚塔5保持在约185℃至约195℃的温度范围内。
在第二实施方式中，上述方法在某种程度上如图2所示进行了修改。该第二实施方式允许生产与实施方式1中制备的相比纯度增加的四乙二醇醚。第二实施方式的功能类似于第一实施方式(在相同的温度和压强范围内操作)，不同的是，产品流55没有立即回收，而是被送到与蒸发器20串联连通的第二蒸发器60中。与第一实施方式中一样，在该实施方式中，流45被分为产物蒸汽55和再循环流50以将三乙二醇塔5保持在上述约185℃至约195℃的温度内。
第二蒸发器60优选是降膜(falling film)蒸发器。第二蒸发器60优选在约160℃至约170℃的温度和约2mm Hg至约3mm Hg的压强下操作。在第二蒸发器60中，在第二蒸发器的底部形成产物底物溶液。将该产物溶液作为液体底物流65，然后与来自蒸发器鼓83的鼓冷凝流67合并以形成冷凝物-产物溶液流70，然后将其泵送至接合部A处。冷凝物-产物溶液流包括约70％至约80％的四乙二醇醚。在接合部A处，冷凝物-产物溶液流70被分开并且冷凝物-产物溶液流的一部分作为回流71返回到第二蒸发器60，而另一部分作为中等纯度的四乙二醇醚通过管75从该工艺中排出。这种产物溶液具有与上述冷凝物-产物溶液流相同的组成。同样，在本发明之前，这种具有重大经济价值的有价值产品将被简单地处理掉。
第二蒸发器60中较易挥发的组分作为气相与液体底物组分分离，并作为第二蒸发器蒸气侧流80送至蒸发器鼓83。在蒸发器鼓中，在蒸发器鼓的底部形成较重组分的冷凝物。蒸发器鼓上的液位控制器(未示出)调节蒸发器鼓83的底部中的冷凝物水平，其中液位控制器调节中等纯度四乙二醇醚产物溶液75的流量。蒸发器鼓蒸气顶部流85流回冷凝器40。
在第三实施方式中，第一实施方式如图3所示进行修改。该第三实施方式允许生产高纯度的四乙二醇醚。该第三实施方式的功能类似于第一实施方式(在相同的温度和压强范围内操作)，不同的是，蒸发器顶部馏出物35没有立即回收，而是被送至四乙二醇醚汽提塔90进行第二次汽提，如图3所示。四乙二醇醚塔90在约2mm Hg至约5mm Hg的压强和约150℃至约160℃的温度下操作。塔底物作为四乙二醇醚汽提塔底物流120，其含有至少约90％的四乙二醇醚。然后将流120分成送至再沸器135的返回流125和高纯度产物流130。该高纯度产物流具有与四乙二醇醚汽提塔底物流120相同的组成。在本发明之前，这种材料也是不会被回收的。
来自四乙二醇醚汽提塔90的顶部蒸气通过小压差流动通过导管93到冷凝器95中，冷凝器95优选保持在约2mm Hg至约3mm Hg的近真空压力下。优选地，四乙二醇醚塔和冷凝器作为同一喷射器系统的一部分连通操作，以便通过喷射器系统从四乙二醇醚塔到冷凝器抽近真空来保持这两个单元中的低压。然后将冷凝物作为流105泵送，其中将其分成第一部分110和第二部分115，所述第一部分110作为回流物流送至四乙二醇醚塔90，而所述第二部分115作为回流返回三乙二醇醚塔5。
三乙二醇醚塔5、四乙二醇醚塔90，以及第一蒸发器20和第二蒸发器60构造成便于紧密的气液接触，并且除了上面指定的优选装置20和60之外，还可以接受实现这一点的任何合适的布置或配置。塔的内部构件可以选自结构化的填料布置。
环氧乙烷生产
环氧乙烷通过在环氧乙烷(“环氧化”)催化剂(在下文更详细地描述)的存在下使含氧气体与烯烃，优选乙烯连续接触来生产。氧可以以基本上纯的分子形式或以诸如空气之类的混合物提供到反应中。举例来说，在操作条件下的典型反应物进料混合物可以含有约0.5％至约45％，优选约5％至约43％的乙烯和约3％至约15％的氧，余量包括相对惰性的材料，包含诸如二氧化碳、水、惰性气体、其他烃类和本文所述的反应调节剂之类的物质。惰性气体的非限制性示例包括氮气、氩气、氦气及其混合物。其他烃类的非限制性示例包括甲烷、乙烷、丙烷及其混合物。二氧化碳和水是环氧化工艺的副产物。两者都对催化剂有不利影响，因此这些组分的浓度通常保持在最低限度。
如前所述，反应中还存在一种或多种氯化物缓和剂。其非限制性示例包括含有机卤素的化合物，例如C1至C8卤代烃；特别优选的是含氯的缓和剂，例如氯甲烷、氯乙烷、二氯乙烷、氯乙烯或其混合物。控制氯化物浓度水平对含铼催化剂尤为重要。
乙烯环氧化工艺的常用方法包括在固定床管式反应器中，在环氧化催化剂(将在下文中更详细地定义)的存在下，用分子氧对乙烯进行气相氧化。常规的商业固定床乙烯-氧化物反应器通常为填充有催化剂的O.D.为大约20至70mm、I.D.为15至65mm并且5-16米长的多个平行细长管(在合适的壳体中)的形式。这种反应器包括允许烯烃氧化物、未使用的反应物和副产物离开反应室的反应器出口。
在本发明中与醇反应的环氧乙烷可以由OSBL提供，或者可以通过在同一化学络合物中与乙二醇醚工艺整合的环氧乙烷工艺提供。
环氧化催化剂
可用于本发明的环氧化催化剂包括银基环氧化催化剂，其具有大于83摩尔％的选择性。可用于本发明的银基环氧化催化剂包括载体，以及至少催化有效量的银或含银化合物；任选存在的还有促进量的铼或含铼化合物；任选存在的还有促进量的一种或多种碱金属或含碱金属的化合物。在本申请的一个实施方式中，可以使用的环氧化催化剂是银基含铼的环氧化催化剂，其还可以包括一种或多种另外的促进剂。本发明中使用的载体可选自可以是多孔的并且可以提供优选的孔结构的大量的固体耐火载体。众所周知，氧化铝可用作烯烃环氧化的催化剂载体并且是优选的载体。
无论所使用的载体的特性如何，它通常被成形为颗粒、块状、片状、丸状、环状、球状、车轮状、交叉分隔的空心圆柱状等，其尺寸适合于在固定床环氧化反应器中采用。载体颗粒具有优选地在约3mm至约12mm的范围内，更优选地在约5mm至约10mm的范围内的当量直径。当量直径是具有与所采用的载体颗粒相同的外表面(即，忽略颗粒孔内的表面)与体积比的球体的直径。
为了生产用于将烯烃氧化成烯烃氧化物的催化剂，具有上述特征的载体则在其表面上提供有催化有效量的银。通过用溶解在足以使银前体化合物沉积在载体上的合适溶剂中的银化合物、络合物或盐浸渍载体来制备催化剂。优选地，使用银水溶液。
在本发明的一些实施方式中，促进量的铼组分(其可以是含铼的化合物或含铼的络合物)也可以在沉积银之前、同时或之后沉积在载体上。铼促进剂可以基于包含载体的总催化剂的重量，以约0.001重量％至约1重量％，优选地约0.005重量％至约0.5重量％，更优选地约0.01重量％至约0.1重量％的量存在，以铼金属表示。
也可以在沉积银之前、同时或之后沉积在载体上的其它组分和铼(如果存在的话)是促进量的碱金属或两种或更多种碱金属的混合物，以及任选的促进量的IIA族碱土金属组分或两种或更多种IIA族碱土金属组分的混合物，和/或过渡金属组分或两种或更多种过渡金属组分的混合物，所有这些都可以是溶解在适当溶剂中的金属离子、金属化合物、金属络合物和/或金属盐的形式。载体可以与各种催化剂促进剂同时或以分开的步骤浸渍。载体、银、碱金属促进剂、任选的铼组分和任选的额外促进剂的特定组合将提供相对于银和载体的没有或仅有一种促进剂的相同组合的一种或多种催化性质的改善。
如本文所用，术语催化剂的某一组分的“促进量”是指与不含该组分的催化剂相比，该组分有效地改善催化剂的催化性能的量。当然，所采用的确切浓度将取决于所需的银含量、载体的性质、液体的粘度和用于将促进剂递送到浸渍溶液中的特定化合物的溶解度等因素。催化性质的示例包括可操作性(抗失控性)、选择性、活性、转化率、稳定性和产率，以及其它催化性质。本领域技术人员理解的是，一种或多种独特的催化性能可以通过“促进量”来增强，而其他催化性能可以增强或不增强甚或可以减少。
合适的碱金属促进剂可以选自锂、钠、钾、铷、铯或其组合，优选铯，特别优选铯与其它碱金属的组合。沉积或存在于载体上的碱金属的量是促进量。优选地，该量的范围为以总催化剂重量计约10ppm至约3000ppm，更优选约15ppm至约2000ppm，测量为金属。
合适的碱土金属促进剂包括来自元素周期表IIA族的元素，其可以是铍、镁、钙、锶和钡或其组合。可存在的优选过渡金属包括钼、钨、铬、钛、铪、锆、钒、钽、铌或其组合。
沉积在载体上的碱土金属促进剂和/或过渡金属促进剂的量是促进量。过渡金属促进剂通常可以以约0.1微摩尔/克至约10微摩尔/克的量存在。催化剂可以进一步包含促进量的一种或多种硫化合物、一种或多种磷化合物、一种或多种硼化合物、一种或多种含卤素化合物或其组合。
用于浸渍载体的银溶液还可以包含任选的溶剂或络合/增溶剂，例如本领域已知的那些。可以采用多种溶剂或络合/增溶剂将银溶解到浸渍介质中的所需浓度。有用的络合/增溶剂包括胺、氨、草酸、乳酸及其组合。胺包括具有1至5个碳原子的亚烷基二胺。在一个优选的实施方式中，溶液包含草酸银和乙二胺的水溶液。络合/增溶剂在浸渍溶液中的存在量为每摩尔银约0.1至约5.0摩尔，优选每摩尔银约0.2至约4.0摩尔，更优选每摩尔银约0.3至约3.0摩尔。
当使用溶剂时，它可以是有机溶剂或水，并且可以是极性的或基本上或完全非极性的。通常，溶剂应具有足以溶解溶液组分的溶剂化能力。同时，优选的是，选择溶剂以避免对溶剂化的促进剂产生不适当的影响或与溶剂化的促进剂相互作用。每分子具有1至约8个碳原子的有机基溶剂是优选的。可以使用几种有机溶剂的混合物或有机溶剂与水的混合物，条件是这种混合溶剂如本文所需起作用。
浸渍溶液中银浓度的范围通常为约0.1重量％至所采用的特定溶剂/增溶剂组合所提供的最大溶解度。通常非常适合采用含有0.5重量％至约45重量％银的溶液，其中优选浓度从5重量％到35重量％的银。
使用任何常规方法实现所选载体的浸渍；例如，过量的溶液浸渍、初湿含浸、喷涂等。通常，使载体材料与含银溶液接触，直到载体吸收足够量的溶液。优选地，用于浸渍多孔载体的含银溶液的量不超过填充载体孔隙所需的量。可以部分地根据溶液中银组分的浓度，使用单次浸渍或一系列浸渍，进行或不进行中间干燥。浸渍程序描述于例如美国专利号4,761,394、4,766,105、4,908,343、5,057,481、5,187,140、5,102,848、5,011,807、5,099,041和5,407,888中。可以采用各种促进剂的已知现有预沉积、共沉积和后沉积程序。
在用含银化合物(即银前体)、任选的促进剂(例如铼和/或碱金属)浸渍载体后，将浸渍的载体煅烧足够的时间以将含银化合物转化成活性银物质并从浸渍的载体中除去挥发性组分以产生催化剂前体。煅烧可以通过，优选以渐进的速率，在范围从约0.5至约35巴的压力下将浸渍的载体加热至范围从约200℃至约600℃的温度来完成。通常，温度越高，所需的加热时间越短。本领域已经提出了各种各样的加热时间；例如，美国专利号3,563,914公开了加热少于300秒，而美国专利号3,702,259公开了在100℃至375℃的温度下加热2至8小时，通常持续约0.5至约8小时。然而，唯一重要的是，加热时间与温度相关，使得基本上所有包含的银转化为活性银物质。为此目的可以使用连续或逐步加热。
在煅烧期间，浸渍的载体可以暴露于包含惰性气体或惰性气体与约10ppm至21体积％的含氧氧化组分的混合物的气体气氛中。出于本发明的目的，惰性气体定义为在选择用于煅烧的条件下基本上不与催化剂或催化剂前体反应的气体。关于催化剂制造的进一步信息可以在上述美国专利公开号2007/0037991中找到。
仅出于说明的目的，以下是当前商业环氧乙烷反应器单元中经常使用的条件：气时空速(GHSV)为1500-10,000h-1，反应器入口压强为1MPa至3MPa，冷却剂温度为180-315℃，氧转化率为10-60％，并且EO生成率(加工率)为100-350kg EO/m3催化剂/小时并且环氧乙烷浓度变化ΔEO为约1.5％至约4.5％。在启动完成之后和正常操作期间反应器入口中的进料组成通常包含(按体积％计)1-40％乙烯、3-12％O2；0.2％至10％，优选0.2％至6％，更优选0.2％至5％的CO2；0-5％乙烷、一种或多种氯化物缓和剂，在本文中有描述；以及进料的余量由氩气、甲烷、氮气或其混合物组成。

Claims (11)

1.一种制备乙二醇醚的方法，其包括以下步骤：
(a)提供包含三乙二醇醚、四乙二醇醚和乙二醇醚催化剂的二乙二醇醚塔底物混合物；
(b)在汽提塔中，将所述塔底物混合物分离成三乙二醇醚蒸气顶部馏出物和液体底物；
(c)在蒸发器中，将所述液体底物分离成含有约80％至约90％四乙二醇醚的残余物和包含至少约60％四乙二醇醚的蒸发器顶部馏出物。
2.根据权利要求1所述的方法，其还包括步骤(c)之后的以下步骤：
(d)冷凝所述蒸发器顶部馏出物以形成冷凝流；
(e)将所述冷凝流分成循环流和产物流；
(f)在第二蒸发器中，将所述产物流分离成第二蒸发器蒸汽侧流和第二蒸发器液体底物；以及
(g)通过将所述第二蒸发器液体底物流与鼓冷凝物流混合而形成冷凝物-产物溶液流，其中所述冷凝物-产物溶液包含约70％至约80％的四乙二醇醚。
3.根据权利要求1所述的方法，其还包括步骤(c)之后的以下步骤：
(d1)在第二汽提塔中，将所述蒸发器顶部馏出物分离成蒸气顶部馏出物和汽提塔底物流，其中所述第二汽提塔的底物流含有至少约90％的四乙二醇醚。
4.根据权利要求1的方法，其中所述蒸发器的温度保持在约160℃至约170℃之间，并且压强保持在约3mm Hg至约5mm Hg之间。
5.根据权利要求1所述的方法，其中所述液体底物的残余物流包含大约80至90％的四乙二醇醚和5％至15％的三乙二醇醚。
6.根据权利要求1所述的方法，其中所述蒸发器是刮膜蒸发器。
7.根据权利要求2所述的方法，其中所述第二蒸发器是降膜蒸发器。
8.根据权利要求2的方法，其中所述第二蒸发器在约2mm Hg至约3mm Hg的压强和介于约110℃至约170℃之间的温度下操作。
9.根据权利要求1所述的方法，其还包括使所述流顶部馏出物从所述第一蒸发器通过以向所述第二蒸发器提供蒸汽和热源的步骤。
10.根据权利要求1的方法，其中在步骤(a)之前，该方法还包括通过在环氧化催化剂的存在下使含氧气体与乙烯接触来制造环氧乙烷的步骤。
11.根据权利要求9的方法，其中所述环氧化催化剂是包括促进量的铼的银基环氧化催化剂。
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