CN115666748A

CN115666748A - 用于二醇-水混合物的分离方法及反应器系统

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Publication number: CN115666748A
Application number: CN202180035924.3A
Authority: CN
Inventors: 乔斯特·罗伯特·沃尔特; 安德烈·巴尼尔·德·哈恩; 詹·沃尔科特·赞德
Original assignee: Ioniqa Technologies BV
Current assignee: Ioniqa Technologies BV
Priority date: 2020-05-20
Filing date: 2021-05-20
Publication date: 2023-01-31
Also published as: EP4153336A1; JP2023526482A; WO2021234087A1; NL2025637B1; US20230234904A1; TW202204300A; KR20230010260A

Abstract

分离方法将多元醇化合物与水分离，以获得包含输出浓度为至少90重量％的多元醇化合物的纯化产物流。为此，提供多元醇化合物和水的混合物，所述混合物具有多元醇浓度。所述混合物的多元醇浓度在蒸发阶段中增加。随后，将所述混合物在蒸馏阶段中处理以得到包含输出浓度为至少90重量％的多元醇化合物的纯化产物流。本文中，操作所述蒸馏阶段以产生蒸汽输出，蒸汽输出任选地被压缩至蒸汽压力，并且与所述蒸发阶段联接。最大蒸馏压力和/或所述压缩的蒸汽压力不小于最大蒸发压力。反应器系统被配置为执行所述分离方法。

Description

用于二醇-水混合物的分离方法及反应器系统

技术领域

本发明涉及一种至少部分地将多元醇化合物与水分离以获得包含输出浓度为至少90重量％的多元醇化合物的纯化产物流的方法，所述方法包括以下步骤：提供多元醇化合物和水的混合物，以及在蒸馏阶段中处理该混合物以增加多元醇化合物的浓度。

本发明还涉及用于实施所述方法的反应器系统。

背景技术

多元醇化合物如二醇用于多种化学过程，包括天然气纯化、环氧乙烷、聚乙二醇和聚丙二醇的制备以及聚酯如聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)的聚合和这样的聚酯的解聚，典型地作为废料的回收利用的一个步骤。最常使用的二醇中的一种是乙二醇。

典型地，作为使用这些二醇的结果，获得具有水的混合物。本领域已知的是，使用蒸馏和其他处理来再生纯的或几乎纯的二醇或其他多元醇化合物的物流需要大量的能量。此外，有在混合物中存在的额外化合物也会蒸发的风险，这可能会导致环境污染。另外，有在混合物中存在的额外化合物可能分解或形成反应产物的风险，这可能导致污染另一个下游化学过程，如当将所得的多元醇产物流作为用于解聚过程的溶剂再利用时的污染。因此，已经设想了用于从水中纯化二醇的若干种方法，包括反渗透、膜蒸馏、全蒸发、蒸馏、臭氧化、使用活性炭吸收、通过汽提和离子交换的醛分离。这些方法的许多聚焦于降低含水废物流中的二醇的浓度。

从US2,218,234已知一种具体方法。这个专利公开了一种用于分离异丙醇(50-75％)、乙二醇(10-30％)、水、染料和盐(总共5-15％)的方法。在第一步骤中，将混合物通过蒸馏处理，以除去异丙醇和一些水。使残余物转到进料罐并从那里供应到另一个蒸馏塔。然后将沸点低于140℃的烃如甲苯以蒸气的形式添加到第二个蒸馏塔中。由于甲苯的存在，不存在二醇的特别脱水，但甲苯在约109℃的温度下带出二醇和水。因此，它没有提供用于从二醇中除去水的有效方法。

从US4,332,643中已知另一种方法。这种方法的目的是从水和二醇的“稀”混合物开始提供浓度至少为99.9％的二醇如三甘醇。这种稀混合物用作回流冷凝器冷却剂，在其中它被加热至140-150°F(60-65℃)，并被引导至三相分离器，在其中任何气体被分离出。然后其具有约94.5重量％的浓度并被引导至蒸馏塔，在蒸馏塔中它被浓缩至98.5-99.0重量％。浓缩的二醇进入在198℃的温度下操作的再沸器，然后进入在198-221℃的温度下操作的排水器(water exhauster)。这是一种实现无水二醇的昂贵工艺，同时初始浓度已经高于90重量％。

同样从US5,234,552已知另一种方法和系统。该公开内容的目的是防止在二醇脱水期间芳族化合物排放到大气中。这样的排放物包括作为蒸气形式的液体的水和烃。所公开的系统包括低温分离系统以分离来自馏出物井的可用气体和烃。在其中，注入干燥剂如二甘醇、三甘醇，其作为二醇和水与一些烃的混合流离开分离器。这个流被转移到在350-400°F(177-204℃)的温度下操作的二醇再沸器。然而，这个温度远高于水的大气沸点。换句话说，它不是一种节能方法，并且人们希望对此进行改进。

发明内容

因此，仍然需要一种用于使多元醇化合物如二醇脱水的节能方法，其中增强了所得多元醇产物流的再利用。还需要一种在其中可以实施这样的方法的反应器系统。

因此，根据第一方面，本发明提供了根据权利要求1的一种至少部分地将多元醇化合物与水分离以获得包含输出浓度为至少90重量％的多元醇化合物的纯化产物流的方法。本发明的方法包括以下步骤：(1)提供多元醇化合物和水的混合物，该混合物具有多元醇浓度；(2)在蒸发阶段中增加混合物的多元醇浓度，其中蒸发阶段在包括至多最大蒸发压力的蒸发压力范围下操作；(3)在蒸馏阶段中处理混合物以得到包含输出浓度至少为90重量％的多元醇化合物的纯化产物流，该蒸馏阶段在至多最大蒸馏压力下操作。根据本发明，操作蒸馏阶段以产生蒸汽输出，该蒸汽输出任选地被压缩至蒸汽压力，并且借助于热交换与蒸发阶段联接，其中最大蒸馏压力和/或所述任选压缩的蒸汽压力不小于最大蒸发压力，并且其中最大蒸馏压力为至少0.2巴且小于1.0巴。

根据第二方面，本发明提供了一种用于将多元醇化合物与水分离以获得包含输出浓度为至少90重量％的多元醇化合物的纯化产物流的反应器系统。本发明的反应器系统包括蒸发阶段，该蒸发阶段包括用于多元醇化合物在水中的混合物的入口和用于富集多元醇化合物的物流的出口，所述蒸发阶段被配置为在包括至多最大蒸发压力的蒸发压力范围下操作。反应器系统还包括蒸馏阶段，该蒸馏阶段包括用于来自蒸发阶段的富集多元醇化合物的物流的入口、用于纯化产物流的出口和用于蒸汽输出的出口，所述蒸馏阶段被配置为在至多最大蒸馏压力下操作，其中蒸汽输出端借助于热交换与蒸发阶段联接，并且其中蒸汽输出被任选压缩至蒸汽压力，使得最大蒸馏压力和/或所述任选压缩的蒸汽压力不小于最大蒸发压力；并且其中最大蒸馏压力为至少0.2巴且小于1.0巴。

本发明人已经发现，水-二醇混合物的沸点倾向于随着乙二醇的浓度而迅速增加，特别是当二醇浓度高于50重量％而不是如US5,269,933中的大约20重量％时如此。然而，通过将蒸发阶段和蒸馏阶段串联布置为其中压力从第一阶段到最后阶段增加而不是相反(如在具有多个蒸馏阶段或效应器(effect)的装置中是典型的)，可以防止或至少强烈地抑制这样的增加。

另外，本发明人已发现，低于1.0巴的最大蒸馏压力可显著降低或阻止产物流中的污染物的形成。此外，本发明人已发现，当将多元醇的产物流作为用于解聚过程的溶剂再利用时，所形成的污染物可能会干扰解聚过程和/或可能会干扰用于获得解聚过程的任何所需产物的回收或分离过程。例如，已经发现，在蒸馏过程期间形成的污染物可能会干扰聚酯的解聚过程的所需产物的结晶过程。因此，低于1.0巴的蒸馏压力增强了多元醇的产物流作为用于化学过程如解聚过程的溶剂的可用性，并且改善了所述化学过程的溶剂效率。

本发明上下文中的任何污染物可以是溶解的组分，其由化学反应过程的反应产物形成，如由缩聚物聚合物的解聚过程的反应产物组分形成。在一个示例中，污染物可以包括来自单体和/或低聚物和/或溶剂(它们是在来自缩聚物聚合物的解聚过程的物流中获得的)的溶解反应衍生物。在一个特别示例中，可以使用蒸发阶段和蒸馏阶段来处理含有单体、低聚物、水和二醇溶剂的混合物以回收二醇溶剂，其中溶解的污染物在这些阶段期间形成。所述污染物可以包括二甘醇以及基于单体、低聚物和二醇的任何组合的缩合产物中的至少一种。

另外，由于来自蒸馏阶段的蒸汽被用于加热蒸发阶段的至少一部分，所以保持了能量效率。为此，蒸汽输出端与蒸发阶段中的塔或效应器联接。

在实施方案中，最大蒸馏压力为至少0.4巴，优选至少0.6巴，更优选至少0.7巴。

在其他实施方案中，最大蒸馏压力为至多0.95巴，优选至多0.9巴。

此外，在还是其他实施方案中，操作蒸馏阶段以使得蒸馏阶段内的蒸馏温度为至多200℃。其也可以为至多190℃、至多180℃、至多170℃、至多160℃或至多150℃。在实施方案中，操作蒸馏阶段以使得蒸馏阶段内的蒸馏温度为至少130℃。

可以调节最大蒸馏压力以控制最高蒸馏温度。已发现，通过降低最高蒸馏温度，可以减少或阻止不希望的污染物的形成。

在实施方案中，蒸汽输出被压缩至蒸汽压力，该蒸汽压力高于最大蒸馏压力。这进一步增强了蒸发阶段和蒸馏阶段的节能集成。

在实施方案中，混合物的至少一部分在通过蒸发阶段之后和/或在通过任选的浓缩阶段之后和/或在通过蒸馏阶段之后在再沸器阶段中进行处理，以从所述混合物中除去污染物部分。这里，污染物部分是所述混合物的具有较高沸腾温度的部分。任选地，所述污染物部分包括由缩聚物如聚酯的解聚产生的组分。在将所述混合物供应到蒸馏阶段之前将污染物部分从所述混合物中的所述除去增强了在蒸馏阶段期间对其他不希望的污染物的形成的减少或防止。

在其中蒸发阶段包括蒸馏塔和/或闪蒸容器的实施方案中，蒸汽输出端的联接经由热交换器发生。合适地，热交换器在蒸汽流和混合物的出口流的一部分之间交换热量，所述一部分返回到所述蒸馏塔或闪蒸容器中。当蒸发阶段包括用于多效蒸馏的装置时，可以将蒸汽流施加到其加热通道。优选地，系统被配置为使得该阶段内的蒸发温度(如在大气压力下所定义的)比在大气压力下纯水的沸点高出至多30℃，更优选至多20℃。该阶段内的蒸发温度(如在大气压力下所定义的)为至少30℃。

在本发明的一个合适实施方案中，蒸发阶段包括至少一个闪蒸容器。这样的闪蒸容器是过程工业中众所周知的稳固设备。它的优点在于，它可以吸收临时，如不时地，当热量变得可用时，如当排空另一个在高温下操作的反应器时供应的额外能量。为了转移这样的间歇性可用的能量，可以使用缓冲罐。可选地，可以将来自所述另一反应器的材料直接添加到蒸馏阶段中。然后经由热交换器将增加的热量转移到蒸发阶段。优选使用串联的多个闪蒸容器。这样的一系列反应器(或容器)能够实现压力可以逐步增加，并且反应器中的每一个可以被配置为使得蒸发水的量在它们中的每一个中是相似或相等的。术语“相似”这里是指至多25％的变化。

优选地，至少一个闪蒸容器设置有再沸器。这是在闪蒸容器的底侧处产生蒸汽的有效装置。如技术人员所知的，再沸器可以在闪蒸容器的外部或内部。优选地，用于操作再沸器所需的热量由位于更下游的容器供应。特别地，离开这样的下游容器的蒸气流被认为是适合于此的。观察到，根据本发明，更下游的容器在更高的压力下操作。因此，来自这样的下游容器的蒸气的温度高于与再沸器联接的容器的温度。因此，热交换将是非常有效的。

在另一个实施方案中，至少一个闪蒸容器包括在进料入口与用于来自再沸器的再循环流的入口之间的至少一个蒸馏塔板。在其中蒸发阶段包括多个容器如串联的第一容器、第二容器和第三容器的一个实施方案中，高度优选的是，第三容器和第二容器设置有这样的至少一个蒸馏塔板。已发现，蒸馏塔板的存在允许显著地降低能耗。优选地，每个容器的蒸馏塔板的数量为至少两个，例如多达10个，更优选在多达6个如2-5个的范围内。尽管如此，该容器不是蒸馏塔，因为它不含有用于回流的任何装置。因此，尽管蒸馏塔中的温度介于第一组分(即多元醇)和第二组分(即水)的沸点之间，但是这在具有蒸馏塔板的闪蒸容器中不是必需的。不用说，蒸馏塔板的数量对于所有的可用容器不需要是相同的。

可选地，至少一个闪蒸容器包括规整填料。这样的规整填料的优点在于，容器上的压降降低。这特别适用于包括较低压力的蒸发阶段，以限制所需的蒸发压力范围的宽度。

可选地，蒸发阶段至少部分地作为多效蒸馏装置体现。其使用是成本有效的。此外，如果期望或需要，则可以在多效蒸馏装置内以低的最小压力设定压力，而不需要特定的构造或安全措施。换句话说，多效蒸馏中的最小压力可以低于在使用闪蒸容器和塔时的最小压力，而无需大体积或额外的安全手段。使用较低的最小压力(例如低至0.1巴)的能力具有这样的优点，即蒸馏阶段可以在接近大气压力下操作，并且不需要对蒸馏阶段的蒸汽输出进行压缩。在这样的多效蒸馏装置中的效应器数量优选为至少3。为了清楚起见，观察到多效蒸馏当然可以与一个闪蒸容器或甚至更多个容器的存在进行组合。然而，选择多效蒸馏或闪蒸容器作为蒸发阶段的技术实现似乎是更有利的。

在另一个实施方案中，在蒸发阶段的下游且在蒸馏阶段的上游设置了浓缩阶段。尽管优选蒸发阶段中的热量最终由蒸馏阶段提供，但是供应到浓缩阶段的热量可源自在用于将多元醇化合物与水分离的反应器系统外部的来源。例如，热量可以是来自反应器，例如将进料从其供应到蒸发阶段中的反应器的废热。热量借助于热交换供应到浓缩阶段中的混合物。这可以是传统的热交换器，或设置有用于废热(以蒸气或液体的形式)的循环系统的蒸发设备。这样的浓缩阶段的一种最优选实施方式是设计为多效装置的蒸发器，并且更优选地在结构上类似于用于蒸发阶段的多效蒸馏装置。

在另一个实施方案中，反应器还包括布置在蒸发阶段的下游、和/或任选的浓缩阶段的下游、和/或蒸馏阶段的下游的再沸器阶段，其中再沸器阶段被配置为处理来自相应阶段的混合物的至少一部分以从所述混合物中除去污染物部分，其中任选地所述污染物部分包括由缩聚物如聚酯的解聚产生的组分。

如前所提及的，根据本发明的一个选项是，将蒸馏阶段的蒸汽输出在蒸汽压缩机中进行压缩。蒸汽压缩机的使用允许蒸馏阶段在接近大气压力下操作，而蒸发阶段可以在比蒸馏阶段更高的压力下操作。

在另一个实施方案中，蒸汽压缩机布置在蒸发阶段的蒸汽输出端处以压缩蒸发阶段的蒸汽输出。蒸发阶段的蒸汽输出的所得压缩蒸汽流可以与任何其他蒸汽输出，如从布置在更下游的蒸发阶段的子阶段离开蒸汽出口的蒸汽合并。

典型地，当使用多个容器，优选包括在进料入口和蒸汽入口之间的区域处的至少一个蒸馏塔板的闪蒸容器时，将经压缩的蒸汽引导至布置在蒸发阶段中的最下游位置处的容器，换句话说直接在蒸馏阶段前面的容器。其优点在于，这样的最下游的容器可以在接近大气压力下操作。

可选地或附加地，对来自蒸发阶段中的第一容器或效应器的蒸汽输出施加蒸汽压缩是可行的。将经压缩的蒸汽输出引导至另一容器或效应器的蒸汽输出。这里，第一容器或效应器相对于该另一容器或效应器在降低的压力下操作。在这个实施方案中，对从蒸馏阶段返回到蒸发阶段的蒸汽流不施加蒸汽压缩，以保持压力差。相反，对来自低压力容器或效应器的蒸汽输出施加蒸汽压缩，以确保将这样的蒸汽提升至另一容器或效应器的较高压力。

在蒸发阶段和蒸馏阶段之间存在浓缩阶段的情况下，将来自蒸馏阶段的蒸汽输出在蒸发阶段中再利用，由此通过浓缩阶段中的任何容器或效应器。

虽然反应器系统和方法对于任何类型的多元醇化合物都是可行的，但是二醇化合物被认为是有利的。优选的二醇化合物是乙二醇。合适地，多元醇化合物和水的混合物的初始浓度为至少40重量％的多元醇化合物。优选地，该初始浓度甚至更高，如至少45重量％或甚至至少50重量％。更优选地，所述方法用于诸如在聚酯如聚对苯二甲酸乙二醇酯的解聚中使用的乙二醇的再生。

附图说明

本发明的这些和其他方面将参照附图进一步阐明，其中：

图1示意性地示出了本发明的反应器系统的第一实施方案，其包括具有闪蒸容器和两个串联的蒸馏塔的蒸发阶段；

图2示意性地示出了本发明的反应器系统的第二实施方案，其包括具有闪蒸容器的蒸发阶段；

图3示意性地示出了本发明的反应器系统的第三实施方案，其包括体现为多效蒸馏装置的蒸发阶段；

图4、图5和图6示意性地示出了第一实施方案的变体，其中使用了蒸汽压缩机。

图7和图8示意性地示出了第二实施方案的变体。

图9-11示意性地示出了第三实施方案的变体。

图12示意性地示出了可用于本发明的实施方案的再沸器阶段的一个实施方案。

具体实施方式

这些图不是按比例绘制的。不同图中相同的附图参考标号指代相同或对应的元件。当提及巴时，这是指绝对压力。因此1巴为10⁵Pa。每幅图示出了本发明的反应器系统，其包括蒸馏阶段100和蒸发阶段200。蒸馏阶段在图1-10的实施方案中体现为蒸馏塔。在图11的实施方案中，蒸馏阶段是多效蒸馏装置中的一个效应器。蒸馏阶段100可以对应于蒸发阶段200中的蒸馏塔220、230或效应器，但这不是必需的。在任何情况下，蒸馏阶段100由来自反应器系统外部的动力如高压蒸汽(图中未示出)驱动。

为清楚起见，观察到本发明的反应器系统之前合适地是在其中产生多元醇化合物(优选二醇，例如乙二醇)和水的混合物的其他反应器系统。典型地，所述混合物含有在一个或多个预处理中从混合物中除去的任何其他化合物。例如，二醇如乙二醇用于聚酯或聚酰胺等的催化解聚。一个具体示例是聚对苯二甲酸乙二醇酯在乙二醇中的催化解聚，其中添加水用于冷却和分离目的，以便借助于离心处理除去催化剂和低聚物。所得的混合物将包含待过滤掉的颗粒污染物和用于聚酯的单体和/或低聚物如BHET(对苯二甲酸双羟乙酯)，其将经由结晶和固-液分离而被分离。

如将在下文详述的，催化解聚可以以分批模式并且在接近二醇(典型地为乙二醇)的沸点的温度，因而例如在160-200℃的范围内，优选在180℃-200℃下进行。解聚反应器的排空导致热量的释放。在本发明的方法和反应器系统的具体实施方式中，这个热量在二醇的脱水中再利用。

典型地，多元醇化合物和水的混合物具有至少40重量％、优选至少45重量％、更优选至少50重量％的多元醇化合物的浓度。如果多元醇化合物的浓度较低，则其可以以合适方式增加。这可以借助于闪蒸容器、膜蒸馏或任何其他已知技术进行。这是不是关键的，因为其中多元醇化合物低于40重量％的混合物的沸点对浓度不是非常敏感。

根据本发明，纯化的混合物具有至少90重量％的多元醇化合物的浓度。该浓度很可能更高，如至少95重量％或至少99重量％。在源自解聚的混合物的再生的情况下，该混合物将还包含由解聚产生的一些溶解的化合物，如单体、二聚体和其他低聚物。100％的多元醇化合物的浓度则将是不可行的。不排除的是，再生的多元醇组合物包含一些其他添加剂，如盐。

转向图1，示出的反应器系统具有蒸馏阶段100(体现为蒸馏塔)和蒸发阶段200(体现为具有三个子阶段：闪蒸容器210和两个另外的塔或容器220、230)。进料流199(为多元醇化合物、水和任何其他添加剂的混合物，其中多元醇化合物的初始浓度例如在40重量％至50重量％之间)在进料入口201处进入蒸发阶段200。然后其进入第一子阶段210，其在所示实施方案中是闪蒸容器。闪蒸容器在降低的压力和温度下沸腾，在当前的实施方案中，例如在0.2巴和60℃下沸腾。蒸汽经由蒸汽出口213离开容器210并在通过热交换器241后被引导至冷凝器240。富集多元醇化合物的流219在底部处离开闪蒸容器。

其一部分214在通过热交换器215之后返回到容器210中。这个热交换器215也称为再沸器。这样的再沸器可以作为闪蒸容器210(或任何蒸馏塔)的一部分来实施，或者是单独的装置。泵可以作为返回支路215的一部分存在，但这并不认为是严格必需的。所述返回支路214中的混合物在再沸器/热交换器214中利用源自第二子阶段220的蒸汽228被加热。因此，在第一子阶段210的底部处的温度将等于或几乎等于蒸汽228的温度。本文中的术语“几乎等于”是指由输送和热交换中的热损失产生的任何偏差。在另一种实施方式中，蒸馏塔板在进料入口199和来自再沸器214的入口之间存在于闪蒸容器210中。进料入口199下方的蒸馏塔板导致一些蒸馏而不需要回流流动。这证实对有效蒸发具有积极影响，其对于整体操作是有益的。此外，其有助于闪蒸容器在相对较低的压力(如低于0.5巴的压力)下的运行稳定性。

第二子阶段220和第三子阶段230的操作基本上是第一子阶段210的操作的重复。然而，即使第一子阶段210不包括任何蒸馏塔板，但优选的是，第二子阶段220和第三子阶段230包括这样的蒸馏塔板。这些塔板将位于进料入口(来自流219、229)和再沸流224、234之间。与在蒸发阶段的第二子阶段220和第三子阶段230中使用蒸馏塔相比，不存在回流。这是成本有效的并且允许利用偏离有效沸点的顶部和底部温度来操作子阶段220、230。此外，并且甚至更重要地，蒸馏塔板的存在带来这样的优点，即在再沸器中与水一起蒸发的任何多元醇如乙二醇将从蒸气中洗出，并与进料一起朝向在底部处的出口流回。因此，在子阶段210、220、230的蒸汽出口213、223、233处离开这些子阶段的水蒸气将含有较少的污染与多元醇，即具有更高等级的纯度。

此外，如将理解的，与第一子阶段210中相比，第二子阶段220和第三子阶段230中的多元醇化合物的压力、温度和浓度更高。最下游的子阶段230接收其来自蒸馏阶段100的蒸汽192的热量，该蒸汽192在蒸汽输出端103处离开蒸馏阶段100。为了效率，对图1中所示的实施方案以及其他图中所示的实施方案进行了设计以降低在输入101处的进料的水含量。

蒸馏阶段100还具有用于源自蒸发阶段200的富集流239的入口101、用于纯化流191的产物出口102和在返回支路104中的热交换器105。虽然在图1中未指示，但是这个热交换器105合适地是用于高压蒸汽的进入蒸馏阶段100的进料。剩余的低压蒸汽可以作为流193(参见图2)被进一步引导以将剩余的热量转移到蒸发阶段200。虽然未示出，但是蒸馏阶段100还设置有技术人员本身已知的回流装置。这里，在蒸汽输出端103处离开蒸馏阶段100的蒸汽192被分成朝向前一阶段的再沸器235(或可选地如图2中的215)的部分和来自回流的部分。该回流包括冷凝蒸汽，将经冷凝的蒸汽引导至回流罐并将液体从回流罐泵送回到蒸馏阶段100的顶部中。如技术人员将理解的，回流装置的确切实施方式是可以改变的。

借助于这个序列，其中压力逐渐增加，混合物可以逐步富集多元醇化合物，其中在每个步骤中释放的水大致相等(大致相等意味着在至多50％，合适地在至多30％的幅度内)。此外，这里实现了沸腾温度不会增加太多。如从表1可以看出的，在蒸汽输出端103处离开蒸馏阶段100的蒸汽228仅具有92℃的温度并且最高蒸馏温度为150℃。

表1–图1中所示的多阶段反应器系统的操作。

图2示意性地示出了根据第二实施方案的本发明的反应器系统。在该第二实施方案中，蒸发阶段200仅包括闪蒸容器210。这样的系统从逐步降低压力以达到每个阶段的平衡蒸发获益较少。然而，在热量的再利用方面，该系统的操作是可行的并且是能量上有效的。关于该图示出的原理也可以应用于包括具有多个蒸馏塔的蒸发阶段200的反应器系统。在所示的系统中，将高压蒸汽用于经由到返回支路104的热交换器105加热蒸馏阶段100。此后，蒸汽193仍可以应用于预热将在蒸馏阶段的入口101处进入蒸馏阶段的富集流219。仍然，其余蒸汽是有用的，因为其可以用于加热将在闪蒸容器210的入口201处进入闪蒸容器210的进料199。进料199升高的温度将导致在蒸发阶段200中(如在闪蒸容器210中)在减压条件下的蒸发。这在本发明的方法中是特别有效的，其中闪蒸容器在比蒸馏阶段更低的压力下操作，因为较低的压力导致在闪蒸容器210中较低的沸腾温度。因此，在闪蒸容器中蒸发水-醇混合物中的大部分水变得可行，这明显有益于实现其内至多具有较少部分水的醇溶剂的所需结果。

在第二个实施方案的上下文中，蒸馏阶段的压力优选在至少0.4巴且小于1.0巴的范围内，并且在闪蒸容器处的压力合适地为其20-60％，例如至多小于1.0巴并且优选为0.1-0.6巴。

另外，如图2所示，在蒸馏阶段100中产生的蒸汽192经由热交换器205被引导至冷凝器140。以这种方式，蒸馏阶段100的热量被有效地转移到蒸发阶段200。此外，蒸馏阶段100可以经由额外的入口109装入额外的主要为液体的物流。这样的额外的物流合适地源自过程的另一部分，如离心机。其典型地是进入蒸馏阶段100时的热流，以使其温度不会干扰蒸馏阶段100的操作。认为优选的是，仅在蒸馏阶段100中添加这样的主要为液体的物流109，以便防止污染在前的阶段。虽然可以使用具有不同纯度的各种液体流，但是不排除这样的主要为液体的物流含有颗粒或溶质的形式的特定污染物。颗粒状污染物的一个示例是例如非均相催化剂。

图3示意性地示出了根据第三实施方案的本发明的反应器系统。这里，蒸发阶段200体现为多效蒸馏(MED)装置280。虽然多效蒸馏装置的第一效应器280A可以在与根据第一实施方案的蒸发阶段200的第一子阶段210相同的低压力(或甚至低于该压力)下操作，但是第一效应器280A的体积不需要与第一实施方案中的第一子阶段210的闪蒸容器的体积一样大。事实上，如果单个第一效应器280A的容量不足，则添加额外的效应器或额外的MED装置280也是可行的。

图3中所示的MED装置280包括三个效应器280A、280B、280C。进料199在入口201处进入蒸发阶段200并且因此进入MED装置280。然后其通过进料分配器282，该进料分配器282将物流分成多个液滴，以将进料喷射到第一效应器280A的各个水平面上。热量借助于加热通道281被提供到该第一阶段280A中。另外，来自蒸馏阶段的蒸汽912被引导至MED装置280。效应器280A、B、C通过膜导致水蒸气与剩余的液体分离。水蒸气倚靠壁冷凝。释放的热量通过壁传给相邻的效应器。所得的冷凝物经由冷凝物出口288移出。剩余的且浓缩的液体经由第二出口286离开效应器280A、280B、280C，并且此后被泵送到随后效应器的相应入口287，或者对于最下游效应器280C泵送至蒸馏阶段100。这里在每个阶段之间需要泵，以实现液体混合物从低压力流动到高压力。留在最上游效应器280A中的蒸汽被引导至冷凝器240。

图4-6示出了第一实施方案的变体，其中使用了蒸汽冷凝器160、260。蒸汽冷凝器160、260的使用在本发明的上下文中被认为是有利的，因为它允许在应用所述方法时限制反应器系统中的最低压力和最高压力之间的有效范围。尽管如此，蒸发阶段中的子阶段的数量可以足够多或者甚至是最佳的。

在图4中示意性示出的实施方案中，蒸汽冷凝器160(也用SC表示)布置在蒸馏阶段100的蒸汽出口103和蒸发阶段200的热交换器(并且更特别地，子阶段230的热交换器235，其布置在蒸发阶段200内的最下游，因此处于最高压力)之间。将蒸汽压缩的流192引导至另一个子阶段210、220的热交换器将不是不可能的。如果热交换器235可以被供给来自另一热源的热量，则这特别是可行的。尽管未在这个图中指示，但可行的是，施加到蒸馏阶段100的热交换器105的蒸汽此后被再利用，以加热被进料到蒸馏阶段100的富集混合物239和/或加热(或预热)在反应器系统内的另一个位置处的多元醇化合物和水的混合物。

蒸汽压缩机的效果可以从表2和与表1的比较得以理解。虽然水的流速和蒸发速率在不具有和具有蒸汽压缩机的实施方案(分别为图1和图4)中都是相同的，但是与不具有蒸汽压缩机的实施方案相比，在具有蒸汽压缩机的实施方案中，第一子阶段中的压力高了50％(0.22-0.23巴对0.15-0.16巴)。因此，可以显著地减小第一子阶段(合适地是闪蒸容器)的体积。与此相对应地，在蒸发阶段的子阶段中的温度更高，即在63℃至112℃之间，而不是在54℃至92℃之间。当查看所需的蒸汽压力时，最小压力为0.37巴，而不是0.22巴。

这简化了反应器系统的管理和构造。

表2–图4中所示的反应器系统的操作的设置

观察到，本示例使用了0.75至1.5巴的蒸汽压缩，已知这提供足够的动力，使得第三子阶段中的温度在0.75巴下可以为92℃。显然不排除的是，蒸汽压缩机将不太强烈地压缩蒸汽，例如相对于蒸馏阶段的压力将压力增加50％(或0.37巴)，而不是100％(0.75巴)。较小的压力增加有利于更简单的蒸汽压缩机，其效果是第一子阶段中的压力将以对应的方式降低。明显的是，可以另外地选择增加蒸馏阶段100中的压力并相对于表2中所示为2的比率而降低蒸汽压缩比(＝输出压力比输入压力)。

在图5和图6所示的实施方案中，蒸汽压缩机260在蒸发阶段200的第一子阶段210的蒸汽输出端213处布置在蒸汽管线218中。子阶段作为闪蒸容器体现，该闪蒸容器设置有再沸器215、225、235以及优选地在进料入口199和来自再沸器215的入口之间的一些蒸馏塔板。所得的压缩蒸汽流217与从布置在更下游的子阶段离开蒸汽出口的蒸汽合并。尽管不是必需的，但看起来优选的是，所述子阶段是第二子阶段220，其在如图5和图6指示。所得的蒸汽流228将或多或少处于第二子阶段220的出口压力下。然后该蒸汽足够强以将第一子阶段210保持在适当的压力和温度，其在图5和图6的示例中对于在出口103处的蒸汽为0.16巴和63℃并且对于富集的液体混合物219为73℃和0.23巴。

在图5的实施方案中，蒸馏阶段在0.75巴的压力下操作。本领域技术人员将理解的是，可以可选地在较低压力(低至0.2巴)下操作该蒸馏阶段，然后将另一蒸汽压缩机应用于蒸汽192，如图4中所示。

在图6的实施方案中，浓缩阶段500在蒸馏阶段100的上游且在蒸发阶段200的下游存在。该浓缩阶段借助于源自外部热源(更特别是废热，如来自排空的反应器的废热)的热流534(典型地为蒸汽)进行加热。因此，来自蒸馏阶段100的蒸汽192经过浓缩阶段500被直接引导至蒸发阶段200中的最下游容器220。

浓缩阶段500在这个实施方案中包括两个子阶段510、520，其每一个在所示实施方案中体现为对应于蒸发阶段200的子阶段210、220。因此，容器510、520各自都设置有进料入口、蒸汽出口513、523、再沸器515、525。混合物从第二子阶段220作为富集多元醇的流229流动到第三子阶段510的入口。进一步富集的混合物519流动或被流动(如果需要，借助于泵)到第四子阶段520。再次进一步富集的混合物529流动到蒸馏阶段100的入口101。在所示的实施方案中，热流534具有超过190℃的温度并且其体积被设定为允许加热第四子阶段520以在其蒸汽出口523处在2巴压力下达到120℃的温度。在第三子阶段510中，在蒸汽出口513处的温度在0.9巴的压力下为97℃。混合物519的温度为约120℃并且混合物529的温度甚至为160℃。鉴于所选择的压力，不需要对源自蒸馏阶段100的蒸汽192施加蒸汽压缩。

不是选择蒸发速率在的蒸发阶段200的所有子阶段210、220、浓缩阶段的510、520中以及蒸馏阶段100中都相等，而是可行且也可能有用的是以最小化整个反应器尺寸的方式设定蒸发速率。例如，可以选择降低第一子阶段210中的蒸发速率，同时可以增加另一个子阶段中的蒸发速率。例如，第二子阶段220可以为更大和/或可以体现为两个并联的容器。

图7-8示出了如图2中示意性示出的本发明的第二实施方案的变体。图7示出了一种能够实现热量的进一步再利用的选项。这借助于在流409上进行热交换来完成。另外，可以将主要为液体的流109添加到蒸馏阶段100中。流409和液体流109例如源自反应器，如在比本发明方法的操作中使用的温度更高的温度下操作的解聚反应器。流409源自缓冲罐400，其被设计用于将源自间歇反应器的临时批次401转化为连续流409。热交换在热交换器410中发生。接收流411例如是水和/或蒸汽，但可以是任何类型的传热介质(包括油)。接收流411此后可以与进料199进行热交换，但是可选地被应用来直接加热闪蒸容器210，例如作为在容器210周围的夹套。

在图8所示的实施方案中，将蒸汽压缩施加至蒸发阶段200的第一(并且是唯一的)子阶段210的蒸汽输出218。这借助于蒸汽压缩机260进行。经压缩的流217与源自下游阶段的蒸汽流(在这个示例中是源自蒸馏阶段100的蒸汽192)合并。

此外在该图8中示出了，流409(源自反应器)在热交换器399中与进料199进行热交换。为了使流409中的可用热量与进料199所需的热量相匹配，在此将该进料分成不经过热交换器399的第一进料管线199A和经过热交换器399的第二进料管线199B。因此第一进料管线199A构成旁路。通过控制第一和第二进料管线199A、199B中的流速，可以调节进料加热以便是有效的同时在闪蒸容器210中没有获得过于剧烈的沸腾。可以使用釜式锅炉代替热交换器399。这样的釜式锅炉将在蒸馏阶段100的真空下操作。不排除添加一些二醇如乙二醇，以便确保富集混合物的粘度保持为正确的。

图9-11示出了对于使用多效蒸馏(MED)装置280的第三实施方案的三个变体。在图9示意性示出的实施方案中，MED装置280包括四个效应器280A-280D。在图10的实施方案中，MED装置280包括五个效应器280A-280E。在图11的实施方案中，MED装置280包括六个效应器280A-280F。尽管集成到单个MED装置280中，但是在前三个阶段280A-C与剩余的阶段280D、280E、280F之间存在概念性区别。前三个阶段280A-C构成如上文已经讨论的蒸发阶段。这个蒸发阶段200借助于源自蒸馏阶段100的蒸汽192加热。如在利用单独的容器和塔210、220、230的实施方式中，每个效应器在单独的压力下操作，其中压力从第一效应器280A朝向第三效应器280C增加。

剩余的效应器280D、280E、280F是浓缩阶段500的一部分。这里没有使用蒸汽蒸发。相反，这些效应器体现为热交换器，其中另一种液体或气体流过通道或管并且不与所述效应器的进料流接触。该液体或气体典型地源自外部热源。这可以是来自反应器的物流，或者可选地基于废热。更特别地，热流534被供应并且经由管541循环通过效应器280D(图9中)或效应器280D和280E(图10和图11)。其作为流535离开该阶段，然后作为废物丢弃(尽管不排除流535会被再利用)。管可以根据任何合适的形状体现，包括带有孔的塔板。将所得的浓缩混合物519引导至蒸馏阶段100的入口。

在图10和11中，热流534从第五效应器280E经由延伸部536被引导至第四效应器280D。观察到在这些效应器280D、280E中仅发生热交换。因此，两个效应器280D、280E中的压力相等，并且在两个效应器280D、280E之间不需要分隔屏障281。

在图11中，浓缩阶段500包括第六效应器280F，其由热流537供给，热流537借助于循环系统543延伸通过该效应器。该第六效应器280F被保持在与浓缩阶段500的在前效应器280D、280E相同的压力下。在图11所示的实施方案中，提供了蒸汽的另一个再循环物289。这是从第二子阶段或效应器280B回到蒸馏阶段100的再循环物。因此，蒸汽192从蒸馏阶段100被提供到第二效应器280B的顶部，并且在通过该第二效应器280B之后经由再循环物289返回到蒸馏阶段100。如将理解的，该再循环物可以是蒸汽或液体或者两者的混合物。

尽管未示出，但是不排除源自蒸馏阶段100的蒸汽192的一部分被引导至第一效应器280A，或者来自第二效应器280B的蒸汽/液体被进一步引导至第一效应器280A。典型地，在多效蒸馏中，热量将经由效应器之间的分隔壁或屏障281传递。尽管仅在图9-11中示意性地示出，但是每个效应器优选地以对应的方式设计以允许集成。多效蒸馏装置的构造本身是已知的并且对于多效蒸馏装置的专家来说是可行的。

在操作图9中所示的装置的一个示例中，在出口286处离开第一效应器280A朝向第二效应器280B的入口287的富集流具有70℃的温度(具有约57重量％的二醇)。在第二效应器280B的底部处，温度为80℃(具有约67％的二醇)。在第三效应器的底部处，温度变为97℃(具有约78％的二醇)。利用单独的热流534(例如在195-200℃的温度下进入第四效应器)加热的第四效应器280D导致富集混合物219的温度为135℃，并且二醇浓度将达到90重量％。

图9另外示出了使用蒸汽压缩机260，其将来自第一效应器280A的蒸汽压缩到更高的压力(这里为约1巴)，而不是(或可选地除了)将所述蒸汽转移到冷凝器。增加的进入第三效应器280C的蒸汽流量有效加强蒸发。因此，减小蒸馏阶段100中的蒸馏塔的尺寸变得可行。为了清楚起见，观察到源自蒸馏阶段100的蒸汽192以及经压缩的流217将进入到MED装置280的加热通道281中。

图12示出了再沸器阶段的一个实施方案，其可用于本发明的实施方案中。在该实施方案中，来自蒸发阶段200的富集多元醇化合物的混合物流239被分成混合物流239a和混合物流601，该混合物流239a在用于富集多元醇化合物并且来自蒸发阶段200的流239a的入口101处被供应到蒸馏阶段100，该混合物流601被供应到再沸器阶段600。在被供应到蒸馏阶段100的混合物流239a和被供应到再沸器阶段600的混合物流601之间的体积比可以适当地进行控制。在一个示例中，在来自蒸发阶段200的混合物流239的范围0-100体积％(优选0-20体积％)内选择被供应到再沸器阶段600的混合物流601。

再沸器阶段600被配置为通过在再沸器阶段600的顶部出口处形成蒸发流602来处理混合物流601。在这个实施方案中，所述蒸发流602被供应到蒸馏阶段100。蒸馏阶段100包括用于所述流602的入口106，该入口106布置在蒸馏阶段100的任何位置处，例如靠近用于流239的入口101。

再沸器阶段600还被配置为从来自蒸发阶段200的所述混合物流601中除去污染物部分(作为污染物流603)。所述污染物部分或污染物流603具有比蒸发流602更高的沸腾温度。污染物部分富集由缩聚物如聚酯或聚酰胺的解聚产生的溶解的反应组分。所述反应组分典型地可以包括衍生自所述缩聚物的单体和/或低聚物。所述溶解的反应组分提高了多元醇混合物的沸腾温度。

所述再沸器阶段可以由任何热流(如源自外部热源的，更特别是废热，如来自排空的反应器的废热)加热。

在可选或额外的实施方案中，再沸器阶段可以布置在浓缩阶段500的下游或蒸馏阶段100的下游，以通过在再沸器阶段600的顶部出口处形成蒸发流来处理来自浓缩阶段500或蒸馏阶段100的混合物流602以及从所述混合物流中除去污染物部分(作为污染物流603)。

根据这些实施方案中任一个的再沸器阶段可以与如图1-11所示的本发明实施方案中的任一个组合使用。

参考标号列表

100 蒸馏阶段

101 用于富集多元醇化合物并且来自蒸发阶段200的流(239、219)的入口

102 用于纯化产物流191的出口

103 用于蒸汽输出192的出口

104 返回支路

105 热交换器

106 用于来自再沸器阶段600的蒸发流602的入口

109 用于主要为液体的其余流的入口

125 进料流中的热交换器

140 冷凝器

160 蒸汽压缩机

191 纯化产物流

192 蒸汽输出流

193 从蒸馏阶段100到蒸发阶段200的热流(例如蒸汽)

199 进料流

199A 进料流近路

199B 经过具有热出口流的热交换器420的进料流

200 蒸发阶段

201 进料入口

210 蒸发阶段200的第一子阶段(例如体现为闪蒸容器)

213 第一子阶段210的蒸汽出口

214 返回支路(来自富集流219)

215 热交换器

218 蒸汽出口流

217 压缩蒸汽流

219 富集多元醇化合物的混合物流

220 蒸发阶段200的第二子阶段(例如体现为蒸馏塔)

223 子阶段220的蒸汽出口

224 返回支路(来自富集流229)

225 热交换器

228 被引导至前一子阶段210、310的热交换器215、315的蒸汽输出流

229 富集多元醇化合物的混合物流

230 蒸发阶段200的第三子阶段(例如体现为蒸馏塔)

233 子阶段230的蒸汽出口

234 返回支路(来自富集流239)

235 热交换器

238 被引导至前一子阶段220的热交换器225的蒸汽输出流

239、239a 富集多元醇化合物的混合物流

240 冷凝器(当体现为闪蒸容器时，与第一子阶段210联接)

241 热交换器

260 蒸汽压缩机

280 多效蒸馏装置

280A、B、C、D、E、F 多效蒸馏装置280的各个效应器

281 各个效应器280A、B、C之间的加热通道

282 进料分配器

286 用于富集多元醇化合物的物流的出口

287 用于富集多元醇化合物的物流的入口

288 用于冷凝物的出口

289 将富集多元醇化合物的物流从效应器入口287引导至分配器282的通道

310 蒸发阶段200的另一子阶段

314 返回支路(来自富集流319)

315 热交换器

318 被引导至前一个子阶段210的热交换器215的蒸汽输出流

319 富集多元醇化合物的混合物流

399 在热出口流409和进料流199B之间的热交换器

400 缓冲罐

401 用于缓冲罐的入口

409 热出口流

410 用于出口流的热交换器

411 在热交换器410和蒸发阶段的子阶段(210)之间的热流

416 用于在加热多效蒸馏装置280之后的热流的出口

417 用于在多效蒸馏装置280中的效应器D、E之间的热流的连接部

418、419、420 用于加热多效蒸馏装置280的效应器D、E、F的热流

434 废热流

500 浓缩阶段

600 再沸器阶段

601 从蒸发阶段200供应到再沸器阶段600的混合物流

602 蒸发流

603 污染物流

Claims

1.一种至少部分地将多元醇化合物与水分离以获得包含输出浓度为至少90重量％的所述多元醇化合物的纯化产物流的方法，所述方法包括以下步骤：

-提供所述多元醇化合物和水的混合物，所述混合物具有多元醇浓度；

-将所述混合物的所述多元醇浓度在蒸发阶段中增加，其中所述蒸发阶段在包括至多最大蒸发压力的蒸发压力范围下操作；

-在蒸馏阶段中处理所述混合物以得到包含输出浓度为至少90重量％的所述多元醇化合物的所述纯化产物流，所述蒸馏阶段在至多最大蒸馏压力下操作，

其中操作所述蒸馏阶段以产生蒸汽输出，所述蒸汽输出任选地被压缩至蒸汽压力，并与所述蒸发阶段联接，其中所述最大蒸馏压力和/或所述任选压缩的蒸汽压力不小于所述最大蒸发压力；并且其中所述最大蒸馏压力为至少0.2巴且小于1.0巴。

2.根据权利要求1所述的方法，其中所述最大蒸馏压力为至少0.4巴，优选至少0.6巴，更优选至少0.7巴；和/或其中所述最大蒸馏压力为至多0.95巴，优选至多0.9巴。

3.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中操作所述蒸馏阶段以使得所述蒸馏阶段内的蒸馏温度为至多200℃，优选至多190℃，更优选至多180℃，甚至更优选至多170℃，甚至更优选至多160℃并且最优选至多150℃。

4.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述压缩的蒸汽压力高于所述最大蒸馏压力。

5.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中操作所述蒸发阶段和所述蒸馏阶段以使得在大气压力下所定义的所述蒸发阶段内的蒸发温度比纯水在大气压力下的沸点高出至多30℃。

6.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述蒸发阶段包括闪蒸容器。

7.根据权利要求6所述的方法，其中所述闪蒸容器设置有再沸器。

8.根据权利要求7所述的方法，其中所述闪蒸容器包括在进料入口和用于来自所述再沸器的再循环流的入口之间的蒸馏塔板。

9.根据前述权利要求1-8中任一项所述的方法，其中所述蒸发阶段包括多个串联的容器，每个容器在所述蒸发压力范围内的不同压力下工作。

10.根据权利要求9所述的方法，其中所述蒸馏阶段的蒸汽输出端与所述蒸发阶段的最下游容器联接。

11.根据权利要求9或10所述的方法，其中所述蒸发阶段的最下游容器具有借助于热交换与直接在前的容器联接的蒸汽输出端，并且其中所述最下游容器在比所述直接在前的容器更高的压力下操作。

12.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述蒸馏阶段的蒸汽输出借助于蒸汽压缩机被压缩至所述压缩的蒸汽压力。

13.根据前述权利要求1-12中任一项所述的方法，其中所述蒸发阶段至少部分地借助于多效蒸馏来体现。

14.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所提供的混合物的多元醇浓度为至少40重量％。

15.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述多元醇化合物是二醇化合物，并且更优选是乙二醇。

16.根据前述权利要求中任一项，尤其是权利要求15所述的方法，其中所述多元醇化合物和水的所述混合物还包含单体和低聚物中的至少一种，所述单体和低聚物各自由缩聚物如聚酯的解聚产生。

17.根据前述权利要求中任一项，优选权利要求13所述的方法，其中所述混合物在通过所述蒸发阶段之后在浓缩阶段中进行处理，以进一步增加所述多元醇浓度，其中所述混合物借助于从反应器供应的废热在所述浓缩阶段中被加热。

18.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述混合物的至少一部分在通过所述蒸发阶段之后、和/或在通过任选的所述浓缩阶段之后、和/或在通过所述蒸馏阶段之后在再沸器阶段中进行处理，以从所述混合物中除去污染物部分，其中任选地所述污染物部分包含由缩聚物如聚酯的解聚产生的组分。

19.一种用于将多元醇化合物与水分离以获得包含输出浓度为至少90重量％的多元醇化合物的纯化产物流的反应器系统，所述反应器系统包括：

-蒸发阶段，其包括用于所述多元醇化合物在水中的混合物的入口和用于富集所述多元醇化合物的物流的出口，所述蒸发阶段被配置为在包括至多最大蒸发压力的蒸发压力范围下操作；

-蒸馏阶段，其包括用于来自所述蒸发阶段的富集所述多元醇化合物的所述物流的入口、用于所述纯化产物流的出口和用于蒸汽输出的出口，所述蒸馏阶段被配置为在至多最大蒸馏压力下操作，其中蒸汽输出端与所述蒸发阶段联接，并且其中所述蒸汽输出被任选地压缩至蒸汽压力，使得所述最大蒸馏压力和/或所述任选压缩的蒸汽压力不小于所述最大蒸发压力；并且其中所述最大蒸馏压力为至少0.2巴且小于1.0巴。

20.根据权利要求19所述的反应器系统，其中所述最大蒸馏压力为至少0.4巴，优选至少0.6巴，更优选至少0.7巴；和/或其中所述最大蒸馏压力为至多0.95巴，优选至多0.9巴。

21.根据权利要求19-20所述的反应器系统，其中操作所述蒸馏阶段以使得所述蒸馏阶段内的蒸馏温度为至多200℃，优选至多190℃，更优选至多180℃，甚至更优选至多170℃，甚至更优选至多160℃，并且最优选至多150℃。

22.根据权利要求19-21所述的反应器系统，其还包括蒸汽压缩机，以将所述蒸馏阶段的所述蒸汽输出压缩至所述压缩的蒸汽压力，使得所述压缩的蒸汽压力高于所述最大蒸发压力。

23.根据权利要求19或22所述的反应器系统，其中所述蒸发阶段包括至少一个闪蒸容器。

24.根据权利要求23所述的反应器系统，其中所述至少一个闪蒸容器设置有再沸器，并且优选地其中所述至少一个闪蒸容器包括在进料入口和用于来自所述再沸器的再循环流的入口之间的至少一个蒸馏塔板。

25.根据权利要求19或24所述的反应器系统，其中所述蒸馏阶段的所述蒸汽输出端与所述蒸发阶段的最下游容器联接。

26.根据权利要求25所述的反应器系统，其中所述蒸发阶段的最下游容器具有借助于热交换与直接在前的容器联接的蒸汽输出端，并且其中所述最下游容器在比所述直接在前的容器更高的压力下操作。

27.根据前述权利要求19-26中任一项所述的反应器系统，其中所述蒸发阶段至少部分地并且优选地完全地借助于多效蒸馏来体现。

28.根据前述权利要求19-27中任一项、优选权利要求27所述的反应器系统，其还包括在所述蒸发阶段下游并且在所述蒸馏阶段上游的浓缩阶段，所述浓缩阶段设置有用于源自反应器供应的废热的加热流的供应源。

29.根据前述权利要求19-28中任一项所述的反应器系统，其还包括布置在所述蒸发阶段下游和/或任选的所述浓缩阶段下游、和/或所述蒸馏阶段下游的再沸器阶段，其中所述再沸器阶段被配置为处理来自相应阶段的所述混合物的至少一部分以从所述混合物中除去污染物部分，其中任选地所述污染物部分包含由缩聚物如聚酯的解聚产生的组分。