CN86105706A - 环氧乙烷精制方法 - Google Patents

Abstract

在含氧分子气体和乙烯进行气相催化氧化反应所产生的含环氧乙烷气体的环氧乙烷的精制中，对环氧乙烷精馏塔加热所需的外加热能借助本方法得以省掉，该方法利用从环氧乙烷气提塔顶端出来的扩散物质作为精馏塔的热源。另外，气提塔的残留液能用作为环氧乙烷精馏塔和/或轻质气提器的热源。

Description

本发明涉及的是环氧乙烷的精制方法。更具体地说，本发明涉及的是由下列步骤组成的环氧乙烷的精制方法，即把含氧分子的气体与乙烯进行气相催化氧化反应所生成的，并且自然地含有环氧乙烷的气体通入环氧乙烷吸收器，并使之在吸收器中与吸收液逆流接触，从环氧乙烷吸收器的顶端排出的气体循环回到乙烯的氧化工段，将环氧乙烷吸收器中的含环氧乙烷的残液送至环氧乙烷汽提塔，通过扩散作用从环氧乙烷汽提塔顶部得到环氧乙烷，冷凝含有环氧乙烷和水的最终蒸馏物，并在脱水器中脱去蒸馏物中的水分，在轻质汽提塔中分离蒸馏物中的易挥发成分，接着在环氧乙烷精馏塔中提纯剩余的环氧乙烷，该方法的特点在于节省用于环氧乙烷精馏塔和轻质汽提塔加热的能源。

环氧乙烷通常是按下述方法精制的。用含氧分子的气体与乙烯在银触媒上进行气相催化氧化反应产生含环氧乙烷的气体反应产物。将该气体送至环氧乙烷吸收器，并将其以逆流形式与主要组成是水的吸收液接触，以便进行水溶性环氧乙烷溶液的回收。然后，该水溶性液体向前送至环氧乙烷汽提塔，通过加热汽提塔的底部能经扩散作用得到环氧乙烷。从汽提塔底部排放的基本上不含有环氧乙烷的水溶性液体可再作为吸收液使用。扩散物质从汽提塔的顶端排出并含有环氧乙烷、水、二氧化碳、惰性气体（氮气、氩气、甲烷、乙烷等）、低沸点杂质（如甲醛）及高沸点    （如乙醛和乙酸），通过脱水工段、易挥发组分的分离工段和重质组分的分离工段，使扩散物质得到精制，从而得到环氧乙烷。下面给出几个用于精制环氧乙烷的方法（如USP3，165，539;2，771，473;4，028，070;3，097，215;3，217，466;3，745，092;3，729，899;3，766，714以及3，964，980）。

迄今已知技术的方法将在下面进行详细叙述。

参照图1，乙烯须在有银触媒的条件下，用含氧分子的气体进行气相催化氧化反应以生产出含环氧乙烷的气态反应产物。该气体通过管道1输送到其构造为填充塔或盘式塔的环氧乙烷吸收塔的下部。将吸收液通过管道3输送到环氧乙烷吸收器2的上部，并形成逆流在塔中与气态反应物接触以回收气态反应产物中不低于99%（重量比）的环氧乙烷。吸收后的气体，含有残留部分环氧乙烷、氧气、二氧化碳、惰性气体（氮气、氩气、甲烷和乙烷）、乙醛以及酸性物质并从环氧乙烷吸收器2的顶部排除，经由管道4向前输送与二氧化碳吸收工段和/或氧化工段形成环流。在该吸收工段，除了有乙烯、氧气、二氧化碳以及惰性气体（氮气、氩气、甲烷和乙烷）还有在乙烯氧化工段中形成的低沸杂质，如甲醛和高沸杂质，如乙醛和乙酸，更不用说，环氧乙烷气体大部都被立刻吸收了。环氧乙烷吸收器2的残留液经由管道5输送到热交换器6，在那儿与环氧乙烷汽提塔的残留液进行热交换并使其温增加到70～110℃。加热后的残留液经由管道7送到气-液分离罐8。含环氧乙烷和水分的惰性气体的易挥发成份部分地经由管道9被分离。把易挥发气体用溢出法排出后留下的吸收液经过管道10被输送到顶部压力保持在0.1-2公斤/厘米²（表压），而温度保持在85-120℃范围内的环氧乙烷汽提塔11的上部，并用管道13中的加热介质加热，加热介质如水蒸汽或Dow化学公司出品的，商标为“Dowtherm”的加热介质，该介质经由附属于环氧乙烷汽提塔11的再沸腾器12环流或将水蒸汽送入环氧乙烷汽提塔11的底部直接加热。最终，经扩散作用能得到不低于99%重量计的吸收液中的环氧乙烷。将部分环氧乙烷汽提塔残留液，该液基本上不含有环氧乙烷，温度在100-150℃，经由环氧乙烷汽提塔11的底部排出并经管道15向前送到热交换器6，在那儿与环氧乙烷吸收器2中的残留液进行热交换。因此失去热量的残留液经由管道16在装有冷却水循环管18和19的冷却器17中进一步冷却。然后，新鲜水经管道21输入用来调整吸收液中1，2-亚乙基二醇的浓度。必要时，可向吸收液中加注氢氧化钾调整液体pH值。在调整吸收液中防泡剂的浓度时，可将防泡剂输入到环氧乙烷吸收塔2中。为避免在从乙烯和氧分子进行反应的氧化工段至环氧乙烷汽提工段之间的吸收液中的由环氧乙烷在水中分解生成的1，2-亚乙基二醇，如甲醛的低沸杂质和如乙醛及乙酸的高沸杂质含量的增加，将环氧乙烷汽提塔11的残留液排出环氧乙烷汽提塔的底部，并经由管道14和22向前送至对付产品1，2-亚乙基二醇进行浓缩的工段。

与此同时，来自环氧乙烷汽提塔11顶端的含有环氧乙烷的蒸汽经管道23向前送至装有冷却水循环管道25和26的冷凝器24。因此得到的冷凝液经管道27返回环氧乙烷汽提塔11的顶部。而排出的经过冷凝的蒸汽，经由管道28被输入脱水器29。

采用连接在脱水器29的再沸腾器30，通过管道31的加热介质，如水蒸汽或Dowtherm加热介质对该蒸汽进行加热，或者直接把水蒸汽通入脱水器29的底部进行加热。不含有环氧乙烷的水经由管道32从脱水器29的底部排出。

从脱水器29的顶端，含有环氧乙烷的蒸汽经由管道33送至冷凝器34，在冷凝器中有冷却水或盐水经管道35和36在其中环流。因而所制得的冷凝液经由管道37返回脱水器29的顶部。经冷凝器34冷却并排出的蒸汽经管道39导入环氧乙烷排气洗涤器（图中未示）。冷凝器34中冷凝液的剩余部分经管道38导入轻质汽提器40。

冷凝液通过与轻质汽提器40连接的再沸腾器41并用经过管道42的加热介质（如水蒸汽或Dowtherm加热介质）加热。从轻质汽提器40的顶部，含环氧乙烷的蒸汽经管道43送至冷凝器44。因而形成的冷凝液经由管道47返送轻质汽提器40的顶端。经过冷却被排出的蒸汽经由管道48导入用于回收环氧乙烷的环氧乙烷排气洗涤器（图中未示）。

在此同时，从轻质汽提器40的底部，从易挥发成分中分离出来的环氧乙烷经管道49被导入到环氧乙烷精馏塔50中。

残留液用与环氧乙烷精馏塔50连接的再沸腾器58，借助经过管道59的加热介质（如水蒸汽或Dowtherm加热介质）保持加热。压力为0.5～3.0公斤/厘米²（表压）的水蒸汽经管道59，导入与环氧乙烷精馏塔50连接的再沸腾器58。然后，使环氧乙烷精馏塔50的底部温度保持在35-85℃，而塔内压力保持在1.2-8.2公斤/厘米²（表压）进行精馏。顶部温度为29°-81℃，而压力为1.0-8.0公斤/厘米²（表压）的环氧乙烷蒸汽，从环氧乙烷精馏塔的顶部排出，并经管道51送到冷凝器52，在那儿得到液化。部分液化环氧乙烷经由管道56并作为回流液回送到环氧乙烷精馏塔50的顶端。液化环氧乙烷的剩余部分经管道57排出作为环氧乙烷产品。

环氧乙烷精馏塔50的蒸汽在冷凝器52中进行冷却，后经由管道55导入用于回收环氧乙烷的环氧乙烷排气洗涤器中（图中未示）。

当需对高沸杂质（如乙醛、水、乙酸等）的重质分馏物分离时，可将环氧乙烷精馏塔50中的残留液经管道67排放。

以上所述的是环氧乙烷精制的方法，但是，就环氧乙烷汽提塔顶排出的蒸汽冷凝的热量和环氧乙烷汽提塔底部排放的液体所具有的热能的回收利用方面是不能令人满意的。因而，该方法必须伴有缺点，即该装置中大量的热量被浪费地损失掉。常规方法采用的惯例，使温度为100-150℃的环氧乙烷汽提塔的残留液与环氧乙烷吸收器的残留液进行热交换，借此进行热量的回收利用并因而冷却了该残留液，同时把这冷却过的残留液作为环氧乙烷吸收器的吸收液加以使用。另外，上述用于精制环氧乙烷的方法必然伴有这样的缺点，即在环氧乙烷精馏塔中将消耗大量的加热水蒸汽用以加热。

作为我们对上述环氧乙烷精制工艺的有关节能的研究结果，最终我们发现环氧乙烷汽提塔残留液所具有的能量和该塔顶部蒸汽所具有的能量能得到充分利用。

所以，本发明的一个目的，是提供一种用于环氧乙烷精制的新方法。

本发明的另一个目的是提供一种环氧乙烷的精制方法，该方法改进了对环氧乙烷汽提塔的顶部蒸汽和底部液体中能量的有效利用。发明的简要说明：

以上所描述的发明目的可通过环氧乙烷精制方法来达到，即借助这样一个步骤，由含氧分子的气体与乙烯进行气相的催化氧化反应，由此生成自然含有环氧乙烷的气体，将该气体导入环氧乙烷吸收器中，并使之与逆流的吸收液接触，从环氧乙烷吸收器的顶端排出的部分气体循环回到乙烯的氧化工序，将含有环氧乙烷的环氧乙烷吸收器的残留液送至环氧乙烷汽提塔，通过扩散作用从环氧乙烷汽提塔顶部得到环氧乙烷，冷凝这含有水和环氧乙烷的蒸馏物，并在脱水器中将蒸馏物中的水分分离，在轻质汽提器中分离易挥发成分，同时在环氧乙烷精馏塔中精馏剩余的环氧乙烷，该方法的特点在于利用环氧乙烷汽提塔中出来的扩散物质，作为环氧乙烷精馏塔的热源。

前面提到的环氧乙烷精制中，借助于环氧乙烷精制方法使前面提到的发明目的进一步得到实现，该方法包括将环氧乙烷汽提塔底部排出的溶液，导入环氧乙烷吸收器中作为其吸收液使用，使得该溶液与来自吸收器的残留液在热交换器中进行热交换，然后借助热泵回收吸收液所具有的热能，促使水蒸汽的生成，并使生成的水蒸汽作为环氧乙烷精制的热源。

在前面所述的环氧乙烷精制中，也可借助环氧乙烷的精制方法达到上面所述的目的，该方法包括使用环氧乙烷汽提塔底部排出的部分液体，作为环氧乙烷精馏塔或轻质汽提塔或两者的热源。

图的简要说明：

图1是典型的环氧乙烷精制已知方法的流程图;

图2是根据本发明精制环氧乙烷典型方法的流程图;

图3-7是一些根据本发明精制环氧乙烷方法的不同的流程图。

本发明的优选实施例

在本发明中，导入环氧乙烷吸收器的吸收液温度在5-40℃范围中，优选10-35℃。控制吸收液的pH值使之保持在5-12的范围中，优选6-11，1，2-亚乙基二醇的浓度在1～40%（重量比）之间，优选5-30%（重量比），防泡剂的浓度等于或高于0.1ppm，优选范围1～100ppm，水的浓度范围正好构成平衡。为了使吸收液中1，2-亚乙基二醇的浓度保持恒定，环流在环氧乙烷吸收器和环氧乙烷汽提塔之间的吸收液从吸收液底部排出，并送至付产品1，2-亚乙基二醇浓缩塔，在那儿可根据需要补充新鲜水。根据需要，调节的pH值会受加入化合物的影响，如能溶解于吸收液中的钾、钠等碱金属的氢氧化物或其碳酸盐。尤其希望所需添加物是氢氧化钾或氢氧化钠。

当在吸收液组合物中使用防泡剂时，可使用任何例如在付产品1，2-亚乙基二醇不起作用而能消除吸收液中泡沫的防泡剂。使用该类防沫剂中典型的例子是水溶性硅氧乳胶，因为它在吸收液中的分散性、稀释稳定性、热稳定性优于其它的防泡剂。

关于环氧乙烷吸收器的运行条件，反应生成的气体中环氧乙烷的浓度在0.5-5%间（体积比），优选1.0-4%（体积比），环氧乙烷吸收器工作压力在2-40公斤/厘米²（表压）间，优选10-30公斤/厘米²（表压）。关于环氧乙烷汽提塔的运行条件，环氧乙烷汽提塔顶端压力在0.1-2公斤/厘米²（表压）之间，优选0.3-0.6公斤/厘米²（表压），环氧乙烷汽提塔顶部温度在85-120℃之间，环氧乙烷汽提塔底部温度在100-150℃之间，而环氧乙烷汽提塔底部环氧乙烷浓度不超过30ppm，优选范围不超过0.5ppm。

方法中的工序包括，将含氧分子气体与乙烯进行气相催化氧化反应所得到的，同时含有环氧乙烷的气体导入环氧乙烷吸收器，并在其中与吸收液逆流接触，从环氧乙烷吸收器顶部逸出的部分气体循环送回环氧乙烷的氧化工序，将环氧乙烷吸收器中含环氧乙烷的残留液送至环氧乙烷汽提塔，通过扩散作用在环氧乙烷汽提塔顶部得到环氧乙烷，在热交换器中使环氧乙烷汽提塔底部排放的液体与环氧乙烷吸收器排出的残留液进行热交换，在冷却器中冷却得到的液体，将冷却的液体送到环氧乙烷吸收器中并在其中重新作为吸收液使用。将剩余液体送到用于浓缩液体中1，2-亚乙基二醇付产品的1，2-亚乙基二醇浓缩塔中。本发明的特点在于经环氧乙烷汽提塔的扩散作用所得到的蒸汽所具有的热能的回收，并且有效地利用再生热能。

出于这样的目的，本发明采用一种方法，即包括将环氧乙烷汽提塔顶部出来的蒸汽送到环氧乙烷精馏塔的再沸腾器，对扩散物质进行热交换并同时液化该扩散物质，将冷却后的液体回送到环氧乙烷汽提塔中，并将未冷凝气体送到脱水器中。

在该发明中，导入脱水器的液体温度保持在5-60℃的范围间，优选10-50℃，这样导入的蒸汽中环氧乙烷浓度在80-98%之间（重量比）。

关于环氧乙烷脱水器运行的条件，脱水器顶部压力0.1-2公斤/厘米²（表压），优选0.3-0.6公斤/厘米²（表压），脱水器顶部温度为10-40℃，脱水器底部温度100-150℃。脱水器底部环氧乙烷的浓度不大于100ppm，优选不大于10ppm的浓度。

在本发明中，导入轻质汽提器中液体的温度在0°-50℃之间，优选5-30℃。这样导入的液体以环氧乙烷为其主要成分并且除水分外还含有少量甲醛和其它醛类。

有关轻质汽提器的运行条件，轻质汽提器顶部压力在1-10公斤/厘米²（表压）之间，优选3-7公斤/厘米²（表压），轻质汽提器顶部温度在30-90℃之间，轻质汽提器底部温度在30-90℃之间。

轻质汽提器底部环氧乙烷的浓度不少于99.5%（重量比），优选不少于99.95%（重量比）的浓度。

在本发明中，环氧乙烷精馏塔或是盘式塔或是填料塔。在盘式的蒸馏塔情况下，塔盘形式包括泡罩塔盘、均流塔盘、Turbogrid塔盘、楔式塔盘、Flexy分馏、筛盘、镇气分馏塔盘。作为填充式精馏塔的填料例子有Raschig环、Pall环、鞍形环、螺旋环、MacMahon填料、Intalox金属填料，理论上每个工序的压力降不大于10毫米汞柱的填充材料，以及机织或编织的重迭金属网。

本发明中导入环氧乙烷精馏塔中液体的温度在30～90℃，优选50～70℃。控制这样导入的液体的组成使环氧乙烷浓度不小于99.5%（重量比），优选不少于99.95%（重量比）的浓度。

有关环氧乙烷精馏塔的运行条件，精馏塔顶部压力在1.0-8.0公斤/厘米²（表压），优选1.2-5.0公斤/厘米²（表压），精馏塔顶端温度在29～81℃之间，精馏塔底部温度在35～85℃之间，精馏塔底部环氧乙烷的浓度在30-90%（重量比）之间，优选40-80%（重量比）。

在本发明中，环氧乙烷精馏塔残留液是重质组分包括高沸杂质，如乙醛、水、乙酸等。

下面将参照图示对本发明进行更详细的描述。

据图2所说明的，用含氧分子气体对乙烯进行气相的催化氧化反应得到的，并同时含有环氧乙烷的气体经管道101导入填充式或塔盘式的环氧乙烷吸收器102的底下部分。吸收液经由管道103导入环氧乙烷吸收器102并与气体呈逆流形式接触，其结果在反应的气体产物中不少于99%（重量比）的环氧乙烷得到回收。经过吸收器102的顶部，这些气体，如乙烯，氧气，二氧化碳，惰性气体（氮气、氩气、甲烷、乙烷），醛类，以及吸收后逸出的氧化物质经管道104循环送到二氧化碳吸收工段和/或氧化工序。在该吸收工序中，除乙烯、氧气、二氧化碳以及惰性气体（氮气、氩气、甲烷和乙烷）外还有在乙烯氧化工序中形成的高沸杂质如乙醛和乙酸，更不用说环氧乙烷都大部分被立刻吸收。

环氧乙烷吸收器102的残留液经由管道105向前送到热交换器106，经过和环氧乙烷汽提塔的残留液进行热交换能使其温度上升至70～110℃，然后向前通过管道107到一个汽液分离罐108，通过管道109使得到的含有环氧乙烷和水的惰性气体中的易挥发性成分气体部分地分离。通过洗涤已去掉易挥发性成分气体的剩余吸收液通过管道110导入环氧乙烷汽提塔111上部，保持压力为0.1至2公斤/厘米²（表压），温度85-120℃，在这里通过向管道113提供一个加热介质例如水蒸汽或一个热介质（道-化学公司生产商标设计为道氏热载体“Dowtherm”），在环氧乙烷汽提塔111的再沸器112内部加热或将水蒸汽直接导入环氧乙烷汽提塔111的底部进行加热。从而通过扩散作用使吸收液中不少于99%（重量计）的环氧乙烷分离而得。在环氧乙烷汽提塔的底部，有一部分基本上不含环氧乙烷的液体，温度为100℃到150℃，通过管道114和115到热交换器106与环氧乙烷吸收器102的底部液体进行热交换，沿着管道116，在装有循环冷却水管道118和119的冷却器117中冷却，然后通过管道121添入新鲜水，以调节在吸收液中的1，2-亚乙基二醇的浓度。当需要调节吸收液的pH值时，可加入氢氧化钾溶液，为了在吸收液中调节防泡剂浓度，可以补充防泡剂导入环氧乙烷吸收器102中。为了避免在乙烯和含氧分子气体的氧化工序与环氧乙烷的扩散分离工序之间的吸收液中的，由于环氧乙烷在水中分解生成的付产物1，2-亚乙基二醇，低沸杂质如甲醛以及高沸杂质如乙醛和乙酸等的浓度的增加，可从环氧乙烷汽提塔111的底部排出残留液，通过管道114和122向前输送到有关工序以浓缩付产物1，2-亚乙基二醇。

同时，通过扩散分离作用从环氧乙烷汽提塔111的顶部获得的含环氧乙烷的蒸汽，向前通过管道123到环氧乙烷精馏塔150的再沸器160中，并在此作为一个热源使用。又把生成的冷凝液和未冷凝的上述蒸汽向前通过管道161送到装有循环冷却水管道162和163的冷凝器164中，生成的冷凝液通过管道165送回环氧乙烷汽提塔111的顶部，未浓缩的上述蒸汽通过管道166通到脱水器129中。

送到脱水器129中的上述蒸汽通过加热介质来加热，例如把水蒸汽或道氏热载体（道-化学公司生产）送入管道131通过再沸器130进行加热或直接把水蒸汽送入脱水器129的低位部分。通过管道132从脱水器129的底部排出，基本上不含环氧乙烷的水

从脱水器129的顶部，把含有环氧乙烷的蒸汽向前通过管道133送到装有循环冷却水或盐水管道135和136的冷凝器134中，一部分冷凝物通过管道137送回脱水器129的顶部。未冷凝的上述蒸汽从冷凝器134排出，通过管道139送到环氧乙烷的排气洗涤器中（图中未示）。

从冷凝器134出来的另部分的冷凝物，通过管道138送到轻质汽提塔140中，从轻质汽提塔140的顶部排出含有易挥发性成分气体的环氧乙烷蒸汽，并向前通过管道143送到冷凝器144，把冷凝物通过管道147送回轻质汽提塔140的顶部，未冷凝的上述蒸汽通过管道148送入环氧乙烷排气洗涤器中（图中未示）以回收环氧乙烷。

轻质汽提塔140的底部液体通过管道149导入环氧乙烷精馏塔150中。

从环氧乙烷汽提塔111的顶部排出的扩散分离物导入到环氧乙烷精馏塔150的再沸器160中，并通过把加热介质例如水蒸汽或道氏热载体（道一化学公司生产）送入管道159中，在环氧乙烷精馏塔150的再沸器158中加热，在环氧乙烷精馏塔的底部，精馏温度控制在29-81℃范围，底部压力为1.1-8.1公斤/厘米²（表压）。从环氧乙烷精馏塔顶部排出的环氧乙烷蒸汽温度为35-75℃，顶部压力为1-8公斤/厘米²（表压），向前通过管道151送到环氧乙烷冷凝器152以液化环氧乙烷。一部分液化了的环氧乙烷通过管道156回到环氧乙烷精馏塔150的顶部。另一部分则作为环氧乙烷产品通过管道157排出。

当需要分离重组分的高沸点杂质如乙醛，水，乙酸等时，可通过管道167排出环氧乙烷精馏塔150的底部液。

图3说明了本发明的另一个实施例，该方法类似于图2的说明，环氧乙烷汽提塔底部的液体同来自环氧乙烷吸收器的液体在热交换器206中进行热交换，并向前通入致冷剂蒸发器216。

在致冷剂蒸发器216中，致冷剂连续地同环氧乙烷汽提塔底部的液体进行热交换，已蒸发的致冷剂通过管道271到达压缩机270中。压缩后的致冷剂通过管道272送入致冷剂冷凝机273，在这里通过向外部的流体转移热量而冷凝，冷凝的致冷剂向前通过管道274，重新送入致冷剂蒸发器216。

将循环水通过管道276和277导入致冷剂冷凝器273和把水通过管道278导入罐275可以将产生的水蒸汽通过管道259来回收。回收的水蒸汽能有效地作为环氧乙烷生产步骤的热源来加以利用。这个水蒸汽尤其能被作为环氧乙烷精馏塔250的热源。

在图3中所示的参照数字就是图2中所示的相应的每个数字，再加上100。

图4说明了本发明的另一个实施例，该方法类似于图2的说明，环氧乙烷汽提塔的底部液体同环氧乙烷吸收器302底部的液体在热交换器306中进行热交换之后，通过管道380导入环氧乙烷精馏塔350的再沸器358中，并被作为一个热源使用，然后通过管道316送到冷却器317，并在此被冷却，通过管道320和303循环送回环氧乙烷吸收器302。

在图4中，所示的参照数字就是图2中所示的相应的每个数字再加上200。

图5说明了本发明的另一个实施例，该方法类似于图2的说明，环氧乙烷汽提塔底部的液体同来自环氧乙烷吸收器402底部的液体在热交换器406中进行热交换，热交换后的液体通过管道442导入轻质汽提塔440的再沸器441中，并在此作为一个热源，然后通过管道416到冷却器417并在此冷却。通过管道420和403循环回到环氧乙烷吸收器402中。

在图5中所示的参照数字就是图2中所示相应的每个数字再加上300。

图6说明了本发明的另一个实施例，该方法类似图2，环氧乙烷汽提塔的底部液体同来自环氧乙烷吸收器502底部的液体在热交换器506中进行热交换，热交换后的液体通过管道580，581和542导入精馏塔550的再沸器558中和轻质汽提塔540的再沸器541中，并被作为热源使用，然后通过管道582和583到冷却器517并在此被冷却，冷却后的液体通过管道520和503循环回到环氧乙烷吸收器502中。

在图6中所示的参照数字就是图2中所示的相应每个数字再加上400。

图7说明了本发明的另一个实施例，该方法类似于图2，环氧乙烷汽提塔的底部液体同来自环氧乙烷吸收器602的底部液体在热交换器606中进行热交换。热交换后的液体通过管道680导入环氧乙烷精馏塔650的再沸器658中，并作为热源来使用。然后通过管道642导入轻质汽提塔640的再沸器641中，并作为热源来使用。然后向前通过管道616到冷却器617中，并在此冷却。冷却后的液体通过管道620和603循环回到环氧乙烷吸收器602中。

在图7中所示的参照数字就是图2中所示的相应每个数字再加上500。

现在参照下述的操作实例更详细地描述本发明，应该注意到这些操作实例并非对本发明的限制。

例1

如图2所述，把含氧分子气体和乙烯进行气相催化氧化反应所生成的、因而含有环氧乙烷的气体通过管道101导入到塔盘式的环氧乙烷吸收器102的底部。把含有9%重量1，2-亚乙基二醇，3ppm的防泡剂（水溶性有机硅乳液），其温度为29.6℃，pH＝6和达到水平衡的吸收液通过管道103导入环氧乙烷吸收器102的上部，并在此同反应产物气体逆流接触，从而回收不少于99%（重量）的反应产物气体中的环氧乙烷。在环氧乙烷吸收器102的顶部，象已被吸收处理过的乙烯，氧，二氧化碳，惰性气体（氮气、氩气、甲烷和乙烷），醛类和酸性物质这样的一类气体，实际上将通过管道104排出，循环到用于吸收二氧化碳的工序和/或用于进行氧化反应的工序。在这个吸收工序中，除了乙烯，氧气，二氧化碳和惰性气体（氮，氩，甲烷和乙烷）之外，还有在乙烯氧化过程中生成的低沸点杂质如甲醛，高沸点杂质如乙醛和乙酸，更不用说环氧乙烷，都大部地迅速被吸收了。环氧乙烷吸收器102的底部液向前通过管道105送到热交换器106，与环氧乙烷汽提塔111的底部液进行热交换，使温度上升到70-110℃，加热后的液体向前通过管道107到气-液分离罐108。含有环氧乙烷和水的惰性气体中易挥发成分气体通过管道109排出分离。把除掉易挥发成分气体后的剩留的吸收液，通过管道110导入其顶端压力0.1～2公斤/厘米²（表压），塔顶温度85-120℃的环氧乙烷汽提塔111的上面部分，把环氧乙烷汽提塔111中的吸收液通过在再沸器112中外部水蒸汽的加热，从而能分离出不少于99%重量吸收液中的环氧乙烷。从环氧乙烷汽提塔111的底部，把部分基本上不含环氧乙烷的，温度是113.8℃的残留液排出，向前通过管道114和115到热交换器106，在这里与环氧乙烷吸收器102的底部液进行热交换。得到的液体向前通过管道116，在装有循环冷却水管道118和119的冷却器117中冷却。然后，通过管道121导入新鲜水来调节吸收液中的1，2-亚乙基二醇的浓度。为了避免在乙烯和含氧分子气体的氧化工序与环氧乙烷的扩散分离工序之间的吸收液中的，由于环氧乙烷在水中分解生成的付产物1，2-亚乙基二醇，低沸杂质如甲醛，以及高沸杂质如乙醛和乙酸等的浓度的增加，可从环氧乙烷汽提塔111的底部排出残留液，通过管道114和122向前输送到有关工序以浓缩付产物1，2-亚乙基二醇。

同时，从环氧乙烷汽提塔111顶部所获得的含环氧乙烷的蒸汽向前通过管道123到环氧乙烷精馏塔150的再沸器160，并在此作为一个热源使用。所生成的冷凝物向前通过管道161到装有循环冷却水管道162和163的冷凝器164，将冷凝物通过管道165回到环氧乙烷汽提塔111的顶部，未冷凝的蒸汽通过管道166导入脱水器129。

通过脱水器129的再沸器130，用通过管道131的水蒸汽来加热上述的蒸汽，通过管道132从脱水器129的底部排出基本上不含环氧乙烷的水。

从脱水器129的顶部，含有环氧乙烷的蒸汽向前通过管道133导入装有循环冷冻水管道135和136的冷凝器134中，一部分生成的冷凝物通过管道137回到脱水器129的顶部。在冷凝器134中未冷凝的蒸汽通过管道139导入一个环氧乙烷排气洗涤器中（图中未示）。另一部分生成的冷凝物通过管道138导入轻质汽提塔140中。从轻质汽提塔140的顶部，含有易挥发成分气体的环氧乙烷蒸汽向前通过管道143到冷凝器144，所生成的冷凝物通过管道147回到轻质汽提塔140中，未冷凝的蒸汽通过管道148导入环氧乙烷排气洗涤器（图中未示）中，以回收环氧乙烷，轻质汽提塔140的底部液通过管道149导入环氧乙烷精馏塔150中。

把从环氧乙烷汽提塔111中来的扩散分离物送入环氧乙烷精馏塔150的再沸器160中，并在环氧乙烷精馏塔150的再沸器158中，受到通入管道159中的水蒸汽的加热。控制环氧乙烷精馏塔的底部温度在45℃，压力在2.0公斤/厘米²（表压），精馏上述扩散分离物。从环氧乙烷精馏塔的顶部出来的温度为39℃，压力为1.8公斤/厘米²（表压）的环氧乙烷蒸汽通过管道151到环氧乙烷冷凝器152中，以液化环氧乙烷。一部分液化的环氧乙烷通过管道156回到环氧乙烷精馏塔150中。另一部分液化了的环氧乙烷作为环氧乙烷产品，通过管道157排出。

在环氧乙烷冷凝器152中，未冷凝的蒸汽通过管道155导到环氧乙烷排气洗涤器（图中未示）中以回收环氧乙烷。

环氧乙烷精馏塔150的底部液通过管道167排出，以分离出重组分的高沸点杂质如乙醛，水，乙酸等。

表1显示了用该方法进行连续操作时所收集到情况。

例2

如图3所说明的，其方法类似于例1，环氧乙烷汽提塔211的底部液，通过管道214和215导入一个热交换器206，并与来自环氧乙烷吸收器202的底部液进行热交换。得到的液体向前通入致冷剂蒸发器216，然后到一冷却器217，在那里冷却，冷却后的液体通过管道220和203循环到环氧乙烷吸收器202中。

在致冷剂蒸发器216中，由于致冷剂与环氧乙烷汽提塔211底部的液体进行热交换而蒸发，并向前通过管道271到致冷剂压缩器270，并在那里压缩。压缩后的致冷剂通过管道272导入致冷剂冷凝机273，并在那里向外部流体传递热量而受冷凝，冷凝后的致冷剂向前通过管道274重新到致冷剂蒸发器216。

通过管道276和277使水在致冷剂冷凝器273形成循环，水通过管道278补充加入罐275，从而生成水蒸汽，通过管道259回收生成的水蒸汽向前通到环氧乙烷精馏塔250的再沸器258，并作为热源使用。

表2显示了用该方法进行连续操作时所收集到的情况。

例3

如图4所说明的，该方法类似于例1，环氧乙烷汽提塔的底部液与来自环氧乙烷吸收器302的液体在热交换器306中进行热交换，得到的液体通过管道380导入环氧乙烷精馏塔350的再沸器358中，并在此作为热源使用。然后，它向前通过管道316到冷却器317，在此冷却后，进一步通过管道320和303循环到环氧乙烷吸收器302，而所有其他的方面，如实地重复了例1的方法。

表3显示了用该方法进行连续操作时所收集到的情况。

例4

如图5所描述的，其方法类似于例1，环氧乙烷汽提塔的底部液体与来自环氧乙烷吸收器402的液体在热交换器406中进行热交换，得到的液体通过管道442导入轻质汽提器440的热交换器441中，并在此作为热源使用。然后，通过管道416送到冷却器417进行冷却。又通过管道420和403循环到环氧乙烷吸收器402，而所有的其他方面，如实地重复例1的方法。

表4显示了用该方法进行连续操作时所收集到的情况。

例5

如图6所说明的，其方法类似于例1，环氧乙烷汽提塔的底部液体与来自环氧乙烷吸收器502的液体进行热交换，得到的液体通过管道580和581导入环氧乙烷精馏塔550的再沸器558中，并通过管道580和542导入轻质汽提塔540的再沸器541，分别地作为热源使用，然后向前通过管道582和516或通过管道583和516到冷却器517进行冷却，通过管道520和503循环到环氧乙烷吸收器502。而所有其他的方面如实地重复例1的方法。

表5显示了用该方法进行连续操作时所收集到的情况。

例6

重复例5的步骤，但改变了组分部分的操作条件，其结果如在表6中所显示的。

例7

如图7所说明的，其方法类似于例1，环氧乙烷汽提塔的底部液体与来自环氧乙烷吸收器602底部的液体在热交换器606中进行热交换，得到的液体通过管道680通到环氧乙烷精馏塔650的再沸器658中，在此作为热源使用。然后，又通过管道642输到轻质汽提塔640的再沸器641中，并又作为热源使用。然后向前通过管道616到冷却器617，并在此冷却。又通过管道620和603循环到环氧乙烷吸收器602，而所有其他的方面，如实地重复例1的方法。

表7显示了用该方法进行连续操作时所收集到的情况。

对照例

如图1所说明的，其方法类似于例1，把通过扩散分离作用从环氧乙烷汽提塔11的顶部获得的含环氧乙烷的蒸汽，向前通过管道23，送到装有循环冷却水管道25和26的冷凝器24中。得到的冷凝物通过管道27回到环氧乙烷汽提塔11的顶部，未冷凝的上述蒸汽通过管道28通到脱水器29。

在脱水器29的再沸器30中，由一个热介质例如通过管道31来的水蒸汽来加热上述蒸汽。而所有其他的方面，重复例1的方法。

表8显示了用本方法进行连续操作时所收集到的情况。

本发明的方法表明将来于环氧乙烷汽提塔顶部的蒸汽的热能导入环氧乙烷精馏塔的再沸腾器，其结果使加热环氧乙烷精馏塔所需的外加热能可大量减少。进一步使用该发明方法的结果表明，可以降低用于冷却环氧乙烷汽提塔顶部所产生的蒸汽和用于冷却环氧乙烷汽提塔残留液的冷却水的热负荷。

Claims (8)

1、环氧乙烷的精制方法，其步骤是把由含氧分子气体与乙烯进行的气相催化氧化反应所形成的，自然地含有环氧乙烷的气体送入环氧乙烷吸收器，并与器内的吸收液逆流接触，把由该环氧乙烷吸收器顶部出来的气体送入乙烯的氧化工序，把该环氧乙烷吸收器的含环氧乙烷的底部液体送入环氧乙烷汽提塔，在环氧乙烷汽提塔中通过加热扩散作用，从其顶部分离出环氧乙烷，冷凝所得到的含有环氧乙烷和水的蒸馏物，在脱水塔中，从蒸馏物中分离出水，在轻质汽提塔中从蒸馏物中分离出易挥发的成分，随后在环氧乙烷精馏塔中精馏余下的环氧乙烷，该方法的特征是把从环氧乙烷汽提塔顶部出来的扩散分离物作为环氧乙烷精馏塔的热源。

2、如权利要求1的方法，其中所说的环氧乙烷汽提塔的顶部压力是在0.1-2公斤/厘米²（表压）范围，顶部温度是85-120℃。

3、如权利要求1的方法，其中所说的环氧乙烷汽提塔的部分的底部液体被送到环氧乙烷吸收器，并在此作为吸收液体来使用，同时，所说的液体同环氧乙烷吸收器的底部液在热交换器中进行热交换，然后，通过使用热泵回收吸收液中所具有的热能来产生水蒸汽，并使用该水蒸汽作为生产环氧乙烷加热工艺的热源。

4、如权利要求3的方法，其中汽提塔的底部温度是100-150℃。

5、如权利要求1的方法，其中把从环氧乙烷汽提塔排出的部分液体用作精制环氧乙烷的热源。

6、如权利要求1的方法，其中把从环氧乙烷汽提塔排出的部分液体用作轻质汽提塔的热源。

7、如权利要求1的方法，其中把从环氧乙烷汽提塔排出的部分液体用作环氧乙烷精馏塔和轻质汽提塔的热源。

8、如权利要求1的方法，其中把从环氧乙烷汽提塔排出的部分液体用作环氧乙烷精馏塔的热源，然后再用作轻质汽提塔的热源。

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