JP2016525574A - 酸化アルキレン分離システム、方法及び装置 - Google Patents

Abstract

蒸留塔、デカンター、及び水洗浄システムを含む酸化プロピレン分離システムが開示される。蒸留塔は、粗酸化プロピレンストリームを受けて、メタノールと水を有する不純物ストリームを排出し、かつ粗酸化プロピレンストリームに入る酸化プロピレンの大部分を含む塔底ストリームを排出するように構成されている。デカンターは、不純物ストリームの少なくとも一部と炭化水素溶媒を受けて、該デカンターで有機相と水性相が形成される。有機相は酸化プロピレンと炭化水素溶媒を含み、蒸留塔に送られる。水性相は不純物ストリームに入るメタノールと水の大部分の重量％を含む。水洗浄システムは水性相を受けて酸化プロピレン分離システムから送り出すように構成されている。【代表図】 図１

Description

本出願は、２０１３年７月２９日に出願された米国の仮特許出願第６１／８５９，５４９号の利益及び優先権を主張し、該仮特許出願は全体的に本願に参照として組み込まれる。

本発明は、イソブタン、エチルベンゼン又はクメンの酸化から得られるヒドロペルオキシドでプロピレンをエポキシ化する際に形成される酸化プロピレンを浄化して回収するための方法に関する。特に、本方法は酸化プロピレンからのホルムアルデヒド及びアセトアルデヒドのような軽質アルデヒドの分離を改善する。

毎年約１４５億パウンドの酸化プロピレンが製造されている。酸化プロピレンは様々な用途を有している。全ての酸化プロピレンの６０〜７０％はポリウレタンプラスチックの製造のためにポリエーテルポリオールに転化される。また、熱反応により、或いは酸又は塩基触媒作用により促進される工程を通じて酸化プロピレンの約２０％が加水分解されてプロピレングリコールになる。他の主な生成物は、ポリプロピレングリコール、プロピレングリコールエーテル及び炭酸プロピレンである。これらの最終生成物を得るために、不純物を含まない酸化プロピレンが必要となる。

酸化プロピレンを含む酸化アルキレンを製造する方法は、それに対応するオレフィンを塩化水素化及びエポキシ化することを含む。エポキシ過程で用いられる酸化物は、分子酸素による直接酸化によって第３級又は第２級炭化水素から得られるが、それにより前記酸化物は酸素化不純物及び前駆体を含有するようになる。オレフィンのエポキシ化ステップでも追加的な酸素化不純物が発生する。酸化プロピレン、特に炭化水素酸化物とのエポキシ化で生成される酸化プロピレンのような粗酸化アルキレンは、酸化アルキレンから分離しにくい相当量の酸素化不純物を含有する。該不純物は一般的に水、酸、アルコール、アルデヒド、ケトン、及びエステルを含む。酸化プロピレンを製造する様々な方法における流出物ストリームのこれらの不純物成分から酸化プロピレンを分離するためのシステムと方法は持続的に改善される必要がある。

米国特許３，３３８，８００には、３〜１８個の炭素原子を有する酸化アルキレンをパラフィン又はパラフィンナフサ溶媒で抽出蒸留することが教示されている。より具体的には、該特許には、酸化アルキレンの５℃以内で騰する酸素化不純物が、この不純物の沸点より少なくとも３５℃高い沸点を有する溶媒として非環式パラフィン系炭化水素を用いる抽出蒸留によって分離することができるということが提示されている。該特許によって取り扱われる課題は、液相においてエチレン性不飽和化合物を分子酸素で直接酸化させて生成されるエポキシド画分物が酸素化不純物を含有し、該不純物はその沸点が所望のエポキシド生成物と似ているために従来の蒸留技術では分離することができないということである。

米国特許３，８８１，９９６の教示によると、一連の分別ステップは、特にアルデヒド含量に関連し、得られた酸化プロピレンの最終純度に大きな影響を及ぼす。酸化プロピレンがプロピオンアルデヒド及びより高沸点の材料から分離するステップに先立ち、アセトアルデヒド及びより低沸点の材料が除去されると、実質的に改善された結果が得られるようになる。この結果は非常に特異なものであり、分別蒸留装備の通常の計算可能な性能によらない。本発明者は、正常な質量伝達ステップを妨げて変則的な結果を生じ化学反応が蒸留中に起こり得ると考えている。しかし、科学的な根拠は与えられていなかった。

米国特許３，４６４，８９７及び３，８４３，４８８の教示によると、抽出蒸留で８〜２０個の炭素原子を有する炭化水素溶媒を用いて酸化プロピレンからＣ５−Ｃ７の不純物を効果的に除去することができる。米国特許３，６０７，６６９には、高圧力で水−酸化プロピレン共沸混合物を分解して、８〜１２個の炭素原子を含有する非環式又は環式パラフィンの存在下で混合物を蒸留して水から酸化プロピレンを分離する方法が教示されている。酸化プロピレンの浄化のための抽出蒸留作業で様々な溶媒を用いることを紹介する多くの他の米国特許、例えば４，１４０，５８８、５，０００，８２５、５，００６，２０６、５，１１６，４６６、５，１１６，４６７、５，１３９，６２２、５，１４５，５６１、５，１４５，５６３、５，１５４，８０３、５，１５４，８０４、５，１６０，５８７、５，３４０，４４６、５，６２０，５６８、５，９５８，１９２及び６，５５９，２４８がある。米国特許２，５５０，８４７、２，６２２，０６０、３，３５０，４１７、３，４７７，９１９、４，６９１，０３４、４，６９１，０３５、５，１０６，４５８及び５，１０７，００２には、酸化プロピレンからギ酸メチルを分離する方法が教示されている。これらの特許は、選択された酸化プロピレン不純物を除去することを教示しているが、アルデヒド、特にホルムアルデヒド及びアセトアルデヒドの除去は取り扱っていない。

米国特許６，０２４，８４０は、プロピレンからアセトアルデヒドを除去するためにメタノールを抽出溶媒として用いている。しかし、溶媒メタノール自体は沸点が近い酸化プロピレンの汚染物質になる。米国特許７，７０５，１６７は、水洗浄酸化プロピレンを用い、次に水性相を炭化水素抽出溶媒と接触させてから蒸留を行うことを教示している。これらの教示は既存のプラントの改善には実用的でない。特にｔｅｒｔ−ブチルヒドロペルオキシドの過程で生成される酸化プロピレンの場合、合計で５０ｐｐｍ未満のアルデヒドを含有し、ホルムアルデヒドを合有しない酸化プロピレンを回収することは難しいため、本発明の目的は、酸化プロピレン生成物の実質的な損失なくアルデヒドが低い高純度の酸化プロピレンを回収するための、既存のプラントにも適用できる方法を提供することである。

本発明の一態様は、酸化プロピレン分離システムに関し、該システムは、粗酸化プロピレンストリームを受けて、メタノールと水を有する不純物ストリームを排出し、かつ前記粗酸化プロピレンストリームに入る酸化プロピレンの大部分を有する塔底ストリームを排出するように構成されている蒸留塔、前記不純物ストリームと炭化水素溶媒を受けるデカンター（該デカンターで、前記酸化プロピレンと炭化水素溶媒を有する有機相、及び前記不純物ストリームに入る前記メタノールと水の大部分の重量％を含む水性相が形成される）、及び前記水性相を受けて前記酸化プロピレン分離システムから送り出すように構成されている水洗浄システムを含み、前記デカンター内の有機相が前記蒸留塔に送られるように構成されている。

前記粗酸化プロピレンストリームは、例えば酸化プロピレン／ｔｅｒｔ−ブタノール処理システムにおける酸化プロピレン反応器流出物ストリームであってもよい。前記蒸留塔は、塔頂凝縮器を含むことができ、蒸留塔のその塔頂凝縮器から非凝縮成分の塔頂蒸気パージが出るように構成されている。前記デカンターは、前記蒸留塔に対する塔頂デカンターであってもよく、前記塔頂凝縮器から不純物ストリームを受けることができる。一方、前記デカンターは、前記蒸留塔に対する側部デカンターであってもよく、前記蒸留塔の液体側部引出物から不純物ストリームを受けることができる。前記蒸留塔は、溶媒−軽質物塔であってもよい。前記水洗浄システムは、静的混合器のような混合器及びコアレッサーを含むことができる。また、溶媒除去器は、前記蒸留塔から塔底ストリームを受けることができ、該溶媒除去器は、蒸留塔から出る塔底ストリームで前記溶媒除去器に入る酸化プロピレンの大部分を有する溶媒−除去器塔頂ストリームを排出し、かつ前記デカンターに収容される炭化水素溶媒の少なくとも一部を含む溶媒−除去器塔底ストリームを排出する。さらに、抽出塔が溶媒除去器から出る溶媒−除去器塔頂ストリームに対して炭化水素溶媒の抽出を実施して不純物を除去することができ、前記抽出塔はホルムアルデヒドを有する除去された不純物を前記水洗浄システムに送り出す。

本発明の他の態様は、分離システムにおいて粗酸化プロピレンストリームから酸化プロピレンを分離させるための方法に関し、該方法は、前記粗酸化プロピレンストリームを蒸留塔に供給するステップ、メタノールと水を含む不純物ストリームを蒸留塔からデカンターに排出するステップ、炭化水素溶媒を前記デカンターに供給するステップ、酸化プロピレンと炭化水素溶媒を含む有機相、及び不純物ストリームで前記デカンターに供給されるメタノールと水の大部分の重量％を有する水性相を前記デカンターで形成するステップ、前記水性相を水で洗浄し、その洗浄された水性相を前記分離システムから送り出すステップ、及び前記有機相を蒸留塔に送るステップを含む。

前記不純物ストリームの排出は、不純物ストリームを蒸留塔の塔頂凝縮器を通じてデカンターに排出することを含むことができ、上記方法は、蒸気ストリームを前記塔頂凝縮器から送り出すステップをさらに含む。一方、前記不純物ストリームを排出するステップは、不純物ストリームを蒸留塔の液体側部引出物を通じてデカンターに排出することを含むことができる。上記方法は、粗酸化プロピレンストリームで前記蒸留塔に入る酸化プロピレンの大部分を有する塔底ストリームを蒸留塔から排出するステップ、前記塔底ストリームからホルムアルデヒドを分離させるステップ、及び水性相を水で洗浄する水洗浄システムに前記ホルムアルデヒドを送るステップを含むことができる。

本発明の他の態様は、酸化プロピレン分離システムに関し、分離システムは、処理された粗酸化プロピレンストリームを受けて、メタノールと水を含む不純物ストリームを排出し、かつ前記で処理された粗酸化プロピレンストリームに入る酸化プロピレンの大部分を有する塔底ストリームを排出するように構成されている蒸留塔、腐食剤（例えば、水酸化ナトリウム又は水酸化ナトリウムを有する）を前記不純物ストリームと混合させ、腐食剤処理された不純物ストリームを与えるように構成されている混合器、及び前記腐食剤処理された不純物ストリームに対して水性抽出及び有機抽出の両方を実施するように構成されている逆洗塔を含む。

前記逆洗塔は、不純物ストリームにおけるメタノールと水の大部分を有する水性ストリームを送り出すことができる。また、前記逆洗塔は有機ストリーム（炭化水素溶媒と酸化プロピレンを有する）を前記蒸留塔に排出することができる。抽出塔は前記蒸留塔の下流に配置され、ホルムアルデヒドを前記混合器に送ることができ、ホルムアルデヒドは蒸留塔の塔底ストリームからのキャリーオーバーである。

前記酸化プロピレン分離システムは、粗酸化プロピレンストリームを受けて、軽質成分を除去し、かつ前記粗酸化プロピレンストリームにおける酸化プロピレンの大部分を含む軽質物−蒸留塔の塔底ストリームを排出するように構成されている軽質物蒸留塔、及び前記軽質物−蒸留塔の塔底ストリームを受けて、重質成分を除去し、かつ前記軽質物−蒸留塔の塔底ストリームにおける酸化プロピレンの大部分を含む塔頂ストリームを排出するように構成されている重質物蒸留塔をさらに含むことができ、前記塔頂ストリームは、前記で処理された粗酸化プロピレンストリーム又はその一部である。或いは、前記酸化プロピレン分離システムは、粗酸化プロピレンストリームを受けて、該粗酸化プロピレンストリームから重質成分を除去し、かつ前記粗酸化プロピレンストリームにおける酸化プロピレンの大部分を含む塔頂ストリームを排出するように構成されている重質物蒸留塔、及び前記塔頂ストリームを受けて、該塔頂ストリームから重質成分を除去し、かつ前記塔頂ストリームにおける酸化プロピレンの大部分を含む軽質物−蒸留塔の塔底ストリームを排出するように構成されている軽質物蒸留塔を含むことができ、前記軽質物−蒸留塔の塔底ストリームは前記で処理された粗酸化プロピレンストリーム又はその一部である。

前述は以下の本発明に対する詳細な説明をよく理解できるように、本発明の特徴及び技術的利点を多少広く概略的に説明したものである。本発明の請求の範囲の内容をなす本発明のさらなる特徴及び利点は後述する。当業者であれば、開示された概念及び具体的な実施形態は、本発明の同様の目的を達成するための他の構造を修正するか又は設計するための基礎として容易に用いることができることを理解すべきである。また、当業者であれば、そのような等価的な構成は、添付の請求の範囲に提示されているような本発明の趣旨及び範囲から逸脱しないものであることを理解すべきである。さらなる目的及び利点とともに、組織化及び作動方法の全てにおいて、本発明の特徴であると考えられる新規の特徴は、添付の図面を参照する以下の説明からよりよく理解されるであろう。なお、それぞれの図は単に図示及び説明を目的として提供されるものであり、本発明の範囲を規定するものではないことを明確に理解すべきである。

本発明の上記の及び他の特徴、態様及び利点は、以下の説明及び添付の請求の範囲を参照してよりよく理解されるであろう。

図１は、一実施形態による酸化プロピレン分離システムの概略的なブロック図である。 図２は、パイロットプラントで用いられる、一実施形態による溶媒−軽質物塔を含む概略図である。 図３は、パイロットプラントで用いられる、一実施形態による溶媒除去塔の概略図である。 図４は、様々な実施形態による酸化プロピレン分離システムの概略的なブロック図である。 図５は、一実施形態による酸化プロピレン分離システムの前方端部の概略的なブロック図である。 図６は、一実施形態による図５の前方端部に関連する酸化プロピレン分離システムの後方端部の概略的なブロック図である。 図７は、一実施形態による酸化プロピレン分離システムの他の前方端部の概略的なブロック図である。 図８は、一実施形態による図７の前方端部の溶媒−軽質物塔システムの一実施例の概略的なブロック図である。 図９は、一実施形態による図７の前方端部の溶媒−軽質物塔システムの他の実施例の概略的なブロック図である。 図１０は、一実施形態による図７〜９の前方端部に関連する酸化プロピレン分離システムの後方端部の概略的なブロック図である。 図１１は、一実施形態による酸化プロピレン分離システムのまた他の前方端部の概略的なブロック図である。 図１２は、一実施形態による図１１の前方端部に関連する酸化プロピレン分離システムの後方端部の概略的なブロック図である。

様々な実施形態は、図面に示された配置及び手段に限定されるものでないことを理解すべきである。

本開示は、本発明の好ましい実施形態に対する以下の詳細な説明及びそれに含まれる実施例を参照することによってより容易に理解できる。本開示の全体にわたって様々なストリームが不純物を含むことについて述べているが、その不純物は特定のストリームに関連して以下で確認することができるであろう。様々なストリームは以下においてより特定の名称で確認することができるが、ストリームが除去対象の不純物を含んでいる限り、これらのストリームも不純物ストリームである。

ここで酸化プロピレン（ＰＯ）を製造するための一方法について説明するが、該酸化プロピレンは、エポキシプロパン、プロピレンエポキシド、１，２−酸化プロピレン、メチルオキシラン、１，２−エポキシプロパン、酸化プロペン、酸化メチルエチレン、酸化メチルエチレンとしても知られている。まず、化学式１で表されるように、イソブタン（ＩＢ）（２−メチルプロパンとしても知られている）が酸素と反応して、ｔｅｒｔ−ブチルヒドロペルオキシド（ＴＢＨＰ）（２−メチルプロパン−２−ペルオキソールとしても知られている）を形成できる。

続いて、化学式２で表されるように、プロピレン（プロペンとしても知られている）が触媒の存在下でＴＢＨＰと反応して、ＰＯ及びｔｅｒｔ−ブタノール（ＴＢＡ）（２−メチル−２−プロパノールとしても知られている）を形成できる。

この方法によってＰＯ及びＴＢＡの両方が生成されるので、ＰＯ／ＴＢＡ過程であると言える。

前記ＰＯ／ＴＢＡ過程においては所望しない様々な副次生成物が生じ得る。理論的制約を望むものではないが、非選択的反応が起きて不純物が生成され得る。このような非選択的反応は化学式３〜６で表される反応を含み得るが、これに限定されない。

また、ＰＯ／ＴＢＡ過程においてアセトアルデヒドを形成できる。アセトアルデヒドの形成に対する一つの可能なメカニズムが化学式７で表される。

ＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリーム内に入るこれらの不純物の濃度は変化し得る。

ギ酸メチルは、ＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリームの全組成物の重量％で表される下限及び／又は上限を有する範囲内の量で存在することができる。上記の範囲は下限及び／又は上限を含むか、又は除外することができる。ギ酸メチルの下限及び／又は上限は、０、０．０１、０．０２、０．０３、０．０４、０．０５、０．０６、０．０７、０．０８、０．０９、０．１、０．１１、０．１２、０．１３、０．１４、０．１５、０．１６、０．１７、０．１８、０．１９、０．２、０．２１、０．２２、０．２３、０．２４、０．２５、０．２６、０．２７、０．２８、０．２９、０．３、０．３１、０．３２、０．３３、０．３４、０．３５、０．３６、０．３７、０．３８、０．３９、０．４、０．４１、０．４２、０．４３、０．４４、０．４５、０．４６、０．４７、０．４８、０．４９、０．５、０．５１、０．５２、０．５３、０．５４、０．５５、０．５６、０．５７、０．５８、０．５９、０．６、０．６１、０．６２、０．６３、０．６４、０．６５、０．６６、０．６７、０．６８、０．６９、０．７、０．７１、０．７２、０．７３、０．７４、０．７５、０．７６、０．７７、０．７８、０．７９、０．８、０．８１、０．８２、０．８３、０．８４、０．８５、０．８６、０．８７、０．８８、０．８９、０．９、０．９１、０．９２、０．９３、０．９４、０．９５、０．９６、０．９７、０．９８、０．９９、１、２、３、４、５、及び１０重量％から選択することができる。例えば、ギ酸メチルはＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリームの全組成物の０．０６重量％より多い量で存在することができる。

メタノールは、ＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリームの全組成物の重量％で表される下限及び／又は上限を有する範囲内の量で存在することができる。上記の範囲は下限及び／又は上限を含むか、又は除外することができる。メタノールの下限及び／又は上限は、０、０．００１、０．００２、０．００３、０．００３１、０．００３２、０．００３３、０．００３４、０．００３５、０．００３６、０．００３７、０．００３８、０．００３９、０．０１３９、０．０２３９、０．０３３９、０．０４３９、０．０５３９、０．０６３９、０．０７３９、０．０８３９、０．０９３９、０．１０３９、０．１０４９、０．１０５９、０．１０６９、０．１０７９、０．１０８９、０．１０９９、０．１１０９、０．１１１９、０．１１２９、０．１１３９、０．１１４９、０．１１５９、０．１１６、０．１１６１、０．１１６２、０．１１６３、０．１１６４、０．１１６５、０．１１６６、０．１１６７、０．１１６８、０．１１６９、０．１１７、０．１１７１、０．１１７２、０．１１７３、０．１１７４、０．１１７５、０．１１７６、０．１１７７、０．２１７７、０．３１７７、０．４１７７、０．５１７７、０．６１７７、０．７１７７、０．８１７７、０．９１７７、１、２、３、４、５、及び１０重量％から選択することができる。例えば、メタノールはＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリームの全組成物の０．００３２重量％より多い量、又は０．１１７２重量％より多い量で存在することができる。

アセトアルデヒドは、ＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリームの全組成物の重量％で表される下限及び／又は上限を有する範囲内の量で存在することができる。上記の範囲は下限及び／又は上限を含むか、又は除外することができる。アセトアルデヒドの下限及び／又は上限は、０、０．０１、０．０２、０．０３、０．０４、０．０５、０．０６、０．０７、０．０８、０．０９、０．１、０．１１、０．１２、０．１３、０．１４、０．１５、０．１６、０．１７、０．１８、０．１９、０．２、０．２１、０．２２、０．２３、０．２４、０．２５、０．２６、０．２７、０．２８、０．２９、０．３、０．３１、０．３２、０．３３、０．３４、０．３５、０．３６、０．３７、０．３８、０．３９、０．４、０．４１、０．４２、０．４３、０．４４、０．４５、０．４６、０．４７、０．４８、０．４９、０．５、０．５１、０．５２、０．５３、０．５４、０．５５、０．５６、０．５７、０．５８、０．５９、０．６、０．６１、０．６２、０．６３、０．６４、０．６５、０．６６、０．６７、０．６８、０．６９、０．７、０．７１、０．７２、０．７３、０．７４、０．７５、０．７６、０．７７、０．７８、０．７９、０．８、０．８１、０．８２、０．８３、０．８４、０．８５、０．８６、０．８７、０．８８、０．８９、０．９、０．９１、０．９２、０．９３、０．９４、０．９５、０．９６、０．９７、０．９８、０．９９、１、２、３、４、５、及び１０重量％から選択することができる。例えば、アセトアルデヒドはＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリームの全組成物の０．０３重量％より多い量で存在することができる。

水は、ＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリームの全組成物の重量％で表される下限及び／又は上限を有する範囲内の量で存在することができる。上記の範囲は下限及び／又は上限を含むか、又は除外することができる。水の下限及び／又は上限は、０、０．０１、０．０２、０．０３、０．０４、０．０５、０．０６、０．０７、０．０８、０．０９、０．１、０．１１、０．１２、０．１３、０．１４、０．１５、０．１６、０．１７、０．１８、０．１９、０．２、０．２１、０．２２、０．２３、０．２４、０．２５、０．２６、０．２７、０．２８、０．２９、０．３、０．３１、０．３２、０．３３、０．３４、０．３５、０．３６、０．３７、０．３８、０．３９、０．４、０．４１、０．４２、０．４３、０．４４、０．４５、０．４６、０．４７、０．４８、０．４９、０．５、０．５１、０．５２、０．５３、０．５４、０．５５、０．５６、０．５７、０．５８、０．５９、０．６、０．６１、０．６２、０．６３、０．６４、０．６５、０．６６、０．６７、０．６８、０．６９、０．７、０．７１、０．７２、０．７３、０．７４、０．７５、０．７６、０．７７、０．７８、０．７９、０．８、０．８１、０．８２、０．８３、０．８４、０．８５、０．８６、０．８７、０．８８、０．８９、０．９、０．９１、０．９２、０．９３、０．９４、０．９５、０．９６、０．９７、０．９８、０．９９、１、２、３、４、５、及び１０重量％から選択することができる。例えば、水はＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリームの全組成物の０．１６重量％より多い量で存在することができる。

ホルムアルデヒドは、ＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリームの全組成物の重量％で表される下限及び／又は上限を有する範囲内の量で存在することができる。上記の範囲は下限及び／又は上限を含むか、又は除外することができる。ホルムアルデヒドの下限及び／又は上限は、０、０．００１、０．００２、０．００３、０．００４、０．００５、０．００６、０．００７、０．００８、０．００９、０．０１、０．０２、０．０３、０．０４、０．０５、０．０６、０．０７、０．０８、０．０９、０．１、０．１１、０．１２、０．１３、０．１４、０．１５、０．１６、０．１７、０．１８、０．１９、０．２、０．２１、０．２２、０．２３、０．２４、０．２５、０．２６、０．２７、０．２８、０．２９、０．３、０．３１、０．３２、０．３３、０．３４、０．３５、０．３６、０．３７、０．３８、０．３９、０．４、０．４１、０．４２、０．４３、０．４４、０．４５、０．４６、０．４７、０．４８、０．４９、０．５、０．５１、０．５２、０．５３、０．５４、０．５５、０．５６、０．５７、０．５８、０．５９、０．６、０．６１、０．６２、０．６３、０．６４、０．６５、０．６６、０．６７、０．６８、０．６９、０．７、０．７１、０．７２、０．７３、０．７４、０．７５、０．７６、０．７７、０．７８、０．７９、０．８、０．８１、０．８２、０．８３、０．８４、０．８５、０．８６、０．８７、０．８８、０．８９、０．９、０．９１、０．９２、０．９３、０．９４、０．９５、０．９６、０．９７、０．９８、０．９９、１、２、３、４、５、及び１０重量％から選択することができる。例えば、ホルムアルデヒドはＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリームの全組成物の０．００５重量％より多い量で存在することができる。

表１及び２はＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリーム内の主な不純物の例示的な濃度を示し、各濃度はＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリームの全組成物の重量％で表される。

理論的制約を望むものではないが、メタノールとホルムアルデヒドとの反応によって大きな問題が生じる。化学式８で表されるように、ホルムアルデヒドのようなアルデヒドはメタノールのようなアルコールと反応してヘミアセタールを形成できる。化学式８によると、Ｒ_１及びＲ_２は水素又はＣ_１−１０アルキルであってもよい。

化学式９で表されるように、ヘミアセタールのヒドロキシル基がプロトン化されて水として損失されると、アセタールを形成でき、その化学式においてＲ_１、Ｒ_２及びＲ_３は、水素又はＣ_１−１０アルキルであってもよい。

ホルムアルデヒドとメタノール自体はいずれも軽質であってもよいが、ヘミアセタールとアセタールの形成によってホルムアルデヒドとメタノールは重質となり得る。続いて、これらの付加生成物は下流に移動することができ、そこでは温度が増加して反応が逆に起きる。反応が逆に起きると、アルデヒドは所望の酸化プロピレン生成物で捕促することができる。

図１を参照すると、本開示の一実施形態は、ＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリーム１０から不純物を除去するための分離システム４に関する。前記粗ＰＯストリーム１０は、所望の生成物（酸化プロピレン）と共に前述の全ての不純物を含むことができる（これに限定されない）。粗ＰＯストリーム１０は、溶媒−軽質物塔１のような蒸留塔内に供給することができる。粗ＰＯストリーム１０中の不純物（例えば、メタノール）の大部分は塔頂ストリーム１１で除去され、冷却器システム６（図２も参照要）に送られることができ、該冷却器システムで部分的な凝縮が起こり得る。残りの蒸気ストリーム１２は、冷却器システム６から塔頂凝縮器システム７（図２も参照）に伝えられ、例えば蒸気パージストリーム７１と液体パージストリーム７２が得られる。冷却器システム６から出る凝縮物の全体又はその一部が洗浄入口ストリーム１３として水洗浄装置２に送られてもよく、前記凝縮物の一部が還流物として選択的に取り出され、前記溶媒−軽質物塔１に戻されてもよい。

例えば、図１に示された実施例において、還流ストリーム１４を洗浄入口ストリーム１３から取り出し溶媒−軽質物塔１に再循環することができる。洗浄入口ストリーム１３は水洗浄装置２内に供給できる。また、水入口ストリーム２０も水洗浄装置２内に供給できる。水洗浄装置２から回収された溶媒は、再循環ストリーム２１を通じて溶媒−軽質物塔１に再循環することができる。また、水性パージストリーム２２も水洗浄装置２から除去することができる。

溶媒−軽質物塔１の溶媒−軽質物塔底生成物ストリーム１５は、溶媒−軽質物再沸器５を通過することができる。溶媒−軽質物再沸器の蒸気ストリーム１６は溶媒−軽質物塔１に再供給できる。溶媒−軽質物再沸器の塔底ストリーム１７は溶媒除去塔３に追加できる。溶媒除去塔３の塔頂生成物ストリーム３４は所望の酸化プロピレン生成物を含むことができる。塔頂生成物ストリーム３４を処理して酸化プロピレンをさらに分離することができる。溶媒−軽質物除去塔３の塔底生成物ストリーム３１は、ストリーム３３を通じて水洗浄装置２に、及び／又はストリーム３２を通じて溶媒−軽質物塔１に再循環できる。

ここで、前記溶媒−軽質物塔１の一実施形態についてより詳しく説明する。該溶媒−軽質物塔１は、炭素鋼又はステンレス鋼を含む（これに限定されない）任意の適切な材料で作製できる。溶媒−軽質物塔１は任意の適切な数のトレイ又は理論的トレイを含むことができるが、例えば２５個の理論的ステージを含むことができる。ある実施形態において、粗ＰＯストリーム１０は底部から数えて１１〜１５番のトレイに追加できる。気液接触を向上させるために、充填剤を前記溶媒−軽質物塔に用いることができる。適切な充填剤は、ガラス、金属、プラスチック及びセラミックを含む任意の材料で作製できる。充填物は構造化又はダンプされ得る。また、篩トレイ、バブルキャップトレイ又はバルブトレイのようなトレイを用いることができる。

以下に説明するように、水洗浄装置２は、ギ酸メチル、ホルムアルデヒド、アセトアルデヒド及びメタノールのような主な軽質不純物の除去に効果的である。これは溶媒−軽質物塔１においてヘミアセタール又はアセタールの形成をできるだけ低く維持するのに役立つ。既に述べたように、ヘミアセタール及びアセタールは溶媒−軽質物塔底生成物ストリーム１５に入ることができ、後で下流塔でアルデヒドとして分解されて酸化プロピレン生成物を汚染させ得る。

それぞれ℃で表示される下限及び／又は上限を有する範囲内の温度で溶媒−軽質物塔１及び／又は溶媒−軽質物再沸器５を作動させることにより、予想し得なかった有益な結果を得ることができる。上記の範囲は下限及び／又は上限を含むか、又は除外することができる。再沸器の温度の下限及び／又は上限は、５０、５１、５２、５３、５４、５５、５６、５７、５８、５９、６０、６１、６２、６３、６４、６５、６６、６７、６８、６９、７０、７１、７２、７３、７４、７５、７６、７７、７８、７９、８０、８１、８２、８３、８４、８５、８６、８７、８８、８９、９０、９１、９２、９３、９４、９５、９６、９７、９８、９９、１００、１０１、１０２、１０３、１０４、１０５、１０６、１０７、１０８、１０９、１１０、１１１、１１２、１１３、１１４、１１５、１１６、１１７、１１８、１１９、１２０、１２１、１２２、１２３、１２４、１２５、１２６、１２７、１２８、１２９、１３０、１３１、１３２、１３３、１３４、１３５、１３６、１３７、１３８、１３９、１４０、１４１、１４２、１４３、１４４、１４５、１４６、１４７、１４８、１４９、１５０、１５１、１５２、１５３、１５４、１５５、１５６、１５７、１５８、１５９、及び１６０℃から選択することができる。例えば、溶媒−軽質物再沸器５は１１４℃の温度又は８０〜１２０℃の温度範囲で作動することができる。

追加的に又は代案的に、それぞれｐｓｉｇで表示される下限及び／又は上限を有する範囲内の圧力で溶媒−軽質物塔１を作動させることにより、予想し得なかった有益な結果を得ることができる。上記の範囲は下限及び／又は上限を含むか、又は除外することができる。上記圧力の下限及び／又は上限は、０、１、２、３、４、５、６、７、８、９、１０、１１、１２、１３、１４、１５、１６、１７、１８、１９、２０、２１、２２、２３、２４、２５、２６、２７、２８、２９、３０、３１、３２、３３、３４、３５、３６、３７、３８、３９、４０、４１、４２、４３、４４、４５、４６、４７、４８、４９、５０、５１、５２、５３、５４、５５、５６、５７、５８、５９、及び６０ｐｓｉｇから選択することができる。例えば、溶媒−軽質物塔１は３０ｐｓｉｇの圧力又は２０〜５０ｐｓｉｇの範囲で作動することができる。

理論的制約を望むものではないが、溶媒−軽質物再沸器５を上記に提示された範囲内の温度及び／又は圧力で作動させて、溶媒−軽質物塔１で形成されるヘミアセタール又はアセタールのような重質物がアルデヒドに分解されることができると考えられる。また、これらのアルデヒドは、塔の底部に残留してＰＯ生成物を汚染させる代わりに、溶媒−軽質物塔１の塔頂で除去され、やがては水洗浄装置２又は残りの蒸気ストリーム１２を通じて外部に除去できる。

本開示の一実施形態は、ＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリーム１０から不純物を除去するための方法に関する。前記粗ＰＯストリーム１０は上記に定義したような組成を有することができる。上記方法は、粗ＰＯストリーム１０を溶媒−軽質物塔１のような蒸留塔に通過させることを含むことができる。該蒸留塔は上記に定義したような温度と圧力で作動することができる。

気液平衡（ＶＬＥ）の研究によると、増加した圧力又は温度においてＰＯに対するアセトアルデヒドの相対揮発度が減少することが確認されたが、これはアルコールが存在しない場合にはより高い圧力で溶媒−軽質物塔１においてアルデヒドを分離することが一層困難であることを示している。予想外にも、アルコールが存在する場合、より高い温度及び圧力ではＰＯに対するアセトアルデヒドの相対揮発度がより低い圧力におけるよりも大きくなる。実験的なＶＬＥ研究の結果が表３及び４を示している。

表３は、二元アセトアルデヒド−酸化プロピレンＶＬＥの実験結果を示している。データは、３つの圧力、すなわち１４．７ｐｓｉａ、２９．２ｐｓｉａ及び６０ｐｓｉａに対して得られたものである。この二元ＶＬＥデータセットは、圧力又は温度が増加するとＰＯに対するアセトアルデヒドの揮発度が低くなることを示している。アセトアルデヒド二量体又は三量体が形成される可能性があるが、混合物はメタノールを含有しないため、圧力又は温度のみが揮発度に影響を与え得る。しかし、アセトアルデヒド二量体又は三量体の形成の平衡は、ヘミアセタール／アセタールの平衡に類似するので、低い圧力／温度がこれらの平衡に有利である。よって、ここで観察される圧力／温度の影響は若干減少し得る。このデータセットは５３００ｐｐｍの初期アセトアルデヒド濃度で得られたものである。

また、溶媒−軽質物塔１において水、メタノールの量及び／又はグリコール濃度を減少させることにより、予想し得なかった有益な結果を得ることができる。粗ＰＯストリーム１０におけるメタノール（ＭｅＯＨ）が減少すると、溶媒除去塔３から出る塔頂生成物ストリーム３４内の減少したアルデヒドレベルにより示されるように、ホルムアルデヒド及びアセトアルデヒドの両方の除去を改善することができる。ＶＬＥ（表４）は、ＰＯに対するアセトアルデヒドの相対揮発度が、メタノールの濃度が増加するにつれ低くなることを示している。

表４は、酸化プロピレン中のアセトアルデヒドの揮発度に対するメタノールの影響に関する、ＰＯ−アセトアルデヒド−メタノールシステムに対するＶＬＥデータを示している。その結果から分かるように、大気圧又は低温で、ＰＯに対するアセトアルデヒドの揮発度はＰＯ中のメタノール濃度が増加するにつれ低くなる。メタノール濃度が約２．５〜３ｗｔ％に逹するにつれ、ＰＯに対するアセトアルデヒドの揮発度は１に近づくが、この値になるとアセトアルデヒドをＰＯから分離することができない。メタノール濃度が約４ｗｔ％に増加すると、アセトアルデヒドはＰＯよりも重くなり、ＰＯに対する相対揮発度は０．８２に近づく。アセトアルデヒド濃度は、わずか約５０ｐｐｍと低かったが、この現象は、増加したメタノール濃度でヘミアセタール及びアセタールが形成されることによって起こるものと考えられる。追加的なＶＬＥデータが約３ｗｔ％のメタノールで高圧又は増加した温度にて得られた。大気圧、１６ｐｓｉｇ及び２８．７ｐｓｉｇで得られたデータを比較すると、その結果から分かるように、メタノールが同じメタノール濃度で存在する場合、ＰＯに対するアセトアルデヒドの揮発度は圧力又は温度が増加するにつれ増加する。高温はヘミアセタール／アセタールの平衡形成にあまり有利ではない。よって、アルデヒドが溶媒−軽質物塔１における塔頂で蒸留されるように、まずメタノールを除去するのが好ましい。アルデヒドが完全に除去されない場合、アルデヒドを塔頂で取り出すことができるように溶媒−軽質物塔１の圧力を増加させてヘミアセタールを分解させることが好ましい。

ここで水洗浄装置２についてより詳しく説明する。溶媒−軽質物塔１から出た洗浄入口ストリーム１３は水洗浄装置２に送ることができる。水洗浄装置２における水洗浄は、洗浄入口ストリーム１３（酸化プロピレンと不純物を有する）を水及び溶媒と混合させて行うことができる。特に、水入口ストリーム２０を通じて供給される水は、酸化プロピレンから不純物を除去することに用いることができる。溶媒（ストリーム３３から出た）を用いて、酸化プロピレンが水相になり損失することを減少させることができる。適当な混合は好ましい不純物除去に有利である。また、適切な癒着、及び水洗浄装置２における十分な滞留時間も水性相が有機流出物に伴われるのを減らす上で有利である。有機流出物は、再循環ストリーム２１を通じて溶媒−軽質物塔１に再循環することができる。不純物の濃度が高い水性パージストリーム２２を水洗浄装置２から除去することができる。

再循環ストリーム２１における有機流出物は、それぞれ重量％で表される下限及び／又は上限を有する範囲内の量の水性相を含むことができる。上記の範囲は下限及び／又は上限を含むか、又は除外することができる。洗浄の有機流出物における水性相の量に対する下限及び／又は上限は０、０．０１、０．０２、０．０３、０．０４、０．０５、０．１、０．２、０．３、０．４、０．５、０．７、１、２、３、４、５、６、７、８、９、及び１０重量％から選択することができる。例えば、０．１％未満の水性相が洗浄の有機流出物に存在するか、或いは１０％の水性相が洗浄の有機流出物に存在することができる。

除去される主な軽質不純物は、ギ酸メチル、ホルムアルデヒド、アセトアルデヒド及びメタノールである。溶媒−軽質物塔の塔頂ストリーム１１（不純物ストリームの一つの例）におけるこれらの不純物の大部分は、残りの蒸気ストリーム１２と水洗浄装置２から出る水性パージストリーム２２の結合を通じて除去することができる。実験室における水洗浄試験によってこれらの主な軽質不純物の効果的な除去が実証された。

ここで溶媒除去塔３についてより詳しく説明する。該溶媒除去塔３は、ステンレス鋼又は炭素鋼を含む（これに限定されない）任意の適切な材料で作製できる。溶媒除去塔３は、任意の適切な数のトレイ又は理論的トレイを含むことができるが、例えば約１０個のトレイを含むことができる。溶媒−軽質物再沸器の塔底ストリーム１７は、１〜１０番のトレイ、例えば５番のトレイに追加できる。気液接触を向上させるために、充填剤を溶媒除去塔３に用いることができる。適切な充填剤は、ガラス、金属、プラスチック及びセラミックを含む任意の材料で作製できる。充填物が用いられる場合、該充填物は構造化又はダンプされ得る。トレイが用いられる場合、該トレイは篩トレイ、バブルキャップトレイ又はバルブトレイなどとなり得る。

図２を参照すると、溶媒−軽質物塔１、冷却器システム６及び塔頂凝縮器システム７がより詳しく例示的に示されている。作業の際、溶媒−軽質物塔１から出る塔頂ストリーム１１は冷却器６１に送られてもよく、該冷却器は、冷却入口ライン６４を通じて導入されて、冷却出口ライン６３を通じて除去される冷却流体を用いる。冷却器６１から出る部分凝縮された出口ストリーム６５は還流ドラム６２中に流入するようになる。該還流ドラム６２から出る液体は、還流ストリーム１４及び図１に係り上述した洗浄入口ストリーム１３に分割することができる。還流ドラム６２から出る残りの蒸気ストリーム１２は蒸気凝縮器７３に供給することができ、該蒸気凝縮器には冷却グリコール（或いは他の冷媒又は冷却媒体）を供給することができ、該冷却グリコールは冷媒入口７６を通じて蒸気凝縮器７３に入り、冷媒出口７７を通じて出るように構成されている。凝縮器流出物７５は分離器７４に供給され、図１に係り上述した蒸気パージストリーム７１及び液体パージストリーム７２を得ることができる。

図３を参照すると、パイロットプラントで用いられる一実施形態による溶媒除去塔３がより詳しく示されている。以下で言及する特定の寸法は特定の一実施形態に対するものであり、請求された発明の範囲を限定しようとするものではないことに留意すべきである。溶媒除去塔３は３”スケジュール４０パイプで作製されている。溶媒除去塔の再沸器８３を含む全高は８８インチであった。溶媒除去塔３は第１充填部分８１及び第２充填部分８２を含み、各充填部分の高さは２８ ３／４インチで、充填物は２４インチであった。充填物は０．２４”Ｐｒｏ−ｐａｋ^ＴＭ充填物で作製され、塔の内径に溶接されたリング上に取り付けられている円錐型スクリーンによって支持されている。また、液体を上方から充填物に均一に分布させるために、分配リングが各充填部分の頂上部に用いられている。

引き続き図３を参照すると、供給地点８０は、第１充填部分８１と第２充填部分８２との間で溶媒除去塔３の垂直高さの中間にあった。供給物（図１において溶媒−軽質物再沸器塔底ストリーム１７として示されている）が前記供給地点８０で溶媒除去塔３に追加された。溶媒除去塔３は４〜５ｐｓｉｇで作動した。除去塔３の基部における溶媒除去塔再沸器８３に入る蒸気流は、底部におけるＰＯの重量％が０．５〜１．５ｗｔ％に維持されるように制御された。除去塔３の頂上部から蒸気が除去されて全凝縮器（図３には不図示）に供給された。凝縮された液体は二つの部分に分かれた。一部は還流物として溶媒除去塔３の頂上部に再供給された。液体蒸留物の残りは図１に示されている塔頂生成物ストリーム３４として取り出された。

以下の実施例は、連続パイロットプラントで行われた。該パイロットユニットの概要を図１に示している。本実施例で用いられる溶媒−軽質物塔１の追加的な詳細を図２に示している。溶媒除去塔３の追加的な詳細は図３に示している。本実施例で用いられる溶媒−軽質物塔１は、２”の内径を有し、Ｐｒｏ−ｐａｋ^ＴＭステンレス鋼突出充填物の層を含み、その層の高さは１１フィートであった。Ｐｒｏ−ｐａｋ^ＴＭステンレス鋼突出充填物のサイズは０．２４”であった。また、図１における溶媒除去塔３は図３に詳しく示している。溶媒除去塔３は３”の内径を有し、Ｐｒｏ−ｐａｋ^ＴＭステンレス鋼突出充填物（０．２４”のサイズを有する）の層を含み、その層の高さは４フィートであった。

実施例１
実施例１は、図１及び２に示すようなパイロットユニット溶媒−軽質物塔１が先ず２５ｐｓｉｇで作動した試験期間を説明する。溶媒−軽質物塔１の中間で、粗酸化プロピレンを含む粗ＰＯストリーム１０（ＰＯ／ＴＢＡ過程から出る中間ストリーム）が該塔の一地点に供給された。表５は供給物ストリームにおける主な不純物の濃度を示し、各濃度は全組成物の重量％で表される。

前記溶媒−軽質物塔１内に進入する複数の温度プローブが溶媒−軽質物塔１の垂直長さに沿って位置した。

粗ＰＯストリーム１０の温度は２７℃であり、流量は３．０ｋｇ／ｈｒであった。貧溶媒を有し、溶媒除去塔３の底部からポンピングされたストリーム３２が、図１に示すように溶媒−軽質物塔１の頂上部で導入された（なお、溶媒除去塔３は図３により詳しく示している）。前記ストリーム３２における貧溶媒の流量は２１．５ｋｇ／ｈｒであった。還流ストリーム１４が１．５ｋｇ／ｈｒの流量で溶媒−軽質物塔１内に導入された。

洗浄入口ストリーム１３が１８５ｇｍ／ｈｒの流量で水洗浄装置２内に導入された。他の二つのストリームが水洗浄装置２に供給され、すなわち脱イオン水が１００ｇｍ／ｈｒの流量で導入され、また、溶媒除去器の底部から出る貧溶媒が２．４ｋｇ／ｈｒの流量に供給された。水洗浄装置２は三つの部分、すなわち混合器、コアレッサー、及びデカンターでなっている。混合器は０．０３０”の内径を有する１／１６”ＯＤ管の４−インチ部分であった。混合器の下流にはコアレッサー（不図示）があるが、このコアレッサーは、３／８”ＯＤ管内におけるグラスウールでなる１−フィートの長さの層であった。前記コアレッサーの下流にはデカンター（不図示）があり、このデカンターで有機相と水性相が分離された。前記のデカンターは２．０”ＩＤ及び１２”の高さを有する垂直ガラス管であった。洗浄された有機相はデカンターの頂上部からオーバーフローして溶媒−軽質物塔１の頂上部に送られた。メタノール、ギ酸メチル、アセトアルデヒド及びホルムアルデヒドが豊富な水性底部層がデカンターから標本抽出されて収集された。デカンターから出る有機生成物と水性生成物を用いて、表６に示すような、主な不純物に対する分配係数を計算した。各成分（ｉ）に対する分配係数は次のような定義に基づいて計算された。
分配係数＝水性相での重量分率／有機相での重量分率

表６から分かるように、メタノール、アセトアルデヒド及びホルムアルデヒドは分配係数が高いため、水洗浄ブロックによって容易に抽出される。

表７はパイロットユニット作業に対する例示的な温度、圧力及び流量を示している。

溶媒−軽質物塔１から出る蒸気（図２に示している冷却器６１で凝縮されなかった）を集めて分析した。溶媒−軽質物塔１から出る溶媒−軽質物再沸器塔底ストリーム１７は、図１に示すように溶媒除去塔３の中間部分に送られた。溶媒除去塔３は４ｐｓｉｇで作動した。溶媒除去塔３の目的は、酸化プロピレン生成物を蒸留物（塔頂生成物ストリーム３４）として回収し、また、貧溶媒を塔底生成物ストリーム３１として回収することである。溶媒除去塔３に対する供給量は２６．９ｋｇ／ｈｒであった。溶媒除去塔３に対する還流量は８．０ｋｇ／ｈｒであった。上述したように、溶媒除去塔３から出る塔底生成物ストリーム３１は２つのストリームに分かれ（ストリーム３２とストリーム３３を通じて）、図１において、ストリーム３２は溶媒−軽質物塔１の頂上部に供給され、ストリーム３３は水洗浄装置２に供給される。

溶媒−軽質物塔１の圧力が２５ｐｓｉｇから３０ｐｓｉｇに増加するにつれ、溶媒−軽質物塔１での作業温度も約５℃程度増加した。より高い塔温度で、大量のヘミアセタール及び／又はアセタールがアルデヒドとアルコールの形態に転化する。また、アルデヒドとアルコールは溶媒−軽質物塔１における塔頂で蒸留され、水洗浄及び蒸気パージの両方によって除去される。

ホルムアルデヒドは主に水性パージで除去される。アセトアルデヒドは両パージで除去される。表６の水洗浄作業に示すように、ホルムアルデヒドは有利に水性相に分割される。

表８に示すように、溶媒−軽質物塔１で温度がより高くなることによって、（溶媒除去塔３から出る塔頂生成物ストリーム３４に含まれている）最終パイロットプラント生成物内のホルムアルデヒドは２５．４ｐｐｍから７．８ｐｐｍに減少し、アセトアルデヒドは６．４ｐｐｍから４．８ｐｐｍに減少する。これは予想し得なかった非常に有利な結果であった。

実施例２
溶媒−軽質物塔１に対する供給物における水、メタノールの量及び／又はグリコール濃度の量を減らすことによっても予想し得なかった有利な結果を得ることができる。実施例１で説明したものと同様のパイロットユニットを用いて、二つのメタノール（ＭｅＯＨ）濃度を試験した。一つの試験では、表５に示すように、０．１１７２ｗｔ％のＭｅＯＨを含有する酸化プロピレン供給物を用いた。他の試験では、表９に示すように、０．００３２ｗｔ％のＭｅＯＨを有する供給物を用いた。酸化プロピレン供給物ストリームを含む供給物ストリームはＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリームであった。表５及び９はいずれも供給物ストリームにおける主な不純物の濃度を示し、各濃度はＰＯ／ＴＢＡ過程から出る粗ＰＯストリームの全組成物の重量％で表される。

ＰＯ供給物におけるＭｅＯＨが減少すると、溶媒除去器塔頂生成物ストリーム３４内の減少したアルデヒドレベルにより示されるように、ホルムアルデヒド及びアセトアルデヒドの両方の除去が予想外に改善された。理論的制約を望むものではないが、アルデヒド−酸化プロピレン気液平衡（ＶＬＥ）が向上し、また、溶媒−軽質物塔１から溶媒除去塔３内に入るヘミアセタール又はアセタールのキャリーオーバーが少ないため、上記の改善が起こり得る。表１０には得られた結果を要約する。

図４は、ＰＯ／ＴＢＡ反応器過程から出る粗酸化プロピレン（ＰＯ）ストリーム１０２から不純物を除去するための例示的な酸化プロピレン（ＰＯ）分離システム１００の概要である。粗ＰＯストリーム１０２は、例えばＰＯ／ＴＢＡ過程の反応器から出る流出物ストリームであってもよく、所望の生成物（ＰＯ）と共に前述の不純物を含むことができる。

ある実施例において、粗ＰＯストリーム１０２は、ＰＯ分離システム１００に供給される前に、例えば重質物塔における重質成分の上流除去を受けない。よって、ＰＯ分離システム１００に入る粗ＰＯストリーム１０２は、例えば相当量の水とメタノールを有することができる。粗ＰＯストリーム１０２の不純物（例示的な重量％で示している）の例が表１１に列挙されている。勿論、本技術においては、これらの不純物に対する他の重量％も可能である。

実施形態において、ＰＯ分離システム１００は前方端部１０４及び後方端部１０６を含む。一般的に、前方端部１０４は粗ＰＯストリーム１０２から軽質不純物、水、及び水溶性不純物（例えばメタノール）と一部溶媒を除去し、ＰＯ、炭化水素溶媒、及び一部不純物を有するＰＯストリーム１０８を後方端部１０６に排出する。ある実施形態において、ＰＯストリーム１０８内の不純物レベルは比較的低く、支配的な成分はＰＯ及び溶媒となり得る。後方端部１０６は一般的にＰＯストリーム１０８から炭化水素溶媒（及び不純物）を除去してＰＯ生成物ストリーム１０９を与える。

炭化水素溶媒が前方端部１０４に追加され（不図示）、該前方端部１０４における水性（水）及び有機（溶媒）相の形成を容易にすることができる。一般的に、ＰＯは前方端部１０４における有機（溶媒）相／ストリームに対して親和性がある。また、後方端部１０６はＰＯストリーム１０８から炭化水素溶媒を除去してＰＯ生成物ストリーム１０９を排出する。前方端部１０４に与えられる炭化水素溶媒の根源は、後方端部１０６から再循環される溶媒及び／又は新しい溶媒であってもよい。

以下で詳しく述べるが、前記分離システム１００の前方端部１０４は溶媒−軽質物塔と溶媒除去塔などのような蒸留塔を含むことができる。また、前方端部１０４は粗ＰＯストリーム１０２から軽質不純物と水性不純物を除去してＰＯストリーム１０８を後方端部１０６に伝達する。ＰＯストリーム１０８は分離システム１００の後方端部１０６でさらに処理することができ、該後方端部は抽出塔、溶媒塔及びＰＯ生成物塔などを含むことができる。後方端部１０６で粗ＰＯは溶媒の抽出を受け、また軽質不純物と重質不純物が除去されてＰＯ生成物ストリーム１０９が得られる。

また、以下で述べるように、粗ＰＯストリーム１０２及び溶媒−軽質物塔から出る少なくとも水及びメタノール不純物が前方端部１０４から除去されることが容易になるように、本技術は、溶媒除去塔の塔頂でデカンターと水洗浄の組み合わせ（図５）及び／又は溶媒−軽質物塔からの側部引出物（図７）が有利に可能にすることができる。さらに、概して、本技術は基礎設備の使用又は既存装備及び作業の改良を有利にすることができる。

図５は、酸化プロピレン分離システム１００の一つの例示的な前方端部１０４Ａである。粗ＰＯストリーム１０２（例えば、ＰＯ／ＴＢＡ過程のＰＯ反応器流出物ストリーム）は、溶媒−軽質物塔１１０のような蒸留塔内に供給される。入ってくる粗ＰＯストリーム１０２におけるＰＯ及び炭化水素溶媒の大部分は溶媒−軽質物塔１１０の底部から生成物ストリーム（塔底ストリーム１４０）に排出される（以下で述べるように、塔底ストリーム１４０は、溶媒−軽質物塔１１０から出て、溶媒−軽質物再沸器１４３を通じて溶媒−軽質物塔１１０に再循環されない塔底排出物の一部である）。粗ＰＯストリーム１０２における軽質不純物及び水性不純物のような不純物の大部分は塔頂ストリーム１１２で除去されて塔頂凝縮器１１４（例えば、シェル及び管熱変換器）に送られる。ある実施例において、塔頂凝縮器１１４は塔頂ストリーム１１２を部分的に凝縮させることができる。実施形態において、冷却媒体（例えば、冷却塔の水）が塔頂凝縮器１１４のユーティリティ側に供給される。

塔頂凝縮器１１４に入る塔頂ストリーム１１２内の非凝縮成分は、蒸気ストリーム１１６パージを通じてシステム１００（又は前方端部１０４Ａ）から除去することができる。蒸気ストリーム１１６内のこれらの非凝縮成分は他の処理に送られ、廃棄物などとして排出される。所望する場合、蒸気ストリーム１１６内の非凝縮成分は、例えば塔頂凝縮器１１４より低温度で作動する追加凝縮器などで他の局所的な処理を受けることができる。蒸気ストリーム１１６内の非凝縮成分は、アセトアルデヒド、ギ酸メチル及び他の好ましくない不純物を含むことができる。

凝縮された塔頂ストリーム１１８は塔頂凝縮器１１４の処理側から排出されてデカンター１２０に送られ、該デカンターは有機相と水性相（不図示）の分離のための滞留時間を提供する。一実施例において、凝縮された塔頂ストリーム１１８における水とメタノールの量は、水が４重量％であり、メタノールが３重量％である。デカンター１２０内の有機相から出る有機ストリーム１２２を還流物として溶媒−軽質物塔１１０に送ることができる。この実施例において、デカンター１２０内の水性相から出る水性ストリーム１２４（デカンター１２０に入る凝縮された塔頂ストリーム１１８の一部におけるメタノールと水の大部分を有する）をデカンター１２０から水洗浄システム１２６に送ることができる。

よって、デカンター１２０は、凝縮された塔頂ストリーム１１８からの比較的多量の水とメタノールの除去を容易にすることができ、そのため有利にはより少ない水とより少ないメタノールが溶媒−軽質物塔１１０に還流される。よって、有利には、より低い量のメタノールと水が溶媒−軽質物塔１１０中に蓄積される。比較的乾燥した還流物として有機ストリーム１２２を用いる場合、別途の水相が溶媒−軽質物塔１１０で形成される可能性が低下する。

炭化水素（例えば、Ｃ８−Ｃ１０）であってもよい溶媒１２８（以下で述べる）を、溶媒−軽質物塔１１０、デカンター１２０及び／又は水洗浄システム１２６に追加することができる。デカンター１２０に溶媒１２８を追加する場合、該デカンター１２０における好ましくないメタノールと水を有する水性相の形成及び分離が容易になり得る。上述したように、水性ストリーム１２４はデカンター１２０から水洗浄システム１２６に送られ、メタノール、水、ギ酸メチル、アセトアルデヒド、グリコールなどのような不純物が水洗浄システム１２６の下流水性パージ１３０を通じて前記システム１００（又は前方端部１０４Ａ）から排出される。

水１３２（例えば、水道水、処理された水、脱塩水など）が水洗浄システム１２６に追加されて、システム１００から不純物の下流水性パージ１３０を押し出す。水洗浄システム１２６は、水洗浄のための空間を提供するために、例えば容器又はコアレッサー（不図示）を有することができる。また、水洗浄システム１２６は、水性ストリーム１２４と溶媒１２８が洗浄システム１２６の前記容器又はコアレッサーに入る前に該水性ストリームと溶媒を混合するために、上流混合器、例えば静的混合器（不図示）を含むことができる。勿論、水洗浄システム１２６に対する他の構成も可能である。

グリコール不純物の根源はシステム１００における様々な溶媒であってもよいが、例えば該溶媒は、水とメタノールの存在下で時間が経つにつれて劣化してグリコールを形成するようになる。不純物（例えば、水とメタノール）除去の一つの利点は、システム１００に存在する炭化水素溶媒の劣化が少なくなるということである。

洗浄有機ストリーム１３４は、最後に溶媒−軽質物塔１１０に還流されるために（有機ストリーム１２２を通じて）水洗浄システム１２６からデカンター１２０に送られる。また、選択的に、塔頂凝縮器１１４から出る凝縮された塔頂ストリーム１１８の一部はデカンター１２０を迂回して水洗浄システム１２６に直接送ることができる。図５の実施形態において、凝縮された塔頂ストリーム１１８の一部はデカンター１２０に送られ、一部は水洗浄システム１２６のためにデカンター１２０を迂回する。

本技術は、非凝縮成分の蒸気パージ（蒸気ストリーム１１６）を通じて、また水洗浄システム１２６から出る下流水性パージ１３０を通じて、軽質不純物を除去する溶媒−軽質物塔１１０の塔頂の構成の独特な実施形態を提供する。デカンター１２０は、空間及び滞留時間、そして相当量の水、メタノール及び他の水性相不純物を有する水性相（水性ストリーム１２４を与える）が形成されるように溶媒の追加を受ける作用をするユニットを提供する。

有利には、ギ酸メチル、ホルムアルデヒド、アセトアルデヒド及びメタノールのようなこれらの軽質不純物を下流水性パージ１３０を通じて除去することで（これにより溶媒−軽質物塔１１０に対する還流物内のそれらの不純物の量が減少する）、溶媒−軽質物塔１１０でのヘミアセタール又はアセタールの形成が減少する。これらのより重質に形成された成分は、より低い沸点を有するようになり、溶媒−軽質物塔１１０から生成物ストリーム（塔底ストリーム１４０）で好ましくなく排出され得る。また、これらのヘミアセタール又はアセタール化合物は、その後下流塔で分解されてアルデヒドになり、ＰＯ生成物を汚染させ得る。

上述したように、溶媒−軽質物塔１１０及びその塔頂の構成の本実施形態は、溶媒−軽質物塔１１０でのヘミアセタール又はアセタールの形成を減少させる。さらに、本開示の技術は、分離システム１００（図４）の前方端部１０４Ａが、例えば直接溶媒−軽質物塔１１０に入る、比較的大量の水とメタノールを有する粗ＰＯストリームを受ける能力を良好にする。

溶媒−軽質物塔１１０の底部から出る上述した生成物ストリームは、図５には塔底ストリーム１４０として示している。該塔底ストリーム１４０（塔１１０に入るＰＯの大部分を有する）は、溶媒除去器１４２に送ることができる。一般的には、蒸留塔では塔１１０から出る塔底排出物の一部が溶媒−軽質物再沸器１４３で蒸発され、溶媒−軽質物塔１１０に蒸気として復帰することができる。例えば、蒸気又は蒸気凝縮物は溶媒−軽質物再沸器１４３のユーティリティ側に供給できる。塔底ストリーム１４０は、溶媒−軽質物塔１１０から出て溶媒−軽質物再沸器１４３を通じて溶媒−軽質物塔１１０に再循環されない塔底排出物の一部である。塔底ストリーム１４０におけるＰＯ生成物から溶媒を除去するため、塔底ストリーム１４０は溶媒除去器１４２で処理される。

溶媒除去器１４２において、溶媒は塔底排出物を通じて除去される。該塔底排出物の一部は溶媒除去器再沸器１４６を通じて溶媒除去器１４２に送られて蒸気として復帰することができる。蒸気又は蒸気凝縮物は、溶媒除去器再沸器１４６のユーティリティ側に例えば加熱媒体として供給することができる。残りの塔底排出物は溶媒除去器塔底ストリーム１４４であり、この実施形態において、該塔底ストリームは新しい溶媒又は分離システム１００の例示的な後方端部１０６Ａ（図６）から出る再循環溶媒１４９のような溶媒再循環物などと結合することができ、その結果、溶媒−軽質物塔１１０、デカンター１２０及び／又は水洗浄システム１２６に供給される上述した溶媒１２８が得られるようになる。再循環溶媒１４９は、例えば例示的な後方端部１０６Ａ（図６）において溶媒塔１６２の塔底ストリーム１４８から出ることができる。

塔底ストリーム１４０を通じて溶媒除去器１４２に収容されるＰＯの大部分が溶媒除去器塔頂ストリーム１５０で排出される。該溶媒除去器塔頂ストリーム１５０は除去器塔頂凝縮器１５２で凝縮することができる。除去器塔頂凝縮器１５２のユーティリティ側に供給される冷却媒体は冷却塔の水又は他の冷却流体であってもよい。凝縮器１５２から出る凝縮された溶媒除去器塔頂ストリーム１５０の一部は還流物として溶媒除去器１４２に復帰することができる。凝縮器１５２から出る凝縮された溶媒除去器塔頂ストリーム１５０の残りの部分は、ＰＯストリーム１０８ＡにおけるＰＯから不純物を除去する追加処理を受けるために、蒸留物（この実施例においてはＰＯストリーム１０８Ａ）として分離システム１００（図４）の例示的な後方端部１０６Ａ（図６参照）に伝達することができる。例示的な後方端部１０６Ａに送られるＰＯストリーム１０８Ａは、図４のＰＯストリーム１０８と類似し得る。

最後に、前記分離システム１００の例示的な前方端部１０４Ａで考慮される例示的な装備は商業的な規模であってもよい。溶媒−軽質物塔１１０及び溶媒除去器１４２のそれぞれの直径と高さは、例えば入ってくる粗ＰＯストリーム１０２の質量流量及び組成に対する設計基準に基づき決定することができる。また、一実施例において、溶媒−軽質物塔１１０内における理論的ステージの数は約２５個であり、粗ＰＯストリーム１０２は、概ね１１〜１５番のステージで溶媒−軽質物塔１１０内に供給される。勿論、理論的ステージの他の総数及び供給地点も検討できる。

理論的ステージを提供するために、トレイ又は充填物を用いることができるが、トレイが一般的である。トレイは篩トレイ、バブルキャップトレイ又はバルブトレイなどを含むことができる。構造化又はダンプされ得る前記充填物は、ガラス、金属、プラスチック、及びセラミックなどであってもよい。溶媒−軽質物塔１１０及び溶媒除去器１４２を含む例示的な前方端部１０４Ａにおける様々な装備を構成するための冶金又は材料は、炭素鋼、ステンレス鋼、ガラス繊維強化ポリマー（ＦＲＰ）、ニッケル合金などであってもよい。これらの構成用冶金又は材料は、図６に示す例示的な後方端部１０６Ａにおける塔及び他の装備にも適用できる。

図６は、分離システム１００の例示的な前方端部１０４Ａ（図５）に係り例示的な後方端部１０６Ａである。この例示的な後方端部１０６Ａは、抽出塔１６０、溶媒塔１６２及びＰＯ塔１６４を含む。明確にするため、各塔１６０、１６２、１６４に対するそれぞれの再沸器と塔頂凝縮器（還流システムを含む）は示していない。

前記抽出塔１６０は、蒸留物として集まり溶媒除去器１４２（図５）から出る凝縮された溶媒除去器塔頂ストリーム１５０の一部（ＰＯストリーム１０８Ａ）を供給物として受ける。ＰＯストリーム１０８Ａは、抽出塔１６０中で溶媒（例えば、Ｃ８−Ｃ１０炭化水素）を用いて抽出されるようになる。抽出に用いられる溶媒は、下流溶媒塔１６２の溶媒塔底ストリーム１４８から出ることができる。抽出塔１６０に入るＰＯの大部分を有する生成物ストリーム（抽出塔頂ストリーム１６８）は、抽出塔１６０から塔頂に排出される。溶媒と不純物を有する抽出塔底ストリーム１７０は抽出塔１６０の底部から排出される。

抽出塔頂ストリーム１６８は凝縮されてＰＯ塔１６４に送られ、そこで塔頂軽質物パージ１７２と塔底重質物パージ１７４が除去され、またＰＯ生成物ストリーム１０９Ａが生成物側部引出物として排出される。該ＰＯ生成物ストリーム１０９Ａは、図４のＰＯ生成物ストリーム１０９と類似し得る。

抽出塔１６０から出る抽出塔底ストリーム１７０は溶媒塔１６２に供給され、そこで炭化水素パージ１７８（例えば、Ｃ６）が塔頂で除去され、また溶媒塔底ストリーム１４８（例えば、Ｃ８−Ｃ１０）が塔底排出物を通じて除去される。上述したように、この溶媒塔底ストリーム１４８の全部又はその一部は、抽出塔１６０に供給できる。また、溶媒塔底ストリーム１４８の引出部分（再循環溶媒１４９）は前方端部１０４Ａ（図５）でのユニット作業に送ることができる。

前方端部１０４Ａ（図５）及び後方端部１０６Ａ（図６）を有する分離システム１００（図４）は、分離システム１００で許容可能なＰＯ損失（例えば、２％未満）で許容可能なレベルの（すなわち、一般的な規定内における）不純物を有するＰＯ生成物ストリーム１０９Ａを与えることができる。前方端部１０４Ａの例示的な構成により、溶媒除去器１４２から排出される溶媒除去器塔頂ストリーム１５０（図５）における不純物の量は許容可能で、比較的低くなる。一実施例に対する溶媒除去器塔頂ストリーム１５０における一つの不純物のｐｐｍ（ｐａｒｔ ｐｅｒ ｍｉｌｌｉｏｎ）を表１２に示している。

図７は、分離システム１００の前方端部１０４Ｂの他の実施例である。粗ＰＯストリーム１０２は、溶媒−軽質物塔システム１９０に供給される。溶媒−軽質物塔システム１９０の例示的な詳細を図８及び９に示している。溶媒−軽質物塔システム１９０は、粗ＰＯストリーム１０２から受けた不純物を蒸気ストリーム１１６パージ及び水性ストリーム１２４を通じて排出する。これらの不純物は、メタノール、水、ギ酸メチル、アセトアルデヒド、グリコールなどを含むことができる。蒸気ストリーム１１６パージは他の処理に送られるか、又は廃棄物などとして排出されることができる。水性ストリーム１２４は、例えば溶媒−軽質物塔システム１９０内のデカンターにおける水性相から出ることができる。

水性ストリーム１２４は水洗浄システム１２６に送られる。水性ストリーム１２４は、水洗浄システム１２６に入る前に後方端部１０６Ｂ（図１０）から出る様々な溶媒含有ストリーム（例えば、後方端部溶媒１５１及び蒸留物１９９、下記を参照）及び水１３２と結合して混合器２０４（例えば、静的混合器）を通過することができる。後方端部１０６Ｂ（図１０）から出て水性ストリーム１２４に追加される溶媒ストリームの一つの例は、溶媒塔１６２の溶媒塔底ストリーム１４８から出る後方端部溶媒１５１などであってもよい。抽出塔１６０から出る塔頂蒸留物１９９のような他のストリームが水性ストリーム１２４に追加されて、例えば後方端部１０６Ｂからホルムアルデヒドを除去することができる。

水洗浄システム１２６において、メタノール、水、ギ酸メチル、アセトアルデヒド、グリコールなどの上述した不純物が下流水性パージ１３０を通じて排出される。洗浄有機ストリーム１３４は、水洗浄システム１２６から溶媒−軽質物塔システム１９０に送ることができる。水洗浄システム１２６は、容器、又はコアレッサー、及び／又は他の装備を含むことができる。

溶媒−軽質物塔システム１９０は、粗ＰＯストリーム１０２で溶媒−軽質物塔システム１９０に入るＰＯの大部分を有する生成物ストリーム（塔底ストリーム１４０）を排出する。生成物ストリームは（下記の図８及び９に示すような）溶媒−軽質物塔システム１９０内における溶媒−軽質物塔１１０（蒸留塔）、又は図５に示す溶媒−軽質物塔１１０から出る塔底ストリーム１４０であってもよい。生成物ストリーム（例えば、塔底ストリーム１４０）は溶媒除去器１４２に送られ、該溶媒除去器は前方端部１０４Ａ（図５）に係り前述と類似して機能することができる。溶媒除去器１４２で、溶媒は溶媒除去器塔底ストリーム１４４を通じて除去される。

溶媒除去器塔底ストリーム１４４は溶媒−軽質物塔システム１９０に送ることができる。選択的に、後方端部１０６Ｂ（図１０）における溶媒塔１６２の溶媒塔底ストリーム１４８から出るもののような追加的な溶媒が溶媒除去器塔底ストリーム１４４と結合し、溶媒−軽質物塔システム１９０に入る溶媒１２８を得ることができる。そのため、溶媒−軽質物塔システム１９０に供給される溶媒１２８は、溶媒除去器塔底ストリーム１４４又は該溶媒除去器塔底ストリーム１４４と後方端部１０６Ｂ（図１０）から出る再循環溶媒１４９の結合物であってもよい。

溶媒除去器１４２に収容される（塔底ストリーム１４０内の）ＰＯの大部分は溶媒除去器塔頂ストリーム１５０で排出される。凝縮された塔頂ストリームの一部は、ＰＯから不純物を除去する追加処理を受けるために、蒸留物としてＰＯストリーム１０８Ｂで分離システム１００の後方端部１０６Ｂ（図１０参照）に伝達される。しかし、塔頂ストリーム１５０及びＰＯストリーム１０８Ｂにおける不純物の量は一般的に比較的低い。後方端部１０６Ｂに送られる該ストリーム１０８Ｂは、図４のＰＯストリーム１０８と類似し得る。

溶媒−軽質物塔システム１９０の有益な点は、上述した不純物を有する水性ストリーム１２４の形成及び排出であり、これは様々な構成で達成することができる。図８及び９は、水性ストリーム１２４又は類似したストリームを与える溶媒−軽質物塔１１０を有する溶媒−軽質物塔システム１９０のそれぞれの実施例を示している。

図８は、粗ＰＯストリーム１０２を受ける溶媒−軽質物塔１１０を有する例示的な溶媒−軽質物塔システム１９０−１であり、前記粗ＰＯストリームは、溶媒−軽質物塔１１０に沿った様々な蒸留ステージで収容することができる。また、溶媒１２８が塔１１０に供給される。ある実施例においては、液体側部引出物２２２に又はその上側で溶媒１２８を導入させることが有利になり得る。溶媒１２８のための一つの例示的な導入地点は、例えば３番のステージ又はトレイである。

デカンター１２０が側部デカンターとして位置しており、水性ストリーム１２４の形成及び排出を容易にする。溶媒−軽質物塔１１０から出る液体側部引出物２２２がデカンター１２０に供給され、該引出物は一部ＰＯを有し、また溶媒−軽質物塔１１０から出る水、メタノール、アセトアルデヒド、及び他の不純物を有する。デカンター１２０の目的は、（水性ストリーム１２４パージを通じて）水及び他の水性又は水溶性不純物の溶媒−軽質物塔１１０からの除去を容易にすることである。

デカンター１２０に送られる液体側部引出物２２２は、比較的相当量の水及びメタノールのような他の水溶性不純物を有することができる。よって、デカンター１２０は炭化水素溶媒と接触する水と水性成分の十分な水性除去を容易にすることができる。よって、溶媒１２８（例えば、Ｃ８−Ｃ１０）がデカンター１２０に導入され、デカンター１２０内で水性相と有機相の形成を促進させることができる。デカンター１２０内の有機相によって有機ストリーム１２２が得られ、該有機ストリームは還流物として溶媒−軽質物塔１１０に送ることができる。

デカンター１２０内の水性相によって水性ストリーム１２４が得られ、該水性ストリームは述べたように水洗浄システム１２６に送られる（図７参照）。該水性ストリーム１２４は、ＰＯ及び水、メタノール、アセトアルデヒド、一部ギ酸メチル、グリコール及び他の不純物を含むことができる。水洗浄システム１２６で、水性ストリーム１２４は追加的な炭化水素溶媒（例えば、Ｃ８−Ｃ１０）及び比較的少量の水と接触し、メタノール、アセトアルデヒド、グリコール、比較的少量のギ酸メチルなどの水溶性不純物、及び他の不純物が水性パージ１３０（図７）を通じて水洗浄システム１２６から除去されることを促進する。酸化プロピレン（ＰＯ）は溶媒又は有機相に回収され、これは洗浄有機ストリーム１３４で水洗浄システム１２６（図７）から図８に示す溶媒−軽質物塔１１０に復帰する。洗浄有機ストリーム１３４のこのような案内は図５に示す実施形態とは対照的であり、図５における実施形態においては、水洗浄システム１２６から出る洗浄有機ストリーム１３４が代わりにデカンター１２０に送られ、該デカンター内の有機物及び回収されたＰＯが有機ストリーム１２２を通じて塔１１０に入るようになる。

図８において、軽質成分を有する塔頂ストリーム１１２は溶媒−軽質物塔１１０から排出されて塔頂凝縮器１１４で部分的に凝縮される。この実施例において、塔頂ストリーム１１２の凝縮された部分は凝縮された塔頂ストリーム１１８で示しており、該ストリームは還流物として溶媒−軽質物塔１１０に復帰する。非凝縮成分の蒸気ストリーム１１６は塔頂凝縮器１１４から除去される。図８に対するある実施形態においては、塔頂凝縮器１１４の作動を調節して、５〜５０重量％範囲の蒸留物（凝縮された塔頂ストリーム１１８）で蒸気ストリーム１１６パージを与え、粗ＰＯ供給物１０２から総６０〜９０重量％（例えば、約７５重量％）のギ酸メチルパージを与えることができる。

粗ＰＯストリーム１０２で溶媒−軽質物塔１１０に入るＰＯの大部分を有する生成物ストリームは塔底ストリーム１４０として溶媒−軽質物塔１１０から排出される。図７に係り述べたように、生成物ストリーム（塔底ストリーム１４０）は供給物として下流溶媒除去器１４２に送られる（図７参照）。

図９は、溶媒−軽質物塔１１０及び水性ストリーム１２４の形成及び排出を容易にするデカンター１２０を有する一つの例示的な溶媒−軽質物塔システム１９０−２を示す。図８に係り類似して述べたように、図９の溶媒−軽質物塔システム１９０−２における溶媒−軽質物塔１１０は粗ＰＯストリーム１０２を受ける。また、溶媒１２８が塔１１０に供給される。図９の実施例において、デカンター１２０は塔頂デカンターであり、メタノール、水、及び他の軽質水性不純物を有する側部引出物２２２（図８）を塔１１０から受ける代わりに、それらの不純物を有する凝縮された塔頂ストリーム１１８を受けるようになる。

図９において、軽質成分を有する塔頂ストリーム１１２は溶媒−軽質物塔１１０から塔頂に排出され、塔頂凝縮器１１４で部分的に凝縮される。この実施例において、凝縮された塔頂ストリーム１１８はデカンター１２０に送られる。

非凝縮成分の蒸気ストリーム１１６は塔頂凝縮器１１４から除去される。ある実施形態において、塔頂凝縮器１１４の作動を調節して、５〜５０重量％範囲の蒸留物で蒸気ストリーム１１６パージを与え、また粗ＰＯ供給物１０２から合計６０〜９０重量％（例えば、約７５重量％）のギ酸メチルパージを与えることができる。

システム１９０−１（図８）の場合における、図９のシステム１９０−２から溶媒１２８がデカンター１２０に導入され、デカンター１２０内での水性相と有機相の形成を容易にすることができる。図９に示した実施例において、有機ストリーム１２２は還流物として塔１１０に復帰する。

水性相は水性ストリーム１２４としてデカンター１２０から排出され、水洗浄システム１２６（図７参照）に入るようになる。システム１９０−１の場合における、システム１９０−２内の該水性ストリーム１２４は一般的にＰＯ及び水、メタノール、アセトアルデヒド、一部ギ酸メチル、及び他の不純物を含有する。究極的にはメタノール、アセトアルデヒド、グリコール、及び比較的少量のギ酸メチルの水溶性不純物、及び他の不純物を下流水性パージ１３０（図７）を通じて除去するため、水性ストリーム１２４が水洗浄システム１２６に送られて追加的な炭化水素溶媒（例えば、Ｃ８−Ｃ１０）及び比較的少量の水と接触するようになる。洗浄有機ストリーム１３４（ＰＯ及び溶媒）を（図８におけるようにデカンター１２０を通じてではなく）直接溶媒−軽質物塔１１０に復帰させる際にＰＯが回収される。

粗ＰＯストリーム１０２で溶媒−軽質物塔１１０に入るＰＯの大部分を有する生成物ストリーム（塔底ストリーム１４０）は塔底ストリーム１４０として溶媒−軽質物塔１１０から排出される。図７及び８に係り述べたように、図９の生成物ストリーム（塔底ストリーム１４０）は供給物として下流溶媒除去器１４２（図７参照）に送られる。最終的に、水性ストリーム１２４を形成して排出するために、溶媒−軽質物塔システム１９０の他の構成も考慮できることに留意すべきである。ある実施形態においては、例えば溶媒−軽質物塔１１０に対する側部冷却器及び／又は他の装備も用いることができる。

図１０は、図７〜９に係り上記で述べた前方端部システム１０４Ｂに関連する分離システム１００（図４）の一つの例示的な後方端部１０６Ｂである。図６の後方端部１０６Ａの場合における、図１０に示している後方端部１０６Ｂは、抽出塔１６０、溶媒塔１６２、及びＰＯ塔１６４を含む。明確にするため、各塔１６０、１６２、１６４に対するそれぞれの再沸器は示されておらず、溶媒塔１６２に対する塔頂凝縮器も示していない。抽出塔１６０に対する抽出塔塔頂凝縮器２４０、及びＰＯ塔１６４に対するＰＯ塔塔頂凝縮器２４２は示している。

抽出塔１６０に対する主な供給物として、上流除去塔１４２（図７）から出る凝縮された塔頂が溶媒（例えば、Ｃ８−Ｃ１０炭化水素）を用いた抽出されるために、ＰＯストリーム１０８Ｂとして抽出塔１６０に送られる。抽出用溶媒の根源は下流溶媒塔１６２から出る溶媒塔底ストリーム１４８であってもよい。勿論、他の根源の抽出溶媒も用いることができる。

抽出塔１６０から出る抽出塔頂ストリーム１６８は抽出塔塔頂凝縮器２４０で凝縮され、凝縮された抽出塔頂ストリーム１６８の一部は還流物として抽出塔１６０に復帰される。凝縮された抽出塔頂ストリーム１６８の他の部分は蒸留物１９９として集まり上流水洗浄システム１２６（図７）に送られる。

有利には、水洗浄システム１２６に与えられる蒸留物１９９として集まる凝縮された抽出塔頂ストリーム１６８の一部の該パージは一般的にホルムアルデヒドを含有し、これにより下流ＰＯ塔１６４でホルムアルデヒドの量が減少する。よって、ＰＯ塔１６４から出る塔頂軽質物パージ（不図示）による装備の汚染が低減し得る。汚染は、例えばホルムアルデヒドポリマーの形成によるものであり得る。

ある実施形態においては、軽質成分であるホルムアルデヒドを有する凝縮された抽出塔頂ストリーム１６８の蒸留物１９９のパージによって、図１０に示すように、下流ＰＯ塔１６４で塔頂軽質物パージ（図６に示されている塔頂軽質物パージ１７２のような）に対する必要がない可能性がある。また、洗浄システム１２６に入る凝縮された塔頂ストリーム１６８の蒸留物１９９パージにおけるＰＯは、洗浄システム１２６から出て溶媒−軽質物システム１９０（図７〜９参照）における溶媒−軽質物塔１１０に復帰する洗浄有機ストリーム１３４で回収することができる。さらに、図１０において、ＰＯ生成物側部引出物（生成物側部ストリーム２４８を与える）を用いる場合、蒸留物１９９に去るＰＯの量を減らすことができる。

溶媒及び不純物を有する抽出塔底ストリーム１７０は、抽出塔１６０から排出されて溶媒塔１６２に供給される。炭化水素パージ１７８（例えば、Ｃ６）が塔頂で除去され、また溶媒塔底ストリーム１４８が除去される。上述したように、該溶媒塔底ストリーム１４８は抽出塔１６０に供給することができる。さらに、図１０に示した実施形態において、再循環溶媒１４９及び後方端部溶媒１５１のような溶媒塔底ストリーム１４８の引出部分は前方端部１０４Ｂ（図７参照）でのユニット作業に送ることができる。

図１０に示した該実施形態において、上述したように、抽出塔１６０に入るＰＯの大部分を有する生成物側部ストリーム２４８は抽出塔１６０から排出されてＰＯ塔１６４に入るようになる。これは生成物ストリームが抽出塔頂ストリーム１６８である図６とは対照的である。

図１０のＰＯ塔１６４で塔底重質物パージ１７４が除去される。ＰＯ塔の塔頂ストリーム２５２は塔頂で排出され、塔頂凝縮器２４２で凝縮される。ＰＯ塔１６４に入る凝縮されたＰＯ塔の塔頂ストリーム２５２の還流量が増加すると、ＰＯ損失を減少させることができ、また有利には、例えばＰＯ塔１６４におけるＰＯからのプロピオンアルデヒドとアセトンの分離が増加する。生成物蒸留物として集まったＰＯ塔の塔頂ストリーム２５２の凝縮された部分はＰＯ生成物ストリーム１０９Ｂとして示しており、図４のＰＯ生成物ストリーム１０９と類似し得る。

一実施例において、前方端部１０４Ｂ（図７〜９）及び後方端部１０６Ｂ（図１０）を有する分離システム１００（図４）によって、蒸留物生成物として送られる凝縮されたＰＯ塔の塔頂ストリーム２５２における粗ＰＯストリーム１０２からＰＯを９８．５重量％の比較的高収率で回収することができる。該実施例において、ＰＯ生成物ストリーム１０９Ｂは、ギ酸メチルが１０ｐｐｍである９９．９８重量％の高純度のＰＯを有する。最後に、図７〜１０に示す塔及び関連装備は商業的規模であってもよく、上記で述べたサイズ、内部部品及び構成材料を有することができることに留意すべきである。

図１１及び１２は、それぞれ分離システム１００（図４）の前方端部１０４Ｃ及び後方端部１０６Ｃの代案的な実施形態である。図１１の前方端部１０４Ｃは、軽質物塔２６０、重質物塔２６２、及び溶媒−軽質物塔２６５（例えば、Ｃ８−Ｃ１０として塔「溶媒」を有する）を有する。これらの塔２６０、２６２、２６５のそれぞれは蒸留塔であってもよい。図１２に係る後方端部１０６Ｃは、抽出塔２６９（又は溶媒−重質物塔とも言う）及び溶媒塔２７３を有する。該実施形態において、ＰＯ生成物ストリーム１０９Ｃ（図４のＰＯ生成物ストリーム１０９と類似する）は抽出塔２６９から排出される。さらに、溶媒パージ（抽出塔頂ストリーム２８６）が抽出塔２６９の塔頂から前方端部１０４Ｃに送られ、それによって抽出塔２６９及びＰＯ生成物ストリーム１０９Ｃで不純物であるホルムアルデヒドの量が減るようになる。

明確にするため、溶媒−軽質物塔２６５に係る溶媒−軽質物塔塔頂凝縮器２６７を除き、図１１及び１２における各塔に対するそれぞれの再沸器及び塔頂凝縮器を示していない。さらに、図１１の前方端部１０４Ｃは、軽質物塔２６０が粗ＰＯストリーム１０２を受けて重質物塔２６２に供給するように示している。しかし、前方端部１０４Ｃ内における該工程順序は変更することができる（すなわち、転化することができる）。言い換えれば、前方端部１０４Ｃは、重質物塔２６２が粗ＰＯストリーム１０２を受けて軽質物塔２６０に供給するように構成することができる。いかなる場合でも、第３塔、すなわち溶媒−軽質物塔２６５に対する供給は一般的に組成と質量流量において類似し得る。

図１１に示した前方端部１０４Ｃに対する実施形態において、粗ＰＯストリーム１０２は、軽質物塔の塔頂ストリーム２６４を通じて軽質不純物及び炭化水素（例えば、Ｃ５）を除去するために軽質物塔２６０に供給される。軽質物塔２６０から出る軽質物塔の塔底ストリーム２６６は粗ＰＯストリーム１０２に入るＰＯの大部分を含有する。この軽質物塔の塔底ストリーム２６６は、重質物塔２６２から出る重質物塔の塔底ストリーム２６８を通じて重質成分、水、一部メタノールなどを除去するための重質物塔２６２に供給される。重質物塔の塔底ストリーム２６８における除去された重質成分の例は、プロピオンアルデヒド、アセトンなどを含むことができる。

軽質物塔２６０から重質物塔２６２に入るＰＯの大部分は重質物塔２６６から重質物塔の塔頂ストリーム２７０（生成物ストリーム）に排出される。該重質物塔の塔頂ストリーム２７０は、上流軽質物塔２６０の存在により、減少されたメタノールと水を有する。重質物塔の塔頂ストリーム２７０は溶媒−軽質物塔２６５に供給される。また、溶媒（例えば、Ｃ６−Ｃ１０）が後方端部１０６Ｃ（図１２）から出る炭化水素塔底ストリーム２７１の全部又は一部を通じて溶媒−軽質物塔２６５に導入される。以下で述べるように、該炭化水素塔底ストリーム２７１は後方端部１０６Ｃから再循環された溶媒を有する。

溶媒−軽質物塔２６５で、溶媒−軽質物塔の塔底ストリーム１０８Ｃは、（重質物塔の塔頂ストリーム２７０における）上流重質物塔２６２から溶媒−軽質物塔１１０に入るＰＯの大部分を含有する生成物ストリームである。この溶媒−軽質物塔の塔底ストリーム１０８Ｃは、図４のＰＯストリーム１０８と類似し得る。

不純物については、軽質不純物と水性不純物は塔頂ストリーム２７４で溶媒−軽質物塔２６５から塔頂に排出される。塔頂ストリーム２７４は塔頂凝縮器２６７で凝縮されて、凝縮された塔頂ストリーム２７５が得られる。一部の非腐食性軽質成分と非水溶性軽質成分を除去するために、塔頂凝縮器２６７から出る蒸気パージ２８０が例えば該塔頂ストリーム２７４の約５−１０重量％に維持される。凝縮された塔頂ストリーム２７５の一部は溶媒−軽質物塔２６５に還流される。凝縮された塔頂ストリーム２７５の残りの部分（例えば、蒸留物）は以下で述べるように腐食剤洗浄を受けるようになる。

溶媒を十分に供給して（例えば、ストリーム２７０、２７１を通じて）、また凝縮された塔頂ストリーム２７５の還流物と蒸留物などを目標通り管理して溶媒−軽質物塔２６５を作動させることにより、溶媒−軽質物塔２６５又は凝縮された塔頂ストリーム２７５で水性相が形成されることなく、ギ酸メチル、アセトアルデヒド、メタノール、水、グリコールなどの軽質不純物が一般的に前記凝縮された塔頂ストリーム２７５に集中されることに留意すべきである。

上述したように、ある実施例においては、還流物として用いられずに蒸留物として伝達される凝縮された塔頂ストリーム２７５の一部が腐食剤ストリーム２８２を通じて腐食剤洗浄部に送られ、化学量論的にやや過量の腐食剤（例えば、水酸化ナトリウム）（蒸留物として伝達する凝縮された塔頂ストリーム２７５の一部におけるギ酸メチルの量に相当する）と接触して、腐食剤洗浄部でのｐＨを１０〜１２に維持させる。ここに示した実施形態においては、腐食剤洗浄部に腐食剤ストリーム２８２を通じて腐食剤が追加され、混合器２８４は混合及び滞留時間を提供する。

また、水性相（すなわち、蒸留物として腐食剤洗浄部に伝達する凝縮された塔頂ストリーム２７５の一部における大部分の水、メタノール、アセトアルデヒド、ギ酸メチル、及び他の水溶性不純物を有する）の形成を促進するために、有機ストリームのような炭化水素溶媒又は後方端部１０６Ｃシステムから出る溶媒が混合器２８４（例えば、静的混合器であってもよい）の上流で導入できる。このように追加される溶媒の根源は、図１２における抽出塔２６９から出る抽出塔頂ストリーム２８６であってもよい。さらに、該抽出塔頂ストリーム２８６はホルムアルデヒドを含有することができ、これにより後方端部１０６Ｃ、そして究極的には最終ＰＯ生成物１０９Ｃでホルムアルデヒドが有利に減少される。また、この抽出塔頂ストリーム２８６におけるＰＯは、還流物として溶媒−軽質物塔２６５に送られる再循環溶媒ストリーム２７８に回収することができる。

混合器２８４から出る腐食剤処理された蒸留物２８８は逆洗塔２９０に送られ、該逆洗塔は比較的小さなＰＯ洗浄／回収液体−液体抽出塔であり、一般的に例えば塔の中間部分で、例えば充填物２９６を通じて満足する約３〜７個（例えば５個）の理論的ステージを有する。水２９２が逆洗塔２９０の頂上部で導入され、溶媒２９４は該逆洗塔の底部で導入される。逆洗塔２９０における抽出により、減少された水性相で減少した腐食剤キャリーオーバーで、腐食剤処理された蒸留物２８８における腐食剤／水廃棄物からのＰＯ回収が増加する。該実施例において、腐食剤／水廃棄物２９５は逆洗塔２９０の底部から排出される。逆洗されたＰＯは塔２６５に対する追加的な還流物として有機ストリーム（再循環溶媒ストリーム２７８）で溶媒−軽質物塔２６５に復帰する。最後に、逆洗塔２９０に供給される溶媒２９４は後方端部１０６Ｃシステム（図１２）から出る溶媒（例えば、Ｃ８−Ｃ１０）である。

説明したように、図１２は、一つの例示的な分離システム１００（図４）の例示的な前方端部１０４Ｃ（図１１）に係る例示的な後方端部１０６Ｃである。図１２を参照すると、抽出塔２６９は溶媒−軽質物塔２６５（図１１）から出る生成物ストリーム（溶媒−軽質物塔の塔底ストリーム１０８Ｃ）を供給物として受ける。また、抽出塔２６９は下流溶媒塔２７３から排出される塔底ストリームから溶媒２９４（例えば、Ｃ８−Ｃ１０）を受ける。

抽出塔２６９から出る凝縮された抽出塔頂ストリーム２８６（凝縮器は不図示）は前方端部１０４Ｃ（図１１）の腐食剤洗浄部（混合器２８４、選択的には静的混合器）に送られる。抽出塔頂ストリーム２８６は一般的に炭化水素溶媒、ホルムアルデヒド、ＰＯなどを有することができる。抽出塔頂ストリーム２８６における炭化水素溶媒は、逆洗塔２９０（図１１）での水性相の形成及び分離を促進させることができる。また、抽出塔頂ストリーム２８６で、（混合器２８４での）腐食剤洗浄及び逆洗塔２９０に送られるＰＯ（粗ＰＯストリーム１０２におけるＰＯを基準として、例えば１〜２重量％）は、有機相ストリーム（再循環溶媒ストリーム２７８）に回収することができ、このストリームは還流物として溶媒−軽質物塔２６５（図１１）に送られる。最後に、述べたように、このように抽出塔頂ストリーム２８６を用いてホルムアルデヒドを除去することで、抽出塔２６９及びこの抽出塔２６９から側部引出物として排出されるＰＯ生成物ストリーム１０９Ｃでホルムアルデヒドの量を減少させることができる。

また、例えば重質炭化水素溶媒（例えば、Ｃ６−Ｃ１０）を有する炭化水素塔底ストリーム２７１が抽出塔２６９から排出されて溶媒塔２７３に供給される。さらに、該炭化水素塔底ストリーム２７１（例えば、Ｃ６−Ｃ１０を有する）の一部は溶媒−軽質物塔２６５（図１１）に供給することができる。溶媒塔２７３で、炭化水素パージ３００（例えば、Ｃ６を有する）が塔頂に取り出される。溶媒ストリーム２９４（例えば、Ｃ８−Ｃ１０を有する）が溶媒塔２７３の底部から排出されて抽出のために抽出塔２６９に送ることができ、及び／又は逆洗塔２９０（図１１）での液体−液体抽出のために送ることができる。

最後に、上述したように、ＰＯ生成物ストリーム１０９Ｃは抽出塔２６９の側部引出物（例えば、低温殺菌部から出る）に回収される。要するに、前方端部１０４Ｃ及び後方端部１０６Ｃを有する例示的なＰＯ分離システム１００によって、例えば（粗ＰＯストリーム１０２におけるＰＯの）９８．９重量％の例示的な高収率及び例示的な９９．９９重量％の高純度ＰＯを得ることができ、ＰＯ生成物１０９Ｃでギ酸メチルは１０ｐｐｍである。

図１１及び１２に示している装備は商業的な規模であってもよい。また、図１１及び１２における様々な塔のそれぞれの直径、高さ及び理論的ステージの数は、例えば導入される粗ＰＯストリーム１０２の質量流量及び組成に対する設計基準に基づき決定することができる。理論的ステージを提供するために、トレイ又は充填物を用いることができる。トレイは篩トレイ、バブルキャップトレイ又はバルブトレイトレイを含むことができる。構造化又はダンプされ得る充填物は、ガラス、金属、プラスチック及びセラミックなどであってもよい。図１１及び１２における様々な装備の構成のための冶金又は材料は、炭素鋼、ステンレス鋼、ガラス繊維強化ポリマー（ＦＲＰ）、ニッケル合金などを含むことができる。

要するに、本技術の実施形態は、粗酸化プロピレンストリームを受け、メタノールと水を有する不純物ストリームを排出し、かつ粗酸化プロピレンストリームに入る酸化プロピレンの大部分を有する塔底ストリームを排出する蒸留塔を含む酸化プロピレン分離システムを提供することができる。デカンターが不純物ストリームと炭化水素溶媒を受けることができ、該デカンターで、酸化プロピレンと炭化水素溶媒を含む有機相及び不純物ストリームに入るメタノールと水の大部分の重量％を含む水性相が形成される。水洗浄システムは水性相を受けて酸化プロピレン分離システムから排出し、前記デカンター内の有機相は蒸留塔に送られる。粗酸化プロピレンストリームは酸化プロピレン／ｔｅｒｔ−ブタノール処理システムにおける酸化プロピレン反応器の流出物ストリームであってもよい。

蒸留塔は塔頂凝縮器を含むことができ、蒸留塔は塔頂凝縮器から非凝縮成分を塔頂で蒸気パージするように構成される。デカンターは蒸留塔に対する塔頂デカンターであってもよく、塔頂凝縮器から不純物ストリームを受ける。一方、デカンターは蒸留塔に対する側部デカンターであり、蒸留塔の液体側部引出物から不純物ストリームを受けるように構成されている。蒸留塔は溶媒−軽質物塔であってもよい。また、水洗浄システムは静的混合器及びコアレッサーを含むことができる。溶媒除去器は、蒸留塔から塔底ストリームを受けることができ、溶媒除去器は、蒸留塔から出る塔底ストリームで溶媒除去器に入る酸化プロピレンの大部分を有する溶媒−除去器塔頂ストリームを排出し、溶媒除去器はデカンターに収容される炭化水素溶媒の少なくとも一部を有する溶媒−除去器塔底ストリームを排出する。最後に、溶媒除去器から出る溶媒−除去器塔頂ストリームは抽出塔で炭化水素溶媒の抽出を受けて不純物が除去され、抽出塔はホルムアルデヒドを含む除去された不純物を水洗浄システムに送り出す。

実施形態においては、分離システムにおいて粗酸化プロピレンストリームから酸化プロピレンを分離させるための方法を提供することができ、該方法は、前記粗酸化プロピレンストリームを蒸留塔に供給するステップ、メタノールと水を含む不純物ストリームを蒸留塔からデカンターに排出するステップ、炭化水素溶媒を前記デカンターに供給するステップ、及び酸化プロピレンと炭化水素溶媒を含む有機相、及び不純物ストリームで前記デカンターに供給されるメタノールと水の大部分の重量％を含む水性相を前記デカンターで形成するステップを含む。また、上記方法は、前記水性相を水で洗浄し、洗浄された水性相を前記分離システムから送り出すステップ、及び前記有機相を蒸留塔に送るステップを含むことができる。

前記不純物ストリームの排出は、不純物ストリームを蒸留塔の塔頂凝縮器を通じてデカンターに排出することを含むことができ、上記方法は蒸気ストリームを前記塔頂凝縮器から送り出すステップをさらに含む。一方、前記不純物ストリームを排出するステップは、不純物ストリームを蒸留塔の液体側部引出物を通じてデカンターに排出することを含むことができる。最後に、上記方法は、粗酸化プロピレンストリームで前記蒸留塔に入る酸化プロピレンの大部分を有する塔底ストリームを蒸留塔から排出するステップ、前記塔底ストリームからホルムアルデヒドを分離させるステップ、及び水性相を水で洗浄する水洗浄システムに前記ホルムアルデヒドを送るステップを含むことができる。

ある実施形態においては酸化プロピレン分離システムを含むことができるが、該分離システムは、処理された粗酸化プロピレンストリームを受けて、メタノールと水を含む不純物ストリームを排出し、かつ前記で処理された粗酸化プロピレンストリームに入る酸化プロピレンの大部分を有する塔底ストリームを排出するように構成されている蒸留塔を有する。混合器は、腐食剤（例えば、水酸化ナトリウムを有する）を前記不純物ストリームと混合させ、腐食剤処理された不純物ストリームを与えるように構成されている。逆洗塔は、前記腐食剤処理された不純物ストリームに対して水性抽出及び有機抽出の両方を実施するように構成されている。逆洗塔は不純物ストリームにおけるメタノールと水の大部分を有する水性ストリームを送り出すことができる。また、前記逆洗塔は有機ストリーム（炭化水素溶媒と酸化プロピレンを有する）を前記蒸留塔に排出することができる。前記酸化プロピレン分離システムは、前記蒸留塔の下流に配置され、ホルムアルデヒドを前記混合器に送り出す抽出塔を含むことができ、ホルムアルデヒドは蒸留塔の塔底ストリームからのキャリーオーバーである。

最後に、ある実施形態においては酸化プロピレンから不純物を分離させるための方法を含むことができるが、該方法は、酸化プロピレンストリームを蒸留塔を通じて処理して、メタノールと水を有する不純物ストリームを排出し、かつ前記蒸留塔に入る酸化プロピレンの大部分を有する塔底ストリームを排出することを含む。不純物ストリームは、（例えば、静的混合器を通じて）腐食剤（例えば、水酸化ナトリウムを有する）と混合されて、腐食剤処理された不純物ストリームが得られ、そして該ストリームは炭化水素で抽出され、その後水で抽出され、不純物ストリームにおけるメタノールと水の大部分を有する水性ストリームを送り出す。上記方法は蒸留塔から出る塔底ストリームを処理し、前記処理を通じてホルムアルデヒドを不純物ストリームに送り出すことを含むことができる。

本発明をその好ましい形態を参照してより詳しく説明したが、他の形態も可能である。よって、添付の請求の範囲及びその趣旨は、ここに含まれる好ましい形態に対する説明に限定されてはならない。

本明細書（添付の請求の範囲、要約書及び図面を含む）に開示されている全ての特徴は、明示的な他の言及がないかぎり、同一、等価、又は類似の目的のための他の特徴で代替することができる。よって、明示的な他の言及がないかぎり、開示されている各特徴は一般的な一連の等価又は類似の特徴の単なる一つの例である。

特定の機能を行うための「手段」又は特定の機能を行うための「ステップ」を明示的に言及していない請求の範囲におけるいかなる要素も、３５Ｕ．Ｓ．Ｃ§１１２の６節に明示するような「手段」又は「ステップ」項として解釈されてはならない。特に、本願の請求の範囲において、「〜のステップ」の使用は３５Ｕ．Ｓ．Ｃ§１１２の６節の規定を行使しようとするものではない。

Claims (20)

1. 酸化プロピレン分離システムであって、
   粗酸化プロピレンストリームを受けて、メタノールと水を含む不純物ストリームを排出し、かつ前記粗酸化プロピレンストリームに入る酸化プロピレンの大部分を含む塔底ストリームを排出するように構成されている蒸留塔、
   前記不純物ストリームの少なくとも一部と炭化水素溶媒を受けるデカンター−該デカンターで、前記酸化プロピレンと炭化水素溶媒を含む有機相、及び前記不純物ストリームの少なくとも一部に入る前記メタノールと水の大部分の重量％を含む水性相が形成される−、及び
   前記水性相を受けて前記酸化プロピレン分離システムから送り出すように構成されている水洗浄システムを含み、
   前記デカンター内の有機相が前記蒸留塔に送られる、酸化プロピレン分離システム。
2. 前記粗酸化プロピレンストリームは、酸化プロピレン／ｔｅｒｔ−ブタノール処理システムにおける酸化プロピレン反応器流出物ストリームである、請求項１に記載の酸化プロピレン分離システム。
3. 前記蒸留塔は塔頂凝縮器を含み、蒸留塔は該塔頂凝縮器から非凝縮成分の塔頂蒸気パージが出るように構成されている、請求項１に記載の酸化プロピレン分離システム。
4. 前記デカンターは、前記蒸留塔に対する塔頂デカンターであり、前記塔頂凝縮器から不純物ストリームの少なくとも一部を受けるように構成されている、請求項３に記載の酸化プロピレン分離システム。
5. 前記デカンターは、前記蒸留塔に対する側部デカンターであり、前記蒸留塔の液体側部引出物から不純物ストリームの少なくとも一部を受けるように構成されている、請求項１に記載の酸化プロピレン分離システム。
6. 前記蒸留塔は、溶媒−軽質物塔であり、前記水洗浄システムは静的混合器とコアレッサーを含む、請求項１に記載の酸化プロピレン分離システム。
7. 前記蒸留塔から塔底ストリームを受けるように構成されている溶媒除去器をさらに含み、該溶媒除去器は、蒸留塔から出る塔底ストリームで前記溶媒除去器に入る酸化プロピレンの大部分を含む溶媒−除去器塔頂ストリームを排出するように構成されている、請求項１に記載の酸化プロピレン分離システム。
8. 前記溶媒除去器は、前記デカンターに収容される炭化水素溶媒の少なくとも一部を含む溶媒−除去器塔底ストリームを排出するように構成されている、請求項７に記載の酸化プロピレン分離システム。
9. 前記溶媒除去器から出る溶媒−除去器塔頂ストリームに対して炭化水素溶媒の抽出を実施して不純物を除去するように構成されている抽出塔をさらに含み、該抽出塔は、ホルムアルデヒドを含む除去された不純物を前記水洗浄システムに送り出すように構成されている、請求項７に記載の酸化プロピレン分離システム。
10. 分離システムにおいて粗酸化プロピレンストリームから酸化プロピレンを分離させるための方法であって、
    前記粗酸化プロピレンストリームを蒸留塔に供給するステップ、
    メタノールと水を含む不純物ストリームを前記蒸留塔からデカンターに排出するステップ、
    炭化水素溶媒を前記デカンターに供給するステップ、
    酸化プロピレンと炭化水素溶媒を含む有機相、及び不純物ストリームで前記デカンターに供給されるメタノールと水の大部分の重量％を含む水性相を前記デカンターで形成するステップ、
    前記水性相を水で洗浄し、洗浄された水性相を前記分離システムから送り出すステップ、及び
    前記有機相を蒸留塔に送るステップを含む、分離システムにおいて粗酸化プロピレンストリームから酸化プロピレンを分離させるための方法。
11. 前記不純物ストリームを排出するステップは、不純物ストリームを蒸留塔の塔頂凝縮器を通じて前記デカンターに排出することを含み、上記方法は、蒸気ストリームを前記塔頂凝縮器から送り出すステップをさらに含む請求項１０に記載の方法。
12. 前記不純物ストリームを排出するステップは、不純物ストリームを蒸留塔の液体側部引出物を通じて前記デカンターに排出することを含む請求項１０に記載の方法。
13. 粗酸化プロピレンストリームで前記蒸留塔に入る酸化プロピレンの大部分を含む塔底ストリームを蒸留塔から排出するステップ、
    前記塔底ストリームからホルムアルデヒドを分離させるステップ、及び
    水性相を水で洗浄する水洗浄システムに前記ホルムアルデヒドを送るステップを含む請求項１０に記載の方法。
14. 酸化プロピレン分離システムであって、
    処理された粗酸化プロピレンストリームを受けて、メタノールと水を含む不純物ストリームを排出し、かつ前記で処理された粗酸化プロピレンストリームに入る酸化プロピレンの大部分を含む塔底ストリームを排出するように構成されている蒸留塔、
    腐食剤を前記不純物ストリームの少なくとも一部と混合させて腐食剤処理された不純物ストリームを与えるように構成されている混合器、及び
    前記腐食剤処理された不純物ストリームに対して水性抽出及び有機抽出の両方を実施するように構成されている逆洗塔を含む、酸化プロピレン分離システム。
15. 前記逆洗塔は、腐食剤処理された不純物ストリームにおけるメタノールと水の大部分を含む水性ストリームを送り出すように構成されている、請求項１４に記載の酸化プロピレン分離システム。
16. 前記逆洗塔は、炭化水素溶媒と酸化プロピレンを含む有機ストリームを前記蒸留塔に排出するように構成されている、請求項１４に記載の酸化プロピレン分離システム。
17. 粗酸化プロピレンストリームを受けて、軽質成分を除去し、かつ前記粗酸化プロピレンストリームにおける酸化プロピレンの大部分を含む軽質物−蒸留塔の塔底ストリームを排出するように構成されている軽質物蒸留塔、及び
    前記軽質物−蒸留塔の塔底ストリームを受けて、重質成分を除去し、かつ前記軽質物−蒸留塔の塔底ストリームにおける酸化プロピレンの大部分を含む塔頂ストリームを排出するように構成されている重質物蒸留塔をさらに含み、
    前記塔頂ストリームは前記で処理された粗酸化プロピレンストリームを含む、請求項１４に記載の酸化プロピレン分離システム。
18. 粗酸化プロピレンストリームを受けて、該粗酸化プロピレンストリームから重質成分を除去し、かつ前記粗酸化プロピレンストリームにおける酸化プロピレンの大部分を含む塔頂ストリームを排出するように構成されている重質物蒸留塔、及び
    前記塔頂ストリームを受けて、該塔頂ストリームから重質成分を除去し、かつ前記塔頂ストリームにおける酸化プロピレンの大部分を含む軽質物−蒸留塔の塔底ストリームを排出するように構成されている軽質物蒸留塔をさらに含み、
    前記軽質物−蒸留塔の塔底ストリームは前記で処理された粗酸化プロピレンストリームを含む、請求項１４に記載の酸化プロピレン分離システム。
19. 前記蒸留塔の下流に配置され、ホルムアルデヒドを前記混合器に送り出すように構成されている抽出塔をさらに含み、前記ホルムアルデヒドは蒸留塔の塔底ストリームから出るキャリーオーバーである、請求項１４に記載の酸化プロピレン分離システム。
20. 前記腐食剤は水酸化ナトリウムを含む、請求項１４に記載の酸化プロピレン分離システム。