TW201439073A - 環氧乙烷的製造方法 - Google Patents

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Akimasa Watanabe
Takahiro Takinami
Noriji Morikawa
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Nippon Catalytic Chem Ind
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Abstract

本發明提供一種在環氧乙烷製造流程中可達成更進一步改善能源效率的新穎技術。該技術是關於一種環氧乙烷的製造方法，其特徵為包括下列步驟：將乙烯在銀觸媒的存在下與含有分子狀氧的氣體進行接觸氣相氧化的乙烯氧化反應步驟，及將在該乙烯氧化反應步驟所產生的含有環氧乙烷的反應產生氣體供應至環氧乙烷吸收塔、與供應至前述環氧乙烷吸收塔的吸收液相接觸，以及將含有環氧乙烷的前述環氧乙烷吸收塔的塔底液供應至環氧乙烷精製系統，以將在前述環氧乙烷精製系統中的環氧乙烷加以精製的步驟；以及將從前述環氧乙烷吸收塔的塔頂部排出的含二氧化碳氣體的至少一部份供應至二氧化碳吸收塔，將前述含二氧化碳氣體與吸收液相接觸而獲得二氧化碳濃厚吸收液，且將其作為前述二氧化碳吸收塔的塔底液而加以抽出，並供應至二氧化碳汽提塔的上部，以及從前述二氧化碳濃厚吸收液將二氧化碳加以汽提，並從前述二氧化碳汽提塔的塔頂部作為廢氣而排出的步驟；並且，前述環氧乙烷精製系統是具有在下部配備再沸器的環氧乙烷精製塔，且將為加熱前述再沸器的加熱媒體與前述廢氣進行熱交換而加以加熱。

Description

環氧乙烷的製造方法
本發明是關於一種環氧乙烷(ethylene oxide)的製造方法(production method)。
環氧乙烷在目前是將乙烯在銀觸媒(silver catalyst)的存在下與含有分子狀氧的氣體(molecular oxygen-containing gas)進行接觸氣相氧化(contact gas-phase oxidation)來製造。並且，在環氧乙烷的製造流程(production process)中的精製方法(refining method)是大致如下所述(參照例如日本專利特開昭第62-103072號公報)。
首先，將乙烯與含有分子狀氧的氣體在銀觸媒的存在下進行接觸氣相氧化，獲得含有環氧乙烷的反應產生氣體(reaction product gas)(反應步驟(reaction step))。其次，將所獲得的反應產生氣體導入環氧乙烷吸收塔(ethylene oxide absorption tower)，與以水作為主成份的吸收液(absorbing solution)相接觸，以將環氧乙烷作成水溶液而加以回收(吸收步驟(absorption step))。其次，將所回收的環氧乙烷水溶液飼入環氧乙烷的精製系統(refining system)，並 經由某些階段即可獲得高純度環氧乙烷。此環氧乙烷的精製系統通常是由汽提步驟(stripping step)、脫水步驟(dehydration step)、輕質份分離步驟(light-duty fraction separation step)、重質份分離(heavy-duty fraction separation)(精製(refining))步驟等所構成。
另外，在環氧乙烷的製造流程中的許多步驟(例如在精製系統中的重質份分離(精製)步驟)是需要熱能，而作為其供應源主要是使用水蒸氣(steam)。因此，環氧乙烷的製造量一旦增加，則作為熱能源的水蒸氣量也增多，而構成運轉成本(running cost)上升或收益減少的要因。
先前，作為在環氧乙烷的製造流程加以回收熱能的技術，已有人提案一種利用在反應步驟所產生的反應熱來產生水蒸氣，並將此用作為泵(pump)等的動力源或發電機的驅動源、環氧乙烷製造工廠及乙二醇(ethylene glycol)製造工廠的製程用蒸氣(process vapor)的技術(參照例如日本專利特開第2012-214399號公報)。此外，作為將來自蒸餾塔(distillation tower)塔頂的排出氣體(discharged gas)的廢熱(waste heat)加以回收的實例，則有一種將環氧乙烷汽提塔(ethylene oxide stripping tower)的塔頂廢氣(waste gas)的廢熱作為環氧乙烷精製塔(ethylene oxide refining tower)的熱源而加以回收的技術是已為眾所皆知(參照例如日本專利特開昭第63-30476號公報)。
然而，先前關於從環氧乙烷吸收塔的塔頂部排出的含有未反應乙烯、副產(by-produced)的二氧化碳(carbon dioxide)(二氧化碳；CO2)或水、以及惰性氣體(氮氣、氬 氣、甲烷、乙烷等)的排出氣體，則通常是實施將其直接循環至乙烯氧化步驟(ethylene oxidation step)，或將其中一部份抽出而導入二氧化碳吸收塔(carbon dioxide absorption tower)，並藉由鹼性吸收液(alkaline absorbing solution)選擇性地吸收二氧化碳，將此吸收液供應至二氧化碳汽提塔(carbon dioxide stripping tower)而將二氧化碳加以汽提回收(stripping recovery)(參照例如日本專利特開昭第60-131817號公報)。此外，經在二氧化碳汽提塔中加以汽提回收的含有二氧化碳的含二氧化碳氣體，通常是從二氧化碳汽提塔的塔頂部排出而清除(purge)至大氣中(參照例如忠末逸男著、「環氧乙烷、乙二醇」、PETROTECH、第20冊、第3號(1997))。
如上所述，先前以在環氧乙烷製造流程中的節省能源化為目標，已有提案各種技術。然而，即使採用上述的技術，目前也未能稱得上是已充分達成流程(process)的節省能源化，而目前正在期望更進一步提高能源效率(energy efficiency)。特別是在環氧乙烷的製造流程中的能源效率改善，以短期眼光看即使為極少者，但是鑒於以生產量為年產數萬噸自豪的現狀，其在經濟效益上的優點是難以計量。
因此，本發明是以提供一種在環氧乙烷的製造流程中可達成更進一步改善能源效率的新穎技術為其目的。
本案發明人為謀求在環氧乙烷的製造流程中更進一步改善能源效率而進行精心研討。其結果發現：藉由將二氧化碳汽提塔的塔頂廢氣的廢熱加以利用，作為在環氧乙烷精製系統(ethylene oxide refining system)中的環氧乙烷精製塔的熱源，即可解決上述課題，基於此發現而完成本發明。
亦即，本發明的一形態是關於一種環氧乙烷的製造方法。該環氧乙烷的製造方法包括下列步驟：首先，將乙烯在銀觸媒的存在下與含有分子狀氧的氣體進行接觸氣相氧化的乙烯氧化反應步驟(ethylene oxidation reaction step)，及將在該乙烯氧化反應步驟所產生的含有環氧乙烷的反應產生氣體供應至環氧乙烷吸收塔、與供應至環氧乙烷吸收塔的吸收液相接觸，以及將含有環氧乙烷的環氧乙烷吸收塔的塔底液供應至環氧乙烷精製系統，以將在環氧乙烷精製系統中的環氧乙烷加以精製的步驟。此外，該製造方法是又包括：將從環氧乙烷吸收塔的塔頂部排出的含二氧化碳氣體的至少一部份供應至二氧化碳吸收塔，將含二氧化碳氣體與吸收液相接觸而獲得二氧化碳濃厚吸收液(carbon dioxide concentrated absorbing solution)，且將其作為二氧化碳吸收塔的塔底液而加以抽出，並供應至二氧化碳汽提塔的上部，以及從二氧化碳濃厚吸收液將二氧化碳加以汽提(stripping)，並從二氧化碳汽提塔的塔頂部作為廢氣而排出的步驟。
並且，在涉及本形態的環氧乙烷的製造方法， 其特徵為：環氧乙烷精製系統是具有在下部配備再沸器(reboiler)的環氧乙烷精製塔，且將為加熱環氧乙烷精製塔的再沸器的加熱媒體(heating medium)、與從上述二氧化碳汽提塔的塔頂部的廢氣進行熱交換(heat exchange)而加以加熱。
若根據本發明，在環氧乙烷製造流程中，則不再需要先前一直為加熱環氧乙烷精製塔的再沸器的加熱媒體(溫水等)所使用的水蒸氣等的熱源。其結果，可實現如可預期在環氧乙烷的製造流程中更進一步改善能源效率等在工業上極其有利的功效。
1‧‧‧乙烯氧化反應器
2‧‧‧環氧乙烷吸收塔
3‧‧‧導管
4‧‧‧增壓泵
5‧‧‧導管
6‧‧‧導管
7‧‧‧二氧化碳吸收塔
8‧‧‧二氧化碳汽提塔
9‧‧‧再沸器
10‧‧‧氣液接觸部；氣液分離部
11‧‧‧環氧乙烷汽提塔
12‧‧‧導管
13‧‧‧熱交換器
14‧‧‧再沸器
15‧‧‧導管
16‧‧‧氣液分離槽
17‧‧‧導管
18‧‧‧導管
19‧‧‧汽提塔再沸器
20‧‧‧導管
21‧‧‧導管
22‧‧‧導管
23‧‧‧導管
24‧‧‧導管
25‧‧‧汽提塔凝縮器
26‧‧‧導管
27‧‧‧導管
28‧‧‧脫水塔
29‧‧‧導管
30‧‧‧導管
31‧‧‧導管
32‧‧‧導管
33‧‧‧脫水塔凝縮器
34‧‧‧導管
35‧‧‧再吸收塔
36‧‧‧導管
37‧‧‧輕質份分離塔
38‧‧‧輕質份分離塔再沸器
39‧‧‧導管
40‧‧‧導管
41‧‧‧導管
42‧‧‧導管
43‧‧‧輕質份分離塔凝縮器
44‧‧‧導管
45‧‧‧導管
46‧‧‧導管
47‧‧‧環氧乙烷精製塔
48‧‧‧精製塔再沸器
49‧‧‧導管
50‧‧‧導管
51‧‧‧精製塔凝縮器
52‧‧‧導管
53‧‧‧導管
54‧‧‧導管
55‧‧‧導管
56‧‧‧循環路徑
57‧‧‧熱交換器
58‧‧‧導管
第1圖是展示實施涉及本發明的一實施形態的「環氧乙烷的製造方法」的製造流程構成例分段略圖(block diagram)。第1圖是對應於後述實施例所採用的流程。
第2圖是展示實施涉及本發明的一實施形態的「環氧乙烷的製造方法」的流程構成例分段略圖。第2圖是對應於後述實施例所採用的汽提步驟。
第3圖是展示經汽提的環氧乙烷直至最終的精製為止的精製步驟(refining step)的構成例分段略圖。
第4圖是展示實施「環氧乙烷的製造方法」的先前製造流程的構成例分段略圖。第4圖是對應於後述比較例所採用的流程。
〔本發明的最佳實施方式〕
在下文中，參照圖示，同時就為實施本發明的具體形態加以詳細地說明，但是本發明的技術的範圍應根據本案請求申請專利範圍的範圍而定，且並不受限於下述的形態。
《反應系統》
首先，參照第1圖，同時就藉由使用乙烯的氧化反應(oxidation reaction)以製造環氧乙烷的系統(在下文中，簡單地稱為「反應系統(reaction system)」)加以說明。第1圖是展示實施涉及本發明的一實施形態的「二氧化碳氣體的回收方法(recovery method)」的環氧乙烷的製造流程構成例分段略圖。展示於第1圖的「環氧乙烷的製造流程」是概括地由反應系統、二氧化碳系統(carbon dioxide system)、及精製系統的三個系統所構成。第1圖是對應於後述實施例所採用的製造流程。
在本發明使用的「含有環氧乙烷的反應產生氣體」，只要為經將乙烯在銀觸媒的存在下與含有分子狀氧的氣體進行接觸氣相氧化的步驟(在下文中，也稱為「乙烯氧化反應步驟」)所產生者即可。此接觸氣相氧化反應(contact gas-phase oxidation reaction)的技術本身是已廣泛而為眾所皆知者，在實施本發明時，也可適當地參照先前習知的知識。另外，關於反應產生氣體的組成等的具體形態，並無特殊的 限制。作為一實例，反應產生氣體，除了通常為0.5~5容量%的環氧乙烷以外，也含有未反應氧氣、未反應乙烯、生成水、二氧化碳、氮氣、氬氣、甲烷、乙烷等的氣體，以及微量的甲醛、乙醛的醛類、醋酸等的有機酸類。
參照第1圖，首先，含有乙烯或分子狀氧(molecular oxygen)的原料氣體是以增壓泵(booster pump)4加以增壓(boost)後，以熱交換器(heat exchanger)(未圖示)進行加熱而供應至乙烯氧化反應器(ethylene oxidation reactor)1。乙烯氧化反應器1通常是配備許多經填充銀觸媒的反應管的多管式反應器。在乙烯氧化反應步驟所產生的反應產生氣體，則經通過熱交換器(未圖示)加以冷卻後，供應至環氧乙烷吸收塔(在下文中，簡單地稱為「吸收塔(absorption tower)」)2。具體而言，反應產生氣體是從吸收塔2的塔底部供應。在另一方面，從吸收塔2的塔頂部供應以水作為主成份的吸收液。藉此，在吸收塔2的內部即進行氣液(gas-liquid)的逆向流接觸(counter-flow contact)，使得在反應產生氣體中所含有的環氧乙烷(通常為99質量%以上)被吸收於吸收液中。此外，除了環氧乙烷以外，實質數量的乙烯、氧氣、二氧化碳、惰性氣體(氮氣、氬氣、甲烷、乙烷等)、以及在乙烯氧化反應步驟所產生的甲醛等的低沸點雜質、乙醛、醋酸等的高沸點雜質也同時被吸收。另外，供應至吸收塔2的反應產生氣體的溫度，較佳為約20~80℃。此外，關於吸收液的組成並無特殊的限制，除了以水作為主成份者以外，如揭示於日本專利特開平第8-127573號公報的碳酸伸丙酯(propylene carbonate)也可用作為吸收液。此外，因應需 要，對於吸收液可添加添加劑。可添加於吸收液的添加劑可列舉：例如消泡劑(anti-foaming agent)或pH調整劑(pH adjustor)。消泡劑只要為對於環氧乙烷及副產乙二醇(by-produced ethylene glycol)等為惰性(inert)，且具有吸收液的消泡功效者時，則任何消泡劑皆可使用，作為代表性實例，由於水溶性矽酮乳化液(water-soluble silicone emulsion)對於吸收液的分散性、稀釋穩定性、熱穩定性為優異，因此為有效。此外，pH調整劑可列舉：例如鉀、鈉的鹼金屬的氫氧化物或碳酸鹽等可溶解於吸收液的化合物，較佳為氫氧化鉀或氫氧化鈉。另外，吸收液的pH較佳為5~12，更佳為6~11。
作為吸收塔2，通常是可使用層板塔(tray tower)形式或填充塔(packed tower)形式的吸收塔。吸收塔2的操作條件是在反應產生氣體中的環氧乙烷濃度為0.5~5容量%，較佳為1.0~4容量%，吸收塔2的操作壓力為0.2~4.0MPa表壓，較佳為1.0~3.0MPa表壓。吸收操作(absorption operation)是愈高壓愈有利，但是可採用的數值是可因應氧化反應器的運轉壓力(operating pressure)加以決定。此外，相對於反應產生氣體的吸收液的莫耳流量比(L/V)通常為0.30~2.00。此外，在反應產生氣體的標準狀態的空間線速度(GHSV〔NTP))通常為400~6000h-1。
在吸收塔2中未被吸收的含有乙烯、氧氣、二氧化碳、惰性氣體(氮氣、氬氣、甲烷、乙烷)、醛、酸性物質等的氣體是從吸收塔2的塔頂部經由導管(conduit)3排出。並且，此排出氣體是以增壓泵4提高壓力後，經由導管 5循環至乙烯氧化反應器1。另外，關於乙烯氧化反應步驟的詳細細節，則如上所述。在此，乙烯氧化反應步驟，通常是在配備許多經填充銀觸媒的反應管的氧化反應器中，在加壓(約1.0~3.0MPa表壓的壓力)的條件下進行。因此，在將從吸收塔2的塔頂部的排出氣體循環至乙烯氧化反應步驟前，則需要使用增壓泵4等的增壓方法(means)加以增壓。
《二氧化碳系統》
在較佳的實施形態中，如第1圖所示，將從吸收塔2的塔頂部排出的氣體(含二氧化碳氣體)的至少一部份，藉由增壓泵4等的增壓方法加以增壓，並經由導管6而供應至二氧化碳吸收塔7。在下文中，參照第1圖，同時就從對於二氧化碳吸收塔7的氣體導入開始的二氧化碳回收系統(carbon dioxide recovery system)(在下文中，簡單地稱為「二氧化碳系統」)加以說明。
在如上所述從吸收塔2的塔頂部排出的氣體是經加壓(經由導管6)而導入二氧化碳吸收塔7的情況，此時的氣體壓力是加以調節為約0.5~4.0MPa表壓，氣體溫度是加以調節為約80~120℃。在二氧化碳吸收塔7的後段，則設置二氧化碳汽提塔8，鹼性吸收液是從此二氧化碳汽提塔8的塔底部而供應至二氧化碳吸收塔7的上部。並且，藉由與此鹼性吸收液的逆向流接觸，在導入二氧化碳吸收塔7的氣體中所含有的二氧化碳、或少量的惰性氣體(例如乙烯、甲烷、乙烷、氧氣、氮氣、氬氣等)則被吸收。從二氧化碳吸收塔7的塔頂部排出的未被吸收的氣體是循環至導管 3，且與新補充的氧氣、乙烯、甲烷等混合後，則循環至乙烯氧化反應器1。
在二氧化碳吸收塔7中經吸收二氧化碳的二氧化碳濃厚吸收液，則從二氧化碳吸收塔的塔底部抽出後，供應至經調節成壓力0.01~0.5MPa表壓、溫度約80~120℃、且在塔底部配備再沸器9的二氧化碳汽提塔8的上部。在二氧化碳汽提塔8上部的供液部中的吸收液，則由於二氧化碳吸收塔7與二氧化碳汽提塔8之間的壓力差而發生壓力閃蒸(pressure flash)。藉此，吸收液中的10~80容量%的二氧化碳及大部份的惰性氣體，則從吸收液分離，並從二氧化碳汽提塔8的塔頂部作為廢氣排出。本發明的特徵之一為在於將此廢氣的廢熱再利用，作為在精製系統中的環氧乙烷精製塔的熱源，關於其詳細，則將後述。在此，從減少對於二氧化碳汽提塔8的再沸器9的投入蒸氣量(vapor amount)的觀點考慮，則二氧化碳汽提塔8的運轉壓力是愈低愈佳。具體而言，二氧化碳汽提塔8的運轉壓力較佳為0~0.1MPa表壓，更佳為0.01~0.015MPa表壓。
另外，藉由上述的壓力閃蒸而分離一部份的二氧化碳後所殘留的二氧化碳吸收液(carbon dioxide absorbing solution)，則進入設置在供液部下方的氣液接觸部(gas-liquid contact part)10，與藉由再沸器9而產生的蒸氣(vapor)、及從氣液接觸部10以下的部份所產生以二氧化碳為主的氣體進行逆向流接觸，使得吸收液中一部份的二氧化碳及其他大部份的惰性氣體從吸收液中分離。藉由在二氧化碳系統中的此等一連串流程，從氣液接觸部10最上部的下方，較佳為 在相當於氣液接觸(gas-liquid contact)所需要的一理論段數以上的氣液接觸部10的下部的二氧化碳汽提塔8的內部，即可獲得高純度的二氧化碳。亦即，在氣液接觸部10，二氧化碳吸收液中的惰性氣體，則由於從下部上升而來且含有極其微量的惰性氣體的二氧化碳與水蒸氣而發生逆向流氣液接觸(counter-flow gas-liquid contact)並進行汽提，藉此，惰性氣體的濃度則變成極低。因此，若取出此汽提後的氣體，即可獲得高純度的二氧化碳。
《精製系統》
在吸收塔2中經吸收環氧乙烷的吸收液，則作為該吸收塔2的塔底液而飼入環氧乙烷精製系統(在下文中，簡單地稱為「精製系統」)。關於精製系統的具體形態並無特殊的限制，也可適當地參照先前習知的知識。作為一實例，精製系統通常是由汽提步驟、脫水步驟、輕質份分離步驟、重質份分離(精製)步驟等所構成。在下文中，參照第2圖及第3圖，同時就由某些步驟所構成的精製系統加以說明。第2圖是展示為實施涉及本發明的一實施形態的「環氧乙烷的製造流程」的流程構成例分段略圖。
吸收塔2的塔底液(吸收液)，在供應至環氧乙烷汽提塔(在下文中，簡單地稱為「汽提塔(stripping tower)」)11前，通常是預先加熱至適合於在汽提塔11進行汽提的溫度。具體而言，如第2圖所示，吸收塔2的塔底液(吸收液)是經由導管12而供應至熱交換器13。並且，在此熱交換器13中進行與汽提塔11的塔底液間的熱交換， 進一步需要時則以加熱器(heater)14加以加熱，使得吸收塔2的塔底液(吸收液)加熱至約70~110℃的溫度。在本實施形態中，藉由與汽提塔11的塔底液的熱交換所加熱的吸收塔2的塔底液(吸收液)，則經由導管15而供應至氣液分離槽(gas-liquid separation tank)16。在氣液分離槽16中，含有一部份環氧乙烷及水的惰性氣體的輕質份氣體則被分離，並經由導管17排出。在另一方面，經閃蒸(flash)輕質份氣體的殘留部份的吸收液，則經由導管18而供應至汽提塔11的上部。另外，關於如導管18在特別高溫條件下環氧乙烷是與水同時存在的部位，則考慮儘可能縮短其配設距離，藉此可縮短吸收液的滯留時間(retention time)，其結果，有助於防止乙二醇的副產。
接著，例如如第2圖所示，將水蒸氣等的加熱媒體供應至再沸器19，使用經在該再沸器19所加熱的加熱媒體來加熱汽提塔11，或將水蒸氣直接供應至汽提塔11的塔底部來加熱汽提塔11。以此方式，由於汽提塔11受到加熱，在從汽提塔11的上部所供應的吸收液中所含有的環氧乙烷(通常為其的99質量%以上)進行汽提，並從汽提塔11的塔頂部經由導管20排出。另外，汽提塔11的操作條件是塔頂壓力通常為0.01~0.20MPa表壓，較佳為0.03~0.06MPa表壓。塔頂壓力愈小，則塔內的溫度愈降低，其結果，則有可抑制源自塔內環氧乙烷的乙二醇的副產的傾向。然而，由於環氧乙烷是比較容易著火(ignition)的物質，從防止氧氣滲漏入系統內的觀點，則通常是不進行在大氣壓以下的運轉，而以在如上所述稍高於大氣壓的壓力下進行運轉。另 外，汽提塔11的溫度條件是塔頂溫度通常為85~120℃，塔底溫度通常為100~130℃。
經汽提環氧乙烷後的殘留部份的吸收液，如第2圖所示，作為汽提塔11的塔底液而抽出，並可作為在吸收塔2的吸收液而供應至吸收塔2的上部以循環使用。然而，也可以調節吸收液的組成為目的，經由另外設置的導管而將新鮮的水、或因應需要的上述添加劑供應至吸收塔2。此外，較佳為將供應至吸收塔2的吸收液中的乙二醇濃度保持一定。因此，在吸收塔2與汽提塔11間循環的一部份吸收液，則從汽提塔11的塔底部抽出。在此，汽提塔11的塔底液是大體上未含有環氧乙烷。具體而言，在該塔底液中所含有的環氧乙烷的濃度較佳為10質量ppm以下，更佳為0.5質量ppm以下。此塔底液是含有在乙烯氧化反應步驟與環氧乙烷汽提步驟(ethylene oxide stripping step)之間，在吸收液中副產的乙二醇，其中一部份是經由導管21及導管22而抽出。經由導管22而抽出的液，則供燃燒處理、或供應至為將所含有的乙二醇加以濃縮而回收的乙二醇濃縮步驟(ethylene glycol concentration step)。並且，在某些情況，則將在經抽出的液中所含有的乙二醇直接、或經由乙二醇濃縮步驟後，除了藉由施加如日本專利特公昭第45-9926號公報或日本專利特公平第4-28247號公報等所揭示的化學處理以外，在某些情況，也可藉由施加物理處理來作成纖維級製品而加以回收。另外，汽提塔11的塔底液，由於也含有甲醛等的低沸點雜質、乙醛及醋酸等的高沸點雜質，藉由如上所述將其中一部份抽出至系統外，也可獲得可防止此等雜質積 聚而循環至吸收塔2中的吸收液的優點。在另一方面，未經由導管22抽出的汽提塔的塔底液是藉由通過熱交換器13，以與吸收塔2的塔底液的熱交換加以冷卻後，循環至吸收塔2的塔頂部。
從汽提塔11的塔頂部汽提的含有環氧乙烷的汽提物(stripped substance)，則經由導管20而飼入冷卻水在導管23及導管24內流通的汽提塔凝縮器(stripping tower condenser)25，凝縮液是經由導管26而回流至汽提塔11的塔頂部，未凝縮蒸氣是經由導管27而供應至脫水塔(dehydration tower)28(第3圖)。
供應至脫水塔28的含有環氧乙烷的蒸氣，則與經由導管29而回流(reflux)的液相接觸而變成環氧乙烷濃度高的蒸氣，從塔底抽出的環氧乙烷濃度低的液，則經由導管而飼入汽提塔凝縮器25。
從脫水塔28的塔頂部排出的含有環氧乙烷的蒸氣，則經由導管30而飼入冷卻水在導管31及導管32內流通的脫水塔凝縮器(dehydration tower condenser)33，凝縮液的一部份是經由導管29而回流至脫水塔28的塔頂部，脫水塔凝縮器33的未凝縮蒸氣(含有環氧乙烷的未凝縮氣體)，則經由導管34而供應至環氧乙烷再吸收塔(ethylene oxide resorption tower)(未圖示)。在環氧乙烷再吸收塔是以與上述吸收塔2相同的方式，環氧乙烷是藉由與吸收液的逆向流接觸而加以再吸收。在此，在再吸收塔(resorption tower)35中，關於使用於再吸收環氧乙烷的吸收液的組成或pH、再吸收塔的形態(層板塔形式或填充塔形式)或操作條 件等是與上述關於吸收塔2所敘述者相同。另外，環氧乙烷再吸收塔的塔底液，則以與上述吸收塔2的塔底液相同的方式循環至精製系統(在本實施形態，具體而言是汽提塔11)。在另一方面，在環氧乙烷再吸收塔中，未被吸收的未凝縮氣體是從塔頂部排出。從環氧乙烷再吸收塔排出的未凝縮氣體是以加壓方法加以提高壓力後，使其循環至吸收塔2。然而，更佳為將此未凝縮氣體供應至二氧化碳吸收塔7。由於在此未凝縮氣體中含有許多二氧化碳(通常為約5~60體積%)，採用如此的構成，可使得從吸收塔2供應至二氧化碳吸收塔7的氣體中的二氧化碳濃度增加。其結果，可防止起因於在供應至二氧化碳吸收塔7的氣體中的二氧化碳量增加的問題發生，可更有效率地進行從環氧乙烷的製造流程的二氧化碳回收。更具體而言，可獲得如減少投入於二氧化碳汽提塔8的再沸器9的蒸氣量、減少二氧化碳吸收促進劑(carbon dioxide absorption promoter)的投入量、由於從吸收塔2飼入二氧化碳吸收塔7的氣體風量減少所引起的增壓送風機(boost blower)動力減少、二氧化碳吸收塔7的設備小型化、由於乙烯氧化反應器1入口的二氧化碳濃度降低所引起的環氧乙烷的產率(yield)提高等中的至少一者在工業上極其有利的功效。
脫水塔凝縮器33的凝縮液的殘留部份，則經由導管36而供應至輕質份分離塔(light-duty fraction separation tower)37。藉由使用輕質份分離塔37的再沸器38，並以水蒸氣等的加熱媒體經由導管39而加熱的方式進行加熱，從輕質份分離塔37的塔頂部所含有輕質份的環氧乙烷蒸氣， 則經由導管40而飼入冷卻水在導管41及導管42內流通的輕質份分離塔凝縮器(light-duty fraction separation tower condenser)43，凝縮液是經由導管44而回流至輕質份分離塔37的塔頂部，輕質份分離塔凝縮器43的未凝縮蒸氣(含有環氧乙烷的未凝縮氣體)，則經由導管45而供應至用於回收環氧乙烷的上述環氧乙烷再吸收塔。
輕質份分離塔37的塔底液，則經由導管46而供應至環氧乙烷精製塔(在下文中，簡單地稱為「精製塔(refining tower)」)47。精製塔47是在塔底部配備再沸器48。並且，在本實施形態，對於精製塔47的再沸器48，則供應壓力約0.05~0.10MPa表壓的水蒸氣作為用於加熱該再沸器48的加熱媒體。然而，加熱媒體也可為其他的物質，例如可使用乙二醇(glycol)水溶液、溫水等。
在本發明，其特徵乃在於將為加熱精製塔47的再沸器48的加熱媒體，以與來自上述二氧化碳汽提塔8的塔頂部的廢氣進行熱交換來加熱的特點。為達成此，在對於上述加熱媒體(水蒸氣)的再沸器48的循環路徑(circulation course)56上則設置有熱交換器57。並且，對於此熱交換器57，則經由導管58而供應來自二氧化碳汽提塔8的塔頂部的廢氣，藉此在與上述加熱媒體(水蒸氣)之間，則發生熱交換，使得該加熱媒體(水蒸氣)被加熱。另外，經熱交換器57進行熱交換後的廢氣，則如第1圖所示，再度循環至二氧化碳汽提塔8的氣液分離部(gas-liquid separation part)10後清除至大氣中即可。
在此，由於精製塔47是基於安全上的理由而不 宜在高溫下的運轉，精製塔47的溫度，與其他蒸餾塔相比較，則有運轉溫度為低的特徵。根據本案發明人的研討發現：二氧化碳汽提塔8的塔頂溫度是87℃的較低溫，若為在此溫度的廢氣時，則可利用作為精製塔47的熱源。亦即，來自二氧化碳汽提塔8的塔頂部的廢氣是含有二氧化碳的蒸氣，且為了提高廢氣中的蒸氣的熱回收效率(heat recovery efficiency)，供進行熱交換的物質彼此的溫度差是愈大愈佳，因此，將上述廢氣使用於熱交換的對方的溫度是愈低愈佳。
由於加熱媒體是如上所述般供應至再沸器48，在精製塔47的塔底溫度35~80℃、精製塔47的塔底壓力0.10~0.80MPa表壓進行精製，從精製塔47的塔頂部，塔頂溫度12~75℃、塔頂部壓力0.10~0.80MPa表壓的環氧乙烷蒸氣，則飼入冷卻水在導管49及導管50內流通的精製塔凝縮器(refining tower condenser)51。並且，在精製塔凝縮器51中將環氧乙烷加以液化，使得一部份經由導管52而供應至精製塔47的塔頂部作為回流液(reflux liquid)，殘留部份則經由導管53而抽出作為製品環氧乙烷(製品EO)。精製塔凝縮器51的未凝縮蒸氣(含有環氧乙烷的未凝縮氣體)，則經由導管54而供應至用於回收環氧乙烷的上述環氧乙烷再吸收塔。
另外，精製塔47的塔底液是為進行乙醛、水、及醋酸等的高沸點雜質的重質份分離，則因應需要經由導管55而抽出。
如上所述，從精製系統排出的未凝縮蒸氣(若 為如第3圖所示實施形態，則為源自脫水塔凝縮器33、輕質份分離塔凝縮器43、及精製塔凝縮器51的未凝縮蒸氣)是含有環氧乙烷。因此，此等的未凝縮蒸氣是供應至上述的環氧乙烷再吸收塔。
《實施例》
在下文中，使用實施例更詳細說明本發明的實施形態，但是本發明的技術範圍並不受限於僅下述形態。
〔比較例〕
根據在第2圖至第4圖所示的環氧乙烷的製造流程以製造環氧乙烷。在此，將在本案比較例的正常運轉時，在第4圖所示圓圈數字1至圓圈數字23的各部位的成份量及運轉條件、以及在運轉時所需要的水蒸氣及冷卻水的數量，展示於下表1。
〔實施例〕
根據於第1圖至第3圖所示環氧乙烷的製造流程以製造環氧乙烷。在此，將在本案實施例的正常運轉時，在第1圖所示圓圈數字1至圓圈數字22的各部位的成份量及運轉條件、以及在運轉時所需要的水蒸氣及冷卻水的數量，展示於下表2。
從表1及表2所示結果，回收熱量為530Mcal/hr，假設環氧乙烷的年產量為6.7萬噸、且假設使用C重油作為為產生運轉流程的熱源水蒸氣的鍋爐(boiler)用燃料時，則一年可減少投入於二氧化碳汽提塔8的再沸器9的水蒸氣量9000噸。此外，也相同地一年可減少1500噸由於燃燒C重油所產生的二氧化碳(CO2)。
1‧‧‧乙烯氧化反應器
2‧‧‧環氧乙烷吸收塔
3‧‧‧導管
4‧‧‧增壓泵
5‧‧‧導管
6‧‧‧導管
7‧‧‧二氧化碳吸收塔
8‧‧‧二氧化碳汽提塔
9‧‧‧再沸器
10‧‧‧氣液接觸部；氣液分離部
11‧‧‧環氧乙烷汽提塔
28‧‧‧脫水塔
37‧‧‧輕質份分離塔
47‧‧‧環氧乙烷精製塔
48‧‧‧精製塔再沸器
56‧‧‧循環路徑
57‧‧‧熱交換器
58‧‧‧導管

Claims (1)

  1. 一種環氧乙烷的製造方法，其特徵為包括下列步驟：將乙烯在銀觸媒的存在下與含有分子狀氧的氣體進行接觸氣相氧化的乙烯氧化反應步驟，及將在該乙烯氧化反應步驟所產生的含有環氧乙烷的反應產生氣體供應至環氧乙烷吸收塔、與供應至前述環氧乙烷吸收塔的吸收液相接觸，以及將含有環氧乙烷的前述環氧乙烷吸收塔的塔底液供應至環氧乙烷精製系統，以將在前述環氧乙烷精製系統中的環氧乙烷加以精製的步驟；以及將從前述環氧乙烷吸收塔的塔頂部排出的含二氧化碳氣體的至少一部份供應至二氧化碳吸收塔，將前述含二氧化碳氣體與吸收液相接觸而獲得二氧化碳濃厚吸收液，且將其作為前述二氧化碳吸收塔的塔底液而加以抽出，並供應至二氧化碳汽提塔的上部，以及從前述二氧化碳濃厚吸收液將二氧化碳加以汽提，並從前述二氧化碳汽提塔的塔頂部作為廢氣而排出的步驟；並且前述環氧乙烷精製系統是具有在下部配備再沸器的環氧乙烷精製塔，且將為加熱前述再沸器的加熱媒體與前述廢氣進行熱交換而加以加熱。
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