TW202204300A - 二醇－水混合物之分離方法與反應器系統 - Google Patents
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Abstract
本發明係關於將多元醇化合物與水分離，以便獲得包含輸出濃度為至少90重量%之多元醇化合物之經純化產物物流之分離方法。向其提供多元醇化合物及水之混合物，該混合物具有一多元醇濃度。在蒸發級中增加該混合物之多元醇濃度，其中至少一部分至多在最大蒸發壓力下操作。隨後，在蒸餾級中處理該混合物以遞送該包含輸出濃度為至少90重量%之多元醇化合物之經純化產物物流，該蒸餾級係至多在最大蒸餾壓力下操作。本文中，該蒸餾級經操作以產生蒸汽輸出，其視需要經壓縮至蒸汽壓力，且耦合至該蒸發級。該最大蒸餾壓力及/或該經壓縮蒸汽壓力不小於最大蒸發壓力。該最大蒸餾壓力為至少0.2巴且小於1.0巴。該反應器系統經結構設計成進行該分離方法。
Description
本發明係關於一種至少部分地將多元醇化合物與水分離以便獲得包含輸出濃度為至少90重量%之多元醇化合物之經純化產物物流之方法，該方法包括以下步驟：提供多元醇化合物及水之混合物，及在蒸餾級中處理該混合物以增加多元醇化合物之濃度。
本發明進一步關於實施該方法之反應器系統。
多元醇化合物(諸如二醇)用於各種化學製程，包括天然氣純化、製備環氧乙烷、聚乙二醇及聚丙二醇以及聚合聚酯(諸如聚對苯二甲酸乙二酯(PET))及脫聚合此類聚酯(通常作為廢料之再循環之一個步驟)。最常用的二醇中之一者為乙二醇。
通常，由於使用此等二醇所致，獲得與水之混合物。此項技術中已知利用蒸餾及其他處理來再生二醇或其他多元醇化合物之純的或幾乎純的物流需要大量能量。此外，存在如下風險：存在於混合物中之另外化合物亦會蒸發，從而潛在地導致環境污染。另外，存在如下風險：存在於混合物中之另外化合物可分解或形成反應產物，從而潛在地導致對另一下游化學製程之污染，諸如在再利用所得多元醇產物物流作為用於脫聚合製程之溶劑時。因此，已設想用於自水純化二醇之若干種製程，包括逆滲透、膜蒸餾、滲透蒸發、蒸餾、臭氧化、使用活性炭吸收、透過汽提之醛分離及離子交換。許多此等方法集中於降低水性廢物流中二醇之濃度。
自US2,218,234已知一種特定方法。該專利揭示一種用於分離異丙醇(50至75%)、乙二醇(10至30%)、水、染料及鹽(總共5至15%)之方法。在第一步驟中，藉由蒸餾來處理該混合物，以便移除異丙醇及一些水。殘餘物輸入進料槽且自其供應至另一蒸餾管柱。然後將沸點低於140℃之烴(諸如甲苯)以蒸氣添加至第二蒸餾管柱中。由於甲苯之存在，二醇沒有特別脫水，但甲苯在約109℃之溫度下繼續存在於二醇及水中。因此，其沒有提供用於自二醇移除水之有效方法。
自US4,332,643已知另一種方法。該方法之目標係自水及二醇之「稀」混合物開始提供濃度為至少99.9%之二醇，諸如三乙二醇。此種稀混合物用作回流冷凝器冷卻劑，在此處將其加熱至140至150o
F (60至65℃)，導引至三相分離器，其中分離出任何氣體。然後其具有約94.5重量%之濃度且導引至蒸餾管柱，其中將其濃縮至98.5至99.0重量%。經濃縮之二醇進入在198℃之溫度下操作之再沸器，且然後進入在198至221℃之溫度下操作之排水機(water exhauster)。此係達成無水二醇之昂貴製程，而初始濃度已經在90重量%以上。
再次自US5,234,552已知另一方法及系統。該發明之目標係防止在二醇脫水期間芳族化合物排放至大氣中。此類排放包括水及碳氫化合物為呈蒸氣形式之液體。所揭示的系統包括低溫分離系統以分離來自餾出物阱之可用氣體及碳氫化合物。其中，注入乾燥劑，諸如二乙二醇、三乙二醇，其以二醇及水與一些碳氫化合物之混合物物流離開分離器。將此物流轉移至在350至400o
F (177至204℃)之溫度下操作之二醇再沸器。然而，此溫度遠高於水之大氣沸點。換言之，其不是一種節能方法，且吾人希望改進此點。
因此，仍舊需要一種用於多元醇化合物(諸如二醇)之脫水之節能製程，其中提高所得多元醇產物物流之再利用。亦需要一種反應器系統，其中可實施此類製程。
因此，根據第一態樣，本發明根據技術方案1提供一種至少部分地將多元醇化合物與水分離以便獲得包含輸出濃度為至少90重量%之多元醇化合物之經純化產物物流之方法。本發明之方法包括以下步驟：(1)提供多元醇化合物及水之混合物，該混合物具有多元醇濃度；(2)在蒸發級中增加該混合物之多元醇濃度，其中該蒸發級係在蒸發壓力範圍下操作，該蒸發壓力包括至多最大蒸發壓力；(3)在蒸餾級中處理該混合物以遞送包含輸出濃度為至少90重量%之多元醇化合物之經純化產物物流，該蒸餾級係在至多最大蒸餾壓力下操作。根據本發明，蒸餾級經操作以產生蒸汽輸出，其視需要經壓縮至蒸汽壓力，且藉助於熱交換耦合至蒸發級，其中該最大蒸餾壓力及/或該可選經壓縮蒸汽壓力不小於最大蒸發壓力且其中該最大蒸餾壓力為至少0.2巴且小於1.0巴。
根據第二態樣，本發明提供一種用於將多元醇化合物與水分離以便獲得包含輸出濃度為至少90重量%之多元醇化合物之經純化產物物流之反應器系統。本發明之反應器系統包括蒸發級，該蒸發級包括多元醇化合物含於水中之混合物之入口及富含多元醇化合物之物流之出口，該蒸發級經結構設計以用於在蒸發壓力範圍(包括至多最大蒸發壓力)下操作。反應器系統進一步包括蒸餾級，該蒸餾級包括來自蒸發級之富含多元醇化合物之物流之入口、經純化產物物流之出口、及蒸汽輸出之出口，該蒸餾級經結構設計以用於在至多最大蒸餾壓力下操作，其中該蒸汽輸出係藉助於熱交換耦合至蒸發級，且其中該蒸汽輸出視需要經壓縮至蒸汽壓力，使得最大蒸餾壓力及/或該可選經壓縮蒸汽壓力不小於最大蒸發壓力；且其中該最大蒸餾壓力為至少0.2巴且小於1.0巴。
本發明者已發現，水-二醇混合物之沸點傾向於隨著乙二醇之濃度而快速增加，特別是在二醇濃度高於50重量%時而不是在約20重量%時，諸如在US5,269,933中。然而，可藉由將蒸發級及蒸餾級串聯排列來防止或至少強烈抑制此種增加，其中該壓力自第一級至最後一級增加而不是相反，正如在具有多個蒸餾級或效應之設備中典型般。此外，本發明者已發現，低於1.0巴之最大蒸餾壓力可顯著減少或禁止產物物流中污染物之形成。此外，本發明者已發現，當將多元醇之產物物流再利用作為用於脫聚合製程之溶劑時，形成的污染物可干擾脫聚合製程及/或可干擾用於獲得脫聚合製程之任何所需產物之回收或分離製程。例如，已發現，在蒸餾製程期間形成之污染物可干擾聚酯之脫聚合製程之所需產物之結晶製程。因此，低於1.0巴之蒸餾壓力提高多元醇之產物物流作為用於化學製程(諸如脫聚合製程)之溶劑之可用性，且改良該化學製程之溶劑效率。本發明上下文中之任何污染物可係溶解的組分，其係自化學反應製程之反應產物形成，諸如自聚縮合聚合物之脫聚合製程之反應產物組分。在一個實例中，污染物可包含來自單體及/或寡聚物及/或溶劑之溶解的反應衍生物，其係在來自聚縮合聚合物之脫聚合製程之物流中獲得。在一個特定實例中，可使用蒸發級及蒸餾級來處理包含單體、寡聚物、水及二醇溶劑之混合物以回收二醇溶劑，其中溶解的污染物係在此等級期間形成。該等污染物可包含基於單體、寡聚物及二醇之任何組合之二甘醇及縮合產物中之至少一者。
另外，維持能量效率，因為來自蒸餾級之蒸汽用於加熱蒸發級之至少一個部分。至其，蒸汽輸出耦合至蒸發級中之管柱或效應。
在實施例中，最大蒸餾壓力為至少0.4巴，較佳至少0.6巴，更佳至少0.7巴。
在其他實施例中，最大蒸餾壓力為至多0.95巴，較佳至多0.9巴。
另外，又在其他實施例中，蒸餾級經操作使得蒸餾級內的蒸餾溫度為至多200℃。其亦可係至多190℃、至多180℃、至多170℃、至多160℃或至多150℃。在實施例中，蒸餾級經操作使得蒸餾級內的蒸餾溫度為至少130℃。
可調整最大蒸餾壓力以控制最高蒸餾溫度。已發現，藉由降低最高蒸餾溫度，可減少或禁止非所需污染物之形成。
在實施例中，將蒸汽輸出壓縮至蒸汽壓力，該蒸汽壓力高於最大蒸餾壓力。此進一步增強蒸發級及蒸餾級之節能整合。
在實施例中，該混合物之至少一部分在通過蒸發級之後及/或在通過可選濃縮級之後及/或在通過蒸餾級之後在再沸器級中進行加工，以自該混合物移除污染物餾份。此處，污染物餾份係該混合物中具有較高沸點之餾份。視需要，該污染物餾份包含由於縮合聚合物(諸如聚酯)之脫聚合產生之組分。在將該混合物供應至蒸餾級之前污染物餾份自該混合物之該移除增強在蒸餾級期間減少或防止形成其他非所需污染物。
在其中蒸發級包括蒸餾管柱及/或閃蒸容器之實施例中，蒸汽輸出之耦合經由熱交換器發生。適宜地，熱交換器在蒸汽之物流與混合物之出口物流之一部分之間交換熱量，該部分係返回進入該蒸餾管柱或閃蒸容器中。當蒸發級包括用於多效蒸餾之設備時，可將蒸汽之物流施加至其加熱通道。較佳地，該系統經結構設計使得級內的如在大氣壓下所定義的蒸發溫度係至多30℃，更佳至多20℃高於大氣壓下純水之沸點。級內的如在大氣壓下所定義的蒸發溫度為至少30℃。
在本發明之一個適宜實施例中，蒸發級包括至少一個閃蒸容器。此閃蒸容器係製程工業中之熟知的堅固裝置。其優點在於，當熱量變得可得時，諸如當排空在高溫下操作的另一反應器時，其可吸收臨時(諸如不時地)供應的另外能量。為了轉移變成間歇可得之此種能量，吾人可使用緩衝槽。或者，吾人可將來自該其他反應器之材料直接添加至蒸餾級中。然後經由熱交換器將添加的熱量轉移至蒸發級。較佳使用串聯的複數個閃蒸容器。此一系列反應器(或容器)使得壓力可逐步增加及該等反應器中之各者可經結構設計使得所蒸發水之量在其各者中相似或相等。術語「相似」在本文中係指至多25%之變化。
較佳地，該至少一個閃蒸容器設有再沸器。此係在閃蒸容器之底側處生成蒸汽之有效手段。如熟練技術者已知，再沸器可在閃蒸容器的外部或內部。較佳地，再沸器操作所需的熱量由位於更下游的容器供應。特別地，離開此種下游容器之蒸氣物流被認為適合於此。已觀測到，根據本發明，更下游的容器係在更高壓力下操作。因此，來自此種下游容器之蒸汽之溫度高於再沸器所耦合的容器之溫度。因此，熱交換將極其有效。
在另一個實施例中，該至少一個閃蒸容器包括在進料入口與來自再沸器之再循環物流之入口之間的至少一個蒸餾塔板。在其中蒸發級包括串聯的複數個容器(諸如第一容器、第二容器及第三容器)之實施例中，高度較佳地，該第三容器及第二容器設有此種至少一個蒸餾塔板。已發現，蒸餾塔板之存在允許顯著降低能量消耗。較佳地，每個容器的蒸餾塔板數為至少兩個，例如至多10，更佳在至多6個，諸如2至5個之範圍內。儘管如此，該容器不是蒸餾管柱，因為其不包含用於回流之任何構件。因此，雖然蒸餾管柱中之溫度介於第一組分(亦即多元醇)與第二組分(亦即水)之沸點之間運行，但在閃蒸容器中此具有蒸餾塔板之不是必需的。毋庸贅言，對於所有可得容器，蒸餾塔板數不必相同。
或者，該至少一個閃蒸容器包含結構化填裝(structured packing)。此種結構化填裝之優點係降低於容器上之壓降。此特別適用於包括相對低壓力之蒸發級以限制所需的蒸發壓力範圍之寬度。
或者，蒸發級至少部分地實施為多效蒸餾設備。其之使用具成本效益。此外，若如此期望或需要，則可在多效蒸餾設備內以低最小壓力設定該等壓力，而無需特定構造或安全措施。換言之，多效蒸餾中之最小壓力可低於當在無需大體積或另外安全構件下使用閃蒸容器及管柱時之最小壓力。使用較低最小壓力(例如低至0.1巴)之能力具有以下優點：蒸餾級可接近大氣壓進行操作且不需要對蒸餾級之蒸汽輸出進行壓縮。此種多效蒸餾設備中之效應數較佳為至少3。可以清楚地觀測到，當然可將多效蒸餾與一個閃蒸容器或甚至更多個容器之存在組合。然而，選擇多效蒸餾或閃蒸容器作為蒸發級之技術實施方案似乎更有利。
在另一個實施例中，在蒸發級的下游與蒸餾級的上游提供濃縮級。雖然蒸發級中之熱量較佳最終由蒸餾級提供，但供應至濃縮級之熱量可源自用於多元醇化合物與水之分離之反應器系統外部的來源。例如，熱量可係來自反應器(例如將來自其之進料供應至蒸發級中之反應器)之廢熱。熱量藉助於熱交換供應至濃縮級中之混合物。此可係習知熱交換器、或設有用於廢熱(以蒸汽或液體之形式)之循環系統之蒸發裝置。此種濃縮級之最佳實施方案係作為設計成為多效設備之蒸發器，且更佳地，結構上類似於用於蒸發級之多效蒸餾設備。
在另一個實施例中，反應器進一步包括配置於蒸發級下游及/或可選濃縮級下游及/或蒸餾級下游之再沸器級，其中該再沸器級經結構設計成加工來自各自級之混合物之至少一部分以自該混合物移除污染物餾份，其中視需要該污染物餾份包含自縮合聚合物(諸如聚酯)之脫聚合產生之組分。
如上文所提及，根據本發明的一種選項為，蒸餾級之蒸汽輸出在蒸汽壓縮機中進行壓縮。蒸汽壓縮機之使用允許蒸餾級接近大氣壓進行操作，而蒸發級可在比蒸餾級更高的壓力下進行操作。
在其他實施例中，蒸汽壓縮機經配置在蒸發級之蒸汽輸出處以壓縮蒸發級之蒸汽輸出。蒸發級之蒸汽輸出之經壓縮蒸汽之所得物流可與任何其他蒸汽輸出(諸如自蒸發級之配置於更下游的子級離開蒸汽出口之蒸汽)匯合。
通常，當在進料入口與蒸汽入口之間的區域處使用複數個容器(較佳係包括的至少一個蒸餾塔板之閃蒸容器)時，經壓縮蒸汽將被導引至配置在蒸發級中最下游位置處之容器，換言之該容器係直接在蒸餾級之前。其優點係此最下游容器可接近大氣壓進行操作。
或者或另外，在蒸發級中對來自第一容器或效應之蒸汽輸出施加蒸汽壓縮係可行的。將經壓縮蒸汽輸出導引至另一容器或效應之蒸汽輸出。此處，該第一容器或效應在相對於另一容器或效應降低之壓力下進行操作。在本實施例中，不對自蒸餾級返回至蒸發級之蒸汽之物流施加蒸汽壓縮，以便維持壓力差。相反地，對來自低壓容器或效應之蒸汽輸出施加蒸汽壓縮以確保此種蒸汽升級至另一容器或效應之更高壓力。
假若在蒸發級與蒸餾級之間存在濃縮級，則來自蒸餾級之蒸汽輸出在蒸發級中再利用，因此通過濃縮級中之任何容器或效應。
雖然反應器系統及方法對於任何類型之多元醇化合物均可行，但二醇化合物被認為有利。一種較佳二醇化合物係乙二醇。適宜地，多元醇化合物及水之混合物之初始濃度為至少40重量%多元醇化合物。較佳地，初始濃度甚至更高，諸如至少45重量%或甚至至少50重量%。更佳地，該方法用於再生如在聚酯(諸如聚對苯二甲酸乙二酯)之脫聚合中使用之乙二醇。
圖式未按比例繪製。不同圖式中之相同參考數字係指相等或對應元件。在提及巴之情況下，此係指絕對壓力。因此，1巴為105
Pa。各圖式均顯示本發明之反應器系統，其包括蒸餾級100及蒸發級200。蒸餾級在圖1至10之實施例中實施為蒸餾管柱。在圖11之實施例中，蒸餾級係多效蒸餾設備中之效應。蒸餾級100可對應於蒸餾管柱220、230或在蒸發級200中之效應，但此不是必需的。在任何情況下，蒸餾級100藉由來自反應器系統外部的動力，諸如高壓蒸汽(圖式中未顯示)驅動。
清楚地觀測到，本發明之反應器系統適當地之前為其他反應器系統，該等其他反應器中生成多元醇化合物(較佳二醇，例如乙二醇)及水之混合物。通常，該混合物包含任何其他化合物，其係自該混合物以一或多個預處理經移除。例如，二醇(諸如乙二醇)用於聚酯或聚醯胺或類似者之催化脫聚合中。一個特定實例係聚對苯二甲酸乙二酯在乙二醇中之催化脫聚合，其中添加水用於冷卻及分離目的，以便藉助於離心處理移除觸媒及寡聚物。所得混合物將包含待過濾除去之微粒污染物及用於聚酯之單體及/或寡聚物(諸如BHET (對苯二甲酸雙羥乙酯))，其待經由結晶及固體-液體分離進行分離。
如將於下文所闡述，催化脫聚合可以分批模式且在接近二醇(通常係乙二醇)之沸點，因此例如在160至200℃，較佳在180至200℃之範圍內之溫度下進行。脫聚合反應器之排空導致熱量之釋放。在本發明之方法及反應器系統之特定實施方案中，將該熱量再利用於二醇之脫水中。
通常，多元醇化合物及水之混合物具有至少40重量%，較佳至少45重量%，更佳至少50重量%之多元醇化合物濃度。若多元醇化合物之濃度較低，則可以適宜方式增加濃度。此可藉助於閃蒸容器、膜蒸餾或任何其他已知技術來進行。此不是關鍵，因為其中多元醇化合物低於40重量%之混合物之沸點對濃度不是非常敏感。
根據本發明，經純化混合物具有至少90重量%之多元醇化合物濃度。濃度亦可更高，諸如至少95重量%或至少99重量%。在再生源自脫聚合之混合物之情況下，混合物將進一步包含由於脫聚合產生之一些溶解化合物，諸如單體、二聚體及其他寡聚物。100%之多元醇化合物濃度則不可行。不排除經再生的多元醇組合物包含一些其他添加劑，諸如鹽。
轉向圖1，顯示反應器系統，其具有實施為蒸餾管柱之蒸餾級100及實施為具有三個子級：閃蒸容器210及兩個其他管柱或容器220、230之蒸發級200。進料物流199 (為多元醇化合物、水及任何其他添加劑之混合物，且多元醇化合物之初始濃度為例如介於40與50重量%之間)在進料入口201處進入蒸發級200。其然後進入第一子級210，在所顯示的實施例中其為閃蒸容器。閃蒸容器在減壓及降低之溫度(在當前實施例中，例如，0.2巴及60℃)下沸騰。蒸汽經由蒸汽出口213離開容器210且在通過熱交換器241之後被導引至冷凝器240。富含多元醇化合物之物流219在底部處離開閃蒸容器。
在通過熱交換器215之後，其一部分214返回至容器210中。該熱交換器215亦稱為再沸器。此種再沸器可實施為閃蒸容器210 (或任何蒸餾管柱)之一部分，或係獨立裝置。泵可作為返回分支214之一部分存在，但此並不被認為係嚴格必要。該返回分支214中之混合物在再沸器/熱交換器215中用源自第二子級220之蒸汽228進行加熱。因此，第一子級210之底部處的溫度將等於或幾乎等於蒸汽228之溫度。術語「幾乎等於」在本文中係指由於運輸及熱交換中之熱量損失所致之任何偏差。在一個其他實施方案中，蒸餾塔板存在於閃蒸容器210中在進料入口199與再沸器215之入口之間。位於進料入口199下方的蒸餾塔板導引至一些蒸餾而不需要回流流動。此證明對有效蒸發具有正效應，此對於整體操作係有益的。此外，其有助於在相對低壓力(諸如低於0.5巴之壓力)下之閃蒸容器之操作穩定性。
第二子級220及第三子級230之操作基本上為第一子級210之操作之重複。然而，即使第一子級210不包括任何蒸餾塔板，較佳地，該第二子級及第三子級220、230包括此類蒸餾塔板。此等塔板將位於進料入口(來自物流219、229)與再沸物流224、234之間。與將蒸餾管柱用於蒸發級之第二子級及第三子級220、230相比，不存在回流。此係成本有效的且允許在偏離有效沸點之頂部溫度及底部溫度下操作子級220、230。此外，且甚至更重要的是，蒸餾塔板之存在帶來的優點在於，任何多元醇，諸如乙二醇，在再沸器中與水一起蒸發，將自蒸汽洗出，且在底部處與進料一起朝著出口流回。因此，在其蒸汽出口213、223、233處離開此等子級210、220、230之水蒸汽將含有較少多元醇污染，亦即具有更高等級之純度。
此外，如所可明瞭，與在第一子級210中相比，在第二子級及第三子級220、230中，多元醇化合物之壓力、溫度及濃度更高。最下游子級230自來自蒸餾級100之蒸汽192接受其熱量，蒸汽192在蒸汽輸出103處離開蒸餾級100。為了效率起見，圖1中所繪示之實施例以及其他圖式中所繪示之實施例經設計成減少入口101處進料之水含量。
蒸餾級100進一步具有源自蒸發級200之富集物流239之入口101、經純化物流191之產物出口102及返回分支104中之熱交換器105。儘管未在圖1中指明，但對於高壓蒸汽，該熱交換器105適宜地係進入蒸餾級100中之進料。剩餘低壓蒸汽可進一步作為物流193 (參見圖2)導引以將剩餘熱量轉移至蒸發級200。雖然未顯示，但蒸餾級100另外設有如熟練技術者本身已知的回流構件。此處，在蒸汽輸出103處離開蒸餾級100之蒸汽192分成朝向前一級之再沸器235 (或替代地，如圖2中之215)之部分及來自回流之部分。回流涉及冷凝蒸汽，將經冷凝的蒸汽導引至回流管柱且將液體自回流鼓泵送回至蒸餾級100之頂部。如熟練技術者所可明瞭，回流構件之確切實施方案可改變。
藉助此種順序，其中壓力逐漸增加，該混合物可逐步富集多元醇化合物，其中在該等步驟中之各者中所釋放的水大致相等(大致相等意指在至多50%，適宜地至多30%之容限內)。此外，本文中達成沸點溫度不會增加過多。如自表1可看出，在蒸汽輸出103處離開蒸餾級100之蒸汽228僅具有92℃之溫度且最高蒸餾溫度為150℃。
表1——顯示於圖1中之多級反應器系統之操作。
| 級 | 進料 | 蒸發級 | 蒸餾級 | ||
| 子級 | 第1子級 | 第2子級 | 第3子級 | ||
| 二醇( 噸 / 小時 ) | 5 | 5 | 5 | 5 | 5 |
| 水(噸 / 小時 ) | 5 | 3.8 | 2.6 | 1.4 | 0.2 |
| 二醇濃度(重量%) | 50 | 57 | 66 | 78 | 96 |
| 蒸發的水 | 1.2 | 1.2 | 1.2 | 1.2 | |
| 級頂部處的溫度(℃) | 54 | 63 | 74 | 92 | |
| 級頂部處的壓力(巴) | 0.15 | 0.22 | 0.37 | 0.75 | |
| 級底部處的溫度(℃) | 63 | 74 | 92 | 150 | |
| 級底部處的壓力(巴) | 0.16 | 0.23 | 0.38 | 0.76 | |
| 所需蒸汽壓力(巴) | 0.22 | 0.37 | 0.75 | 4.9 |
圖2示意性地顯示根據第二實施例之本發明之反應器系統。在該第二實施例中，蒸發級200僅包括閃蒸容器210。此種系統較逐步壓力降低以達到每級平衡蒸發獲益較少。然而，該系統之操作在熱量之再利用方面係可行且能量上有效。關於該圖式所顯示的原理亦可應用於包括具有複數個蒸餾管柱之蒸發級200之反應器系統。在所顯示的系統中，高壓蒸汽用於經由熱交換器105加熱蒸餾級100至回流分支104。此後，蒸汽193仍可應用於預熱富集物流219，該物流將在蒸餾級入口101處進入蒸餾級。儘管如此，其餘蒸汽係有用的，因為其可用於加熱進料199，該進料將在閃蒸容器入口201處進入閃蒸容器210。進料199之升高的溫度將導致在蒸發級200中(諸如在閃蒸容器210中)於減壓條件下之蒸發。此在本發明之方法中特別有效，其中該閃蒸容器在比蒸餾級更低之壓力下操作，因為該較低壓力導致閃蒸容器210中之較低沸點溫度。因此，在閃蒸容器中蒸發水-醇混合物中之大部分水變得可行，此顯然有利於達成醇溶劑與其中至多少量水之所需結果。
在第二實施例之上下文中，蒸餾級之壓力較佳在至少0.4且小於1.0巴之範圍內，及在閃蒸容器處之壓力適宜地為其20至60%，例如至多小於1.0巴且較佳係0.1至0.6巴。
另外，如該圖2中所顯示，產生於蒸餾級100中之蒸汽192係經由熱交換器205導引至冷凝器140。依此方式，將蒸餾級100之熱量有效地轉移至蒸發級200。此外，蒸餾級100可經由另外入口109裝入另外主要為液體之物流。此另外物流適宜地源自該製程之另一部分，諸如離心機。在進入蒸餾級100時其通常係熱物流，以便其溫度將不會干擾蒸餾級100之操作。認為較佳僅在蒸餾級100中添加此種主要為液體之物流109，以防止前級之污染。雖然可使用具有不同純度之多種液體物流，但不排除此種主要為液體之物流包含呈顆粒或溶質之形式之特定污染物。微粒污染物之一個實例為例如異質觸媒。
圖3示意性地顯示根據第三實施例之本發明之反應器系統。本文中，蒸發級200實施為多效蒸餾(MED)設備280。雖然多效蒸餾設備之第一效應280A可在與根據第一實施例之蒸發級200之第一子級210相同的低壓(或甚至低於該壓力)下操作，但第一效應280A之體積不需要第一實施例中之第一子級210之閃蒸容器般大。事實上，若單個第一效應280A之容量不足，則添加額外效應或額外MED設備280係可行的。
顯示於圖3中之MED設備280包括三個效應280A、280B、280C。進料199在入口201處進入蒸發級200且因此進入MED設備280。其然後通過進料分配器282，其將物流分成複數個液滴，以便將進料噴灑至第一效應280A之各個水平上。藉助於加熱通道281將熱量提供至該第一級280A中。另外，將來自蒸餾級之蒸汽912導引至MED-設備280。效應280A、B、C導致水蒸氣與剩餘液體透過膜分離。水蒸氣抵靠壁冷凝。釋放的熱量透過壁傳遞至相鄰效應。所得冷凝物經由冷凝物出口288移除。剩餘且經濃縮之液體經由第二出口286離開效應280A、280B、280C，且此後被泵送至後續效應之相應入口287，或對於最下游效應280C，被泵送至蒸餾級100。本文中各級之間需要泵，以便達成液體混合物自低壓流至更高壓。將殘留在最上游效應280A中之蒸汽導引至冷凝器240。
圖4至6顯示第一實施例之變型，其中使用蒸汽冷凝器160、260。蒸汽冷凝器160、260之使用在本發明之上下文中被認為有利，因為當應用該方法時其允許限制反應器系統中最低壓力與最大壓力之間的有效範圍。仍然，蒸發級中之子級數可足夠高或甚至為最佳。
在示意性顯示於圖4中之實施例中，蒸汽冷凝器160 (亦以SC指示)係配置在蒸餾級100之蒸汽出口103與蒸發級200之熱交換器(且更特定言之，配置在蒸發級200內最下游，因此處於最大壓力下之子級230之熱交換器235)之間。將經蒸汽壓縮物流192導引至另一子級210、220之熱交換器並非不可能。若熱交換器235可被供給來自另一熱源之熱量，則此係特別可行的。儘管在該圖中未指明，但在此後再利用施加至蒸餾級100之熱交換器105之蒸汽以加熱被進料至蒸餾級100之富集混合物239及/或加熱(或預加熱)在反應器系統內的另一位置處之多元醇化合物及水之混合物係可行的。
可自表2及與表1之比較明瞭蒸汽壓縮機之效應。雖然流速、及水之蒸發率在沒有及具有蒸汽壓縮機(分別為圖1及圖4)之實施例中相同，但在具有蒸汽壓縮機之實施例中，與沒有蒸汽壓縮機相比，第一子級中之壓力高出50% (0.22至0.23相對於0.15至0.16巴)。因此，可顯著減少第1子級(適宜地閃蒸容器)之體積。與此相對應，蒸發級之子級中之溫度更高，亦即在63℃與112℃之間，而不是在54℃與92℃之間。在查看所需的蒸汽壓力時，最低壓力為0.37巴，而不是0.22巴。此簡化反應器系統之裝卸及構造。
表2——顯示於圖4中之反應器系統之操作之設置
| 級 | 進料 | 蒸發級 | 蒸餾級 | ||
| 子級 | 第1子級 | 第2子級 | 第3子級 | ||
| 二醇( 噸 / 小時 ) | 5 | 5 | 5 | 5 | 5 |
| 水( 噸 / 小時 ) | 5 | 3.8 | 2.6 | 1.4 | 0.2 |
| 二醇濃度(重量%) | 50 | 57 | 66 | 78 | 96 |
| 蒸發的水(噸/小時) | 1.2 | 1.2 | 1.2 | 1.2 | |
| 在級頂部處之溫度(℃) | 63 | 74 | 92 | 92 | |
| 在級頂部處之壓力(巴) | 0.22 | 0.37 | 0.75 | 0.75 | |
| 在級底部處之溫度(℃) | 74 | 92 | 112 | 150 | |
| 在級底部處之壓力(巴) | 0.23 | 0.38 | 0.76 | 0.76 | |
| 所需的蒸汽壓力(巴) | 0.37 | 0.75 | 1.5 | 4.9 |
觀測到，本實例使用自0.75至1.5巴之蒸汽壓縮，已知此可提供足夠動力使得在0.75巴下第3子級中之溫度可為92℃。顯然不排除蒸汽壓縮機會較小強度地壓縮蒸汽，例如以相對於蒸餾級中之壓力增加壓力50%(或0.37巴)，而不是100%(0.75巴)。較少壓力增加有利於更簡單的蒸汽壓縮機，影響在於第一子級中之壓力將以相應方式降低。顯然地，吾人可另外選擇以增加蒸餾級100中之壓力且相對於表2中所示的比率2降低蒸汽壓縮比(= 輸出壓力對輸入壓力)。
在顯示於圖5及圖6中之實施例中，蒸汽壓縮機260係配置在蒸發級200之第一子級210之蒸汽輸出213處的蒸汽線218中。該等子級實施為設有再沸器215、225、235且較佳在進料入口199與再沸器215之入口之間的一些蒸餾塔板的閃蒸容器。所得的經壓縮蒸汽之物流217與自配置在更下游的子級離開蒸汽出口之蒸汽合併。雖然不是必需的，但似乎較佳地，該子級係第二子級220，其在圖5及圖6中指示。所得的蒸汽之物流228將差不多處於第二子級220之出口壓力處。該蒸汽然後足夠強以將第一子級210維持在適宜壓力及溫度，該適宜壓力及溫度在圖5及6之實例中對於在出口103處之物流為0.16巴及63℃，及對於富集液體混合物219為73℃及0.23巴。
在圖5之實施例中，蒸餾級係在0.75巴之壓力下操作。熟練技術者當明瞭，吾人可替代地在較低壓力(低至0.2巴)下操作該蒸餾級，且然後施加另一蒸汽壓縮機至蒸汽192，如圖4中所顯示。
在圖6之實施例中，濃縮級500存在於蒸餾級100的上游及蒸發級200的下游。該濃縮級藉助於源自外部熱源，更特定言之廢熱，諸如來自排空的反應器之廢熱之熱量534 (通常係蒸汽)之物流來加熱。因此，將來自蒸餾級100之蒸汽192經過濃縮級500直接導引至蒸發級200中之最下游容器220。
在本實施例中濃縮級500包括兩個子級510、520，該等子級中之各者在例示的實施例中實施為對應於蒸發級200之子級210、220。因此，容器510、520各設有進料入口；蒸汽出口513、523；再沸器515、525。混合物作為富含多元醇之物流229自第二子級220流至第三子級510之入口。進一步富集之混合物519流至或經流至(若需要，則藉助於泵)第四子級520。再進一步富集之混合物529流至蒸餾級100之入口101。在例示的實施例中，熱量物流534具有超過190℃之溫度且其體積經設定以允許加熱第四子級520以在其蒸汽出口523處在2巴壓力下達成120℃之溫度。在第三子級510中，在蒸汽出口513處的溫度在0.9巴之壓力下為97℃。混合物519之溫度為約120℃及混合物529之溫度為甚至160℃。有鑑於所選壓力，不需要對源自蒸餾級100之蒸汽192施加蒸汽壓縮。
替代選擇蒸發速率在濃縮級之蒸發級200、510、520之所有子級210、220中及在蒸餾級100中相等，可行且可能非常有用的是以將最小化整個反應器尺寸之方式設定蒸發速率。例如，吾人可選擇降低第一子級210中之蒸發速率，同時可增加另一子級。例如，第二子級220可為更大及/或可實施為並聯的兩個容器。
圖7至8顯示如圖2中示意性顯示的本發明之第二實施例之變型。圖7顯示能夠進一步再利用熱量之選項。此係藉助於對物流409之熱交換來完成。另外，可將主要為液體之物流109添加至蒸餾級100中。物流409及液體物流109源自例如反應器，諸如在高於本發明之方法之操作中所使用的溫度之溫度下操作之脫聚合反應器。物流409源自緩衝槽400，其經設計成將源自分批反應器之臨時批料401轉化為連續物流409。熱交換發生在熱交換器410中。接收物流411為例如水及/或蒸汽，但可為任何類型之熱量轉移介質，包括油。接收物流411此後可與進料199進行熱交換，但替代地直接應用以加熱閃蒸容器210，例如作為圍繞容器210之夾套。在顯示於圖8中之實施例中，將蒸汽壓縮施加至蒸發級200之第一(且唯一)子級210之蒸汽輸出218。此藉助於蒸汽壓縮機260發生。將經壓縮物流217與源自下游級之蒸汽(在本實例中，源自蒸餾級100之蒸汽192)之物流合併。在該圖8中另外顯示，物流409 (源自反應器)係在熱交換器399中與進料199進行熱交換。為了使物流409中之可得熱量與進料199所需的熱量相匹配，本文中將進料分成不通過熱交換器399的第一進料線199A及通過熱交換器399的第二進料線199B。第一進料線199A因此構成旁路。藉由控制第一進料線及第二進料線199A、199B中之流速，可調整進料加熱以便有效而不會在閃蒸容器210中獲得過於劇烈之沸騰。可使用鍋式鍋爐(kettle boiler)代替熱交換器399。此種鍋式鍋爐將在蒸餾級100之真空下操作。不排除添加一些二醇，諸如乙二醇，以便確保富集混合物之黏度保持恰當。
圖9至11顯示關於使用多效蒸餾(MED)設備280之第三實施例之三種變型。在示意性顯示於圖9中之實施例中，MED設備280包括四個效應280A至280D。在圖10之實施例中，MED設備280包括五個效應280A至280E。在圖11之實施例中，MED設備280包括六個效應280A至280F。儘管整合至單個MED設備280中，但在前三個級280A至C與剩餘級280D、280E、280F之間存在概念性區別。前三個級280A至C構成如上文所論述的蒸發級。該蒸發級200藉助於源自蒸餾級100之蒸汽192加熱。如在具有獨立容器及管柱210、220、230之實施方案中，各效應在獨立壓力下進行操作，其中該壓力自第一效應280A朝著第三效應280C增加。
剩餘效應280D、280E、280F係濃縮級500之一部分。此處沒有使用蒸汽蒸發。相反地，該等效應實施為熱交換器，其中另一液體或氣體流過通道或管且不與該等效應之進料物流接觸。該液體或氣體通常源自外部熱源。此可能係來自反應器之物流，或替代地基於廢熱。更特定言之，熱量物流534經由管541經供應且循環通過效應280D (圖9中)或效應280D及280E (圖10及11)。其作為物流535離開該級，且然後棄置為廢物(儘管不排除物流535將進行再利用)。該等管可根據任何適宜形狀實施，包括具有孔之塔板。將所得的經濃縮之混合物519導引至蒸餾級100之入口。
在圖10及圖11中，熱量物流534經由延伸部536自第五效應280E導引至第四效應280D。觀測到，在此等效應280D、280E中僅發生熱交換。結果，兩個效應280D、280E中之壓力相等且兩個效應280D、280E之間不需要分離障壁281。
在圖11中，濃縮級500包括第六效應280F，其進料熱量物流537，藉助於循環系統543延伸通過該效應。該第六效應280F保持在與濃縮級500之前效應280D、280E相同的壓力下。在顯示於圖11中之實施例中，提供蒸汽之進一步再循環289。此係自第二子級或效應280B再循環回至蒸餾級100。因此，蒸汽192自蒸餾級100提供至第二效應280B之頂部，且在通過該第二效應280B之後經由再循環289返回至蒸餾級100。如應明瞭，循環可係蒸汽或液體或二者之混合物。
儘管未顯示，但不排除將源自蒸餾級100之蒸汽192之一部分導引至第一效應280A，或將來自第二效應280B之蒸汽/液體進一步導引至第一效應280A。通常，在多效蒸餾中，熱量將經由效應之間的分離壁或障壁281傳遞。儘管僅圖表地顯示於圖9至圖11中，各效應較佳以相應方式經設計以便允許整合。多效蒸餾設備之構造本身已知且對於多效蒸餾設備的專家而言係可行。
在操作顯示於圖9中之設備之一個實例中，在輸出286處離開第一效應280A朝著第二效應280B之進入287的富集物流具有70℃之溫度(具有約57重量%二醇)。在第二效應280B之底部處，溫度為80℃(具有約67%二醇)。在第三效應之底部處，溫度變為97℃(具有約78%二醇)。用獨立熱量物流534加熱之第四效應280D，例如在195至200℃之溫度下進入第四效應導致富集混合物219之135℃之溫度及二醇濃度將達到90重量%。圖9另外顯示蒸汽壓縮機260之使用，該蒸汽壓縮機壓縮來自第一效應280A之蒸汽至更高壓力，此處為約1巴，而不是(或視需要另外)將該蒸汽轉移至冷凝器。增加之至第三效應280C中之蒸汽之流量可有效增大蒸發。因此，減小蒸餾級100中蒸餾管柱之尺寸變得可行。為了清楚起見，觀測到源自蒸餾級100之蒸汽192以及經壓縮物流217將進入MED設備280之加熱通道281。
圖12顯示再沸器級之一個實施例，其可用於本發明之實施例中。在該實施例中，來自蒸發級200的富含多元醇化合物之混合物物流239被分成混合物物流239a，對於富含多元醇化合物且來自蒸發級200之物流239a，在入口101處將其供應至蒸餾級100；及混合物物流601，將其供應至再沸器級600。可適宜地控制供應至蒸餾級100之混合物物流239a與供應至再沸器級600之混合物物流601之間的體積比。在一個實例中，供應至再沸器級600之混合物物流601經選擇在來自蒸發級200之混合物物流239的0至100體積%，較佳0至20體積%之範圍內。
再沸器級600經結構設計成藉由在再沸器級600的頂部出口處形成蒸發物流602來加工混合物物流601。在該實施例中，將該蒸發物流602供應至蒸餾級100。蒸餾級100包括該物流602之入口106，其配置在蒸餾級100之任何位置處，例如靠近物流239之入口101。
再沸器級600經進一步結構設計成作為污染物物流603自來自蒸發級200之該混合物物流601移除污染物餾份。該污染物餾份或污染物物流603具有比蒸發物流602更高之沸點溫度。污染物餾份富含由於縮合聚合物(諸如聚酯或聚醯胺)之脫聚合產生之溶解的反應組分。該反應組分可通常包含衍生自該縮合聚合物之單體及/或寡聚物。該溶解的反應組分增加多元醇混合物之沸點溫度。
該再沸器級可藉由諸如源自外部熱源，更特定言之廢熱，諸如來自排空的反應器之廢熱之任何熱量物流進行加熱。
在替代或另外實施例中，再沸器級可配置在濃縮級500的下游或蒸餾級100的下游以藉由在再沸器級600之頂部出口處形成蒸發物流來加工來自濃縮級500或蒸餾級100之混合物物流602且作為污染物物流603自該混合物物流移除污染物餾份。
根據任何此等實施例之再沸器級可與如圖1至圖11中所顯示的本發明之任何實施例組合使用。
100:蒸餾級
101:富含多元醇化合物且來自蒸發級200之物流(239、219)之入口
102:經純化產物物流191之出口
103:蒸汽輸出192之出口
104:返回分支
105:熱交換器
106:來自再沸器級600之蒸發物流602之入口
109:主要為液體之其餘物流之入口
125:進料物流中之熱交換器
140:冷凝器
160:蒸汽壓縮機
191:經純化產物物流
192:蒸汽輸出物流
193:來自蒸餾級100至蒸發級200之熱量物流(例如蒸汽)
199:進料物流
199A:進料物流捷徑
199B:與熱出口物流通過熱交換器420之進料物流
200:蒸發級
201:進料入口
210:蒸發級200之第一子級(例如實施為閃蒸容器)
213:第一子級210之蒸汽出口
214:返回分支(來自富集物流219)
215:熱交換器
217:經壓縮蒸汽之物流
218:蒸汽出口物流
219:富含多元醇化合物之混合物物流
220:蒸發級200之第二子級(例如實施為蒸餾管柱)
223:子級220之蒸汽出口
224:返回分支(來自富集物流229)
225:熱交換器
228:被導引至前一子級210、310之熱交換器215、315之閥桿輸出物流
229:富含多元醇化合物之混合物物流
230:蒸發級200之第三子級(例如實施為蒸餾管柱)
233:子級230之蒸汽出口
234:返回分支(來自富集物流239)
235:熱交換器
238:被導引至前一子級220之熱交換器225之閥桿輸出物流
239、239a:富含多元醇化合物之混合物物流
240:冷凝器(當實施為閃蒸容器時，耦合至第一子級210)
241:熱交換器
260:蒸汽壓縮機
280:多效蒸餾設備
280A,B,C,D,E,F:多效蒸餾設備280之個別效應
281:個別效應280A、B、C之間的加熱通道
282:進料分配器
286:富含多元醇化合物之物流之出口
287:富含多元醇化合物之物流之入口
288:冷凝物之出口
289:將富含多元醇化合物之物流自效應入口287導引至分配器282之通道
310:蒸發級200之另一子級
314:返回分支(來自富集物流319)
315:熱交換器
318:被導引至前一子級210之熱交換器215的閥桿輸出物流
319:富含多元醇化合物之混合物物流
399:在熱出口物流409與進料物流199B之間的熱交換器
400:緩衝槽
401:緩衝槽之入口
409:熱出口物流
410:出口物流之熱交換器
411:在蒸發級之熱交換器410與子級(210)之間之熱量物流
416:在加熱多效蒸餾設備280後熱量物流之出口
417:在多效蒸餾設備280之效應D、E之間的熱量物流之連接
418,419,420:用於加熱多效蒸餾設備280之效應D、E、F的熱量物流
434:廢熱物流
500:濃縮級
510:子級
510:容器
513:蒸汽出口
515:再沸器
519:經進一步富集之混合物
520:子級
520:容器
523:蒸汽出口
525:再沸器
529:再進一步富集之混合物
534:熱量
534:熱量物流
535:物流
536:延伸部
537:熱量物流
541:管
543:再循環系統
600:再沸器級
601:自蒸發級200供應至再沸器級600之混合物物流
602:蒸發物流
603:污染物物流
將參考圖式進一步闡明本發明之此等及其他態樣，其中：
圖1示意性地顯示本發明之反應器系統之第一實施例，包括利用閃蒸容器之蒸發級及串聯的兩個蒸餾管柱；
圖2示意性地顯示本發明之反應器系統之第二實施例，包括利用閃蒸容器之蒸發級；
圖3示意性地顯示本發明之反應器系統之第三實施例，包括實施為多效蒸餾設備之蒸發級；
圖4、5及6示意性地顯示第一實施例之變型，其中使用蒸汽壓縮機；
圖7及8示意性地顯示第二實施例之變型。
圖9至11示意性地顯示第三實施例之變型。
圖12示意性地顯示可用於本發明之實施例中之再沸器級之實施例。
100:蒸餾級
101:富含多元醇化合物且來自蒸發級200之物流(239、219)之入口
102:經純化產物物流191之出口
103:蒸汽輸出192之出口
104:返回分支
105:熱交換器
191:經純化產物物流
192:蒸汽輸出物流
199:進料物流
200:蒸發級
201:進料入口
210:蒸發級200之第一子級(例如實施為閃蒸容器)
213:第一子級210之蒸汽出口
214:返回分支(來自富集物流219)
215:熱交換器
219:富含多元醇化合物之混合物物流
220:蒸發級200之第二子級(例如實施為蒸餾管柱)
223:子級220之蒸汽出口
224:返回分支(來自富集物流229)
225:熱交換器
228:被導引至前一子級210、310之熱交換器215、315之閥桿輸出物流
229:富含多元醇化合物之混合物物流
230:蒸發級200之第三子級(例如實施為蒸餾管柱)
233:子級230之蒸汽出口
234:返回分支(來自富集物流239)
235:熱交換器
238:被導引至前一子級220之熱交換器225之閥桿輸出物流
239:富含多元醇化合物之混合物物流
240:冷凝器(當實施為閃蒸容器時，耦合至第一子級210)
241:熱交換器
Claims (29)
- 一種至少部分地將多元醇化合物與水分離以便獲得包含輸出濃度為至少90重量%之該多元醇化合物之經純化產物物流之方法，該方法包括以下步驟： 提供多元醇化合物及水之混合物，該混合物具有一多元醇濃度； 在蒸發級中增加該混合物之該多元醇濃度，其中該蒸發級係在包括至多最大蒸發壓力之蒸發壓力範圍下操作； 在蒸餾級中處理該混合物以遞送該包含輸出濃度為至少90重量%之該多元醇化合物之經純化產物物流，該蒸餾級係在至多最大蒸餾壓力下操作， 其中，該蒸餾級經操作以產生蒸汽輸出，其視需要經壓縮至蒸汽壓力，其係耦合至該蒸發級，其中該最大蒸餾壓力及/或該可選經壓縮蒸汽壓力不小於該最大蒸發壓力；且其中該最大蒸餾壓力為至少0.2巴且小於1.0巴。
- 如請求項1之方法，其中該最大蒸餾壓力為至少0.4巴，較佳至少0.6巴，更佳至少0.7巴；及/或其中該最大蒸餾壓力為至多0.95巴，較佳至多0.9巴。
- 如前述請求項中任一項之方法，其中該蒸餾級經操作使得該蒸餾級內的蒸餾溫度為至多200℃，較佳至多190℃，更佳至多180℃，甚至更佳至多170℃，甚至更佳至多160℃，且最佳至多150℃。
- 如前述請求項中任一項之方法，其中該經壓縮蒸汽壓力高於該最大蒸餾壓力。
- 如前述請求項中任一項之方法，其中該蒸發級及該蒸餾級經操作使得該蒸發級內的如在大氣壓下定義的蒸發溫度係高於大氣壓下純水之沸點至多30℃。
- 如前述請求項中任一項之方法，其中該蒸發級包括閃蒸容器。
- 如請求項6之方法，其中該閃蒸容器設有再沸器。
- 如請求項7之方法，其中該閃蒸容器包括在進料入口與來自該再沸器之再循環物流之入口之間的蒸餾塔板。
- 如前述請求項1至8中任一項之方法，其中該蒸發級包括串聯的複數個容器，各容器在該蒸發壓力範圍內的不同壓力下工作。
- 如請求項9之方法，其中該蒸餾級之該蒸汽輸出係耦合至該蒸發級之最下游容器。
- 如請求項9或10之方法，其中該蒸發級之最下游容器具有藉助於熱交換耦合至前一個容器之蒸汽輸出，且其中該最下游容器係在與該前一個容器相比更高的壓力下操作。
- 如前述請求項中任一項之方法，其中該蒸餾級之該蒸汽輸出係藉助於蒸汽壓縮機壓縮至該經壓縮蒸汽壓力。
- 如前述請求項1至12中任一項之方法，其中該蒸發級至少部分地藉助於多效蒸餾來實施。
- 如前述請求項中任一項之方法，其中該所提供混合物之多元醇濃度為至少40重量%。
- 如前述請求項中任一項之方法，其中該多元醇化合物為二醇化合物，且更佳係乙二醇。
- 如前述請求項中任一項，特別是請求項15之方法，其中該多元醇化合物及水之混合物進一步包含單體及寡聚物中之至少一者，各者係由縮合聚合物(諸如聚酯)之脫聚合產生。
- 如前述請求項中任一項，較佳請求項13之方法，其中在通過該蒸發級之後在濃縮級中處理該混合物，以進一步增加該多元醇濃度，其中該混合物係在該濃縮級中藉助於自反應器供應的廢熱來加熱。
- 如前述請求項中任一項之方法，其中在通過該蒸發級之後，及/或在通過該可選濃縮級之後，及/或在通過該蒸餾級之後，在再沸器級中處理該混合物之至少一部分，以自該混合物移除污染物餾份，其中視需要，該污染物餾份包含自縮合聚合物(諸如聚酯)之脫聚合產生之組分。
- 一種用於將多元醇化合物與水分離以便獲得包含輸出濃度為至少90重量%之該多元醇化合物之經純化產物物流之反應器系統，該反應器系統包括： 蒸發級，其包括該多元醇化合物含於水中之混合物之入口及富含該多元醇化合物之物流之出口，該蒸發級經結構設計以用於在包括至多最大蒸發壓力之蒸發壓力範圍下操作； 蒸餾級，其包括來自該蒸發級之富含多元醇化合物之物流之入口、經純化產物物流之出口、及蒸汽輸出之出口，該蒸餾級經結構設計以用於在至多最大蒸餾壓力下操作，其中該蒸汽輸出係耦合至該蒸發級，且其中該蒸汽輸出視需要經壓縮至蒸汽壓力，使得該最大蒸餾壓力及/或該可選經壓縮蒸汽壓力不小於該最大蒸發壓力；且其中該最大蒸餾壓力為至少0.2巴且小於1.0巴。
- 如請求項19之反應器系統，其中該最大蒸餾壓力為至少0.4，較佳至少0.6巴，更佳至少0.7巴；及/或其中該最大蒸餾壓力為至多0.95巴，較佳至多0.9巴。
- 如請求項19至20之反應器系統，其中該蒸餾級經操作使得該蒸餾級內的蒸餾溫度為至多200℃，較佳至多190℃，更佳至多180℃，甚至更佳至多170℃，甚至更佳至多160℃，且最佳至多150℃。
- 如請求項19至21之反應器系統，其進一步包括蒸汽壓縮機以便將該蒸餾級之該蒸汽輸出壓縮至該經壓縮蒸汽壓力，使得該經壓縮蒸汽壓力高於該最大蒸發壓力。
- 如請求項19或22之反應器系統，其中該蒸發級包括至少一個閃蒸容器。
- 如請求項23之反應器系統，其中該至少一個閃蒸容器設有再沸器，且較佳地，其中該至少一個閃蒸容器包括在進料入口與來自該再沸器之再循環物流之入口之間的至少一個蒸餾塔板。
- 如請求項19或24之反應器系統，其中該蒸餾級之該蒸汽輸出係耦合至該蒸發級之最下游容器。
- 如請求項25之反應器系統，其中該蒸發級之最下游容器具有藉助於熱交換耦合至前一個容器之蒸汽輸出，且其中該最下游容器係在與該前一個容器相比更高的壓力下操作。
- 如前述請求項19至26中任一項之反應器系統，其中該蒸發級至少部分地且較佳完全地藉助於多效蒸餾來實施。
- 如前請求項19至27中任一項，較佳請求項27之反應器系統，其進一步包括在該蒸發級的下游且在該蒸餾級的上游之濃縮級，該濃縮級設有用於作為自反應器供應之廢熱起源之經加熱物流之供應。
- 如前述請求項19至28中任一項之反應器系統，其進一步包括配置於該蒸發級的下游及/或該可選濃縮級的下游及/或該蒸餾級的下游之再沸器級，其中該再沸器級經結構設計以加工來自各別級之該混合物之至少一部分以自該混合物移除污染物餾份，其中視需要該污染物餾份包含自縮合聚合物(諸如聚酯)之脫聚合產生之組分。
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| US4332643A (en) | 1976-03-02 | 1982-06-01 | Reid Laurence S | Method of removing water from glycol solutions |
| US4360405A (en) * | 1980-05-12 | 1982-11-23 | The Lummus Company | Process for fractionating close boiling components of a multi-component system |
| JP3221695B2 (ja) * | 1991-07-25 | 2001-10-22 | フレゼニウス川澄株式会社 | 不揮発物を含む原液からのヒートポンプ方式による溶剤回収方法 |
| US5234552A (en) | 1991-09-10 | 1993-08-10 | Mcgrew Robert | Glycol reboiler vapor condenser |
| DE4130661C1 (zh) | 1991-09-14 | 1993-05-19 | Dornier Gmbh, 7990 Friedrichshafen, De | |
| US5490873A (en) * | 1994-09-12 | 1996-02-13 | Bryan Research & Engineering, Inc. | Hydrocarbon emission reduction |
| US6023003A (en) * | 1998-01-13 | 2000-02-08 | Reading & Bates Development Co. | Process and system for recovering glycol from glycol/brine streams |
| ES2340325T3 (es) * | 2005-12-29 | 2010-06-01 | Basf Se | Un proceso para separar propilenglucol a partir de composiciones acuosas. |
| RU2009125583A (ru) * | 2006-12-05 | 2011-01-20 | Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. (NL) | Способ получения 1,3-пропандиола |
| EP2617478A1 (en) * | 2012-01-23 | 2013-07-24 | Methanol Casale SA | Process and plant for distillation of methanol with heat recuperation |
| US20150052940A1 (en) * | 2013-08-23 | 2015-02-26 | Uop Llc | Fractionation system and method including depropanizer column and bottoms stripping column |
| MY186375A (en) * | 2016-04-21 | 2021-07-19 | Johnson Matthey Davy Technologies Ltd | Process |
| US10737195B2 (en) * | 2017-04-05 | 2020-08-11 | Rcm Technologies (Usa), Inc. | Chemical recovery by distillation of dilute aqueous solutions produced in advanced bio-fuels processes |
| US11103803B2 (en) * | 2017-06-08 | 2021-08-31 | Lg Chem, Ltd. | Distillation device and distillation method |
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