CN102036975B - 环氧烷回收系统 - Google Patents

Abstract

本发明提供了用于回收环氧烷的系统和方法，所述系统包括环氧烷回收塔，所述环氧烷回收塔包括：位于所述塔中的汽提部，所述汽提部用于将进料流的一部分转化成包含环氧烷的气相；在所述塔中位于所述汽提部上方的再吸收部，所述再吸收部包含：用于再吸收所述气相部分中的环氧烷以及产生水溶液的水流，用于通过将水溶液的一部分转化成气态部分以从所述水溶液汽提二氧化碳和氧，从而产生环氧烷流的第一汽提气体，以及位于所述再吸收部的底部部分的用于移出所述环氧烷流的侧取装置；冷凝器，所述冷凝器用于部分冷凝所述气相部分；以及用于移出轻质杂质馏分的顶取装置。

Description

环氧烷回收系统

本申请要求2008年7月31日提交的美国临时申请61/137,493的优先权，该申请的说明书通过引用结合在此，并且该美国临时申请与如下共同拥有的美国专利申请一起提交：与该美国临时申请同一日提交的系列号61/137,494，其名称为″Alkylene Oxide Recovery Systems(环氧烷回收系统)″，律师备案号为66720；与该美国临时申请同一日提交的系列号61/137,517，其名称为″Alkylene Oxide Recovery Systems(环氧烷回收系统)″，律师备案号为66715；与该美国临时申请同一日提交的系列号61/137,514，其名称为″Alkylene Oxide Purification Processes and Systems(环氧烷纯化方法和系统)″，律师备案号为64979A；以及与该美国临时申请同一日提交的系列号61/137,485，其名称为″Alkylene Oxide PurificationSystems(环氧烷纯化系统)″，律师备案号为66717。

公开领域

本公开涉及一种用于从含有环氧烷的进料流中回收环氧烷的方法和系统。更具体地，本公开涉及一种改进的通过在单个环氧烷回收塔中汽提和再吸收环氧烷而从进料流中回收环氧烷的方法和系统。

背景技术

当通过乙烯与分子氧的银催化气相部分氧化制备环氧乙烷时，获得气态反应流出物。这种流出物可以相对于所需的环氧乙烷产物是非常稀的，其含有例如约0.3摩尔％至约5摩尔％的所需物质。

环氧乙烷从气态反应流出物中的回收可以包括：开始的水吸收步骤、之后的汽提步骤，所述汽提步骤之后是再吸收步骤。在一些情况下，每一个步骤均在单独的蒸馏塔中进行，这可能导致高的设备成本和对于存在浓的气相或液相环氧乙烷的区域(area)的安全性担心。一个示例性的可能存在浓的液相环氧乙烷的区域是当从环氧乙烷汽提器的顶部出来的气相环氧乙烷被冷凝时，产生了液体环氧乙烷。在汽提器中产生的液体环氧乙烷可以被传输至另一个设备以被进一步精炼。然而，处理和/或传输浓环氧乙烷如液体环氧乙烷可能是由于受污染的风险而是危险的，原因在于被污染的液体环氧乙烷可能导致失控聚合，这种失控聚合可能产生热量并且可能是爆炸性猛烈的。同样，避免和/或减少浓和/或受污染的液体环氧乙烷的区域可以增加环氧乙烷回收的安全性。

发明概述

本公开的实施方案提供了用于从进料流中回收环氧烷的方法和系统。这些实施方案适合于工业规模的环氧烷生产。

在一些实施方案中，用于环氧烷回收的系统包括：汽提部，所述汽提部位于环氧烷回收塔内，用于将一部分的进料流转化成气相部分，其中所述气相部分包括环氧烷。所述系统还包括冷凝器，所述冷凝器用于部分地冷凝气相部分以产生富环氧烷的蒸气流和液体回流流。另外，所述系统包括再吸收部，所述再吸收部位于环氧烷回收塔内在汽提部上方，所述再吸收部包括：用于再吸收所述富环氧烷的蒸气流中的环氧烷以产生水溶液；用于通过将水溶液的一部分转化成气态部分以从水溶液中汽提二氧化碳和氧从而产生环氧烷流和包含二氧化碳和氧的水溶液的气态部分的汽提气体，以及位于再吸收部的底部部分的用于移出环氧烷流的侧取装置(sidetake-off)，其中环氧烷回收塔包括顶取装置，所述顶取装置位于塔的顶部，用于移出由从水溶液中汽提二氧化碳和氧产生的轻质杂质馏分。

在各种不同的实施方案中，一种用于回收环氧烷的方法包括：将含环氧烷的进料流引入到环氧烷回收塔的汽提部，其中所述塔包括汽提部和再吸收部；在汽提部中，从所述进料流汽提环氧烷以形成气相部分，其中气相部分从汽提部流动至再吸收部，并且将进料流的气相部分部分地冷凝成液体回流流和富环氧烷的蒸气流，其中液体回流流在汽提部中是物理相同的。所述方法还包括：在再吸收部中，将富环氧烷的蒸气流中的环氧烷再吸收至水流中以产生水溶液；通过将水溶液中的一部分转化成气态部分以从水溶液中汽提二氧化碳和氧气，从而产生环氧烷流以及水溶液的包含二氧化碳和氧的气态部分，以及在再吸收部的底部部分，从塔中移出环氧烷流。

定义

如本文中使用的，″环氧烷回收塔″或″塔″是指例如通常竖式圆柱体的柱或塔，其包括分离级，所述分离级提供用于液体和气体进行接触的表面区域，从而以促进液体和气体之间的质量传递。应当理解，所述塔还可以具有其它形状和通常的方位，包括位于水平方向上的多边形塔。环氧烷回收塔包括汽提部和再吸收部。

如本文中使用的，″汽提部″是塔的部，在该部中，含水流(aqueous stream)或进料流的一种或多种组分通过放置与不溶于含水流中的气流接触，或通过加热该含水流以引起待移除的一种或多种组分的相变而被移除。在本文论述的实施方案中，可以对含水流进行汽提以纯化、回收和/或分离环氧烷，在此″含水流″被定义为环氧烷、水和其它化合物处于液体形式的混合物。

如本文所使用的，″再吸收部分″是塔的部，在该部中，通过气体与吸收气体中一些组分而不吸收该气体中的其它组分的非挥发性液体溶剂接触而移除气体的组分。再吸收可以用于从气体流中移除痕量组分。

如本文中使用的，″冷凝器″是一种将蒸气转化成液体的装置。在本文论述的实施方案中，水溶液的气态部分可以进入冷凝器中，在此，水溶液的气态部分中的一些化合物冷凝成液体，而其它化合物通过冷凝器并且保留在气相中。此外，在本文中使用的，″回流冷凝器″是一种冷凝器，其使得：沸腾液体上方的气体冷凝，并且可以流回到容纳沸腾液体的容器内以防止容器的内容物煮干。

在本文中使用的“分离级”被定义为在环氧烷回收塔或在如下这样的塔中的体积、器件或器件组合：相在这种塔内或在塔处进行密切接触，在此所述相之间发生质量传递，从而趋向于将它们处于平衡，并且随后所述相在此机械分离。对于各种不同的实施方案，具有等于理论板的高度(″HETP″)的板式塔的每一个塔板和/或填料塔的填料是分离级，因为这些是流体进行紧密接触、发生相间扩散以及流体分离的位置。同样，在塔中的塔板的数量也被归因于使用填料获得的分离级的等价数量。对于各种不同的实施方案，术语具有HETP的分离级、塔板和/或填料可以交换使用，除非另外有相反的说明。

如本领域的技术人员所理解的，确定在塔中使用的平衡级(理论塔板)的数量可以基于物料平衡以及在物质中的待分离化合物的平衡考虑因素计算。分离级的效率，以及因此的实际使用的分离级的数量，可以由所使用的机械设计以及塔的操作条件确定。对于本文中提供的各种不同的实施方案，通过利用塔的分离级的效率，可以使用平衡级(或理论塔板)的数量来代替在本公开中提供的分离级的数量。

如本文中使用的，所提及的分离级数量是从塔的底部至塔的顶部的。因此，第一分离级是在塔的底部或附近，而随后的分离级是沿塔逐渐向上编号的(例如，第二分离级接着第一分离级，第三分离级接着第二分离级，等等)。

如本文中使用的，″一个、″一种″、″所述″、″至少一个″和″一种以上″交换使用。术语″包含″及其变体在出现在说明书和权利要求书的情况下，这些术语不具有限制意义。例如，位于环氧烷回收塔中以将″一种″进料流的一部分转化成气相部分的汽提部可以被解释为意思是指环氧烷回收塔包括″一种以上(one or more)″的进料流。

术语″和/或″是指所列出要素中的一种、多于一种或全部。

如本文中使用的，术语″约″可以不限于所规定的精确值。在至少一种情况下，由术语″约″所表示的变化可以参考测量仪器的精确度来确定。

此外，在本文中，所提及的由端点限定的数值范围包括在该范围内所包含的所有的数字(例如，1至5包括1、1.5、2、2.75、3、3.80、4、5、等)。

本公开的上述概述并不是意图描述本公开的每一个公开的实施方案或每一种实施。下面的描述更具体地示例了说明性的实施方案。在贯穿本申请的若干地方中，通过实施例的列举提供了指导，这些实施例可以以各种不同的组合使用。在每一种情况下，所提及的列举仅起着代表性组的作用，并且不应当被解释为排它性的列举。

附图简述

图1提供了本公开的系统的一个实施方案。

图2提供了本公开的系统的一个实施方案。

发明详述

本公开的实施方案包括用于从进料流中回收环氧烷的方法和系统。所述系统的实施方案包括环氧烷回收塔，该环氧烷回收塔包括汽提部、在所述汽提部上方的再吸收部以及冷凝器。

本公开的实施方案在单个塔中从进料流回收环氧烷。所述方法包括：在塔的汽提部中汽提进料流以产生气相部分，部分地冷凝气相部分以产生液体回流流和富环氧烷的蒸气流，再吸收富环氧烷的蒸气流中的环氧烷以产生水溶液，汽提该水溶液以产生环氧烷流，以及从塔中移出环氧烷流以进行进一步的纯化和/或反应。在一些实施方案中，环氧烷回收塔可以包括在汽提部的顶部部分与塔形成整体的冷凝器。如在本文中使用的，与塔“形成整体”的冷凝器是指设置塔的外壁内的冷凝器。在一些实施方案中，冷凝器可以在塔的外部，具有合适的与塔的连接，以用于将材料交换至冷凝器和从冷凝器中交换出。

在一些实施方案中，当建造如本文中所述的环氧烷加工装置时，相比于具有至少一个汽提塔和至少一个再吸收塔的用于回收环氧烷的系统，采用单个塔进行汽提和再吸收导致了更低的设备成本。通过将两个以上的塔结合成单个塔，实现了投资节约，从而导致了体积(bulk)的显著减小，包括使仪器、控制、泵、管道系统和试验空间(plot space)的最小化。

如本文中论述的，本公开的实施方案包括从进料流中回收环氧烷。优选的实施方案包括从进料流中回收环氧乙烷。同样地，本文中将描述在本公开实施方案涉及环氧乙烷时的实施方案。然而，本领域的技术人员将认识到本公开的实施方案还应用于其它环氧烷，包括环氧丙烷、环氧丁烷、甲醛等。

此外，单个塔的使用可以通过减少浓气相和/或液相环氧乙烷的区域来减小安全性担心。例如，通过在单个塔中而不是在多于1个的塔中进行汽提和再吸收，富环氧乙烷的蒸气流可以从冷凝器输送到再吸收部，而不是将富环氧乙烷的蒸气流输送到单独的塔中用于进一步的处理。通过减少纯的或浓的环氧乙烷的传输，即减少在其可溶性和挥发性方面难于处理的材料，可以增加环氧乙烷工艺的总的安全性。

在环氧乙烷回收塔中可以回收环氧乙烷之前，可以进行若干步骤以获得用作进料流的含水流。如本文中所述的，产生环氧乙烷以及将环氧乙烷在另外的反应中使用的步骤可以在一个地方发生，例如，在环氧乙烷加工装置中发生。然后，不同的步骤也可以在分开的设施中发生。

此外，在环氧乙烷制备单元中，环氧乙烷生产工艺可以与环氧乙烷回收工艺互连。在环氧乙烷制备单元与下游的产品制备单元比如例如乙二醇制备单元一起操作的某些情况下，环氧乙烷工艺还可以与乙二醇制备工艺互连以使能量利用最大化，这进而可以降低生产成本。

在本公开的方法中使用的烯(alkylenes)(烯烃(olefins))可以由下面的结构式(I)表征：

其中R₁和R₂各自独立地选自氢和低级(lower)一价基团，优选C₁-C₆烷基，包括甲基、乙基、丙基、丁基和具有不超过6个碳原子的高级同系物。优选地，R₁和R₂各自独立地选自氢、甲基和乙基。更优选地，每一个R₁和R₂都为氢，并且优选的烯烃是乙烯。在本公开的工艺中制备的对应的环氧烷优选由下面的结构式(II)表征：

其中R₁和R₂在本文涉及反应物烯烃时被确定。最优选地，环氧烷是环氧乙烷(即，R₁和R₂均是氢)。

氧可以以纯的分子氧提供给所述工艺。备选地，氧可以以含氧气体提供，其中所述气体进一步包含一个或多个气态组分，例如气态稀释剂，比如氮、氦、甲烷和氩，这些基本上对于氧化工艺是惰性的。在一些实施方案中，合适的含氧气体是空气。另外，如本文中所论述的，含氧气体可以包含下列气态组分中的一种或多种：水、二氧化碳和各种气态助催化剂和/或气态副产物抑制剂。

在进料的原料气体中烯烃与氧的相对体积比可以在根据已知的值的范围内。典型地，在进料原料中烯烃与氧的体积比可以从约2∶1变化至约6∶1。同样地，惰性气体、稀释剂或其它气态组分比如水、二氧化碳和气态助催化剂和气态副产物抑制剂的量可以根据如本领域中发现的已知范围变化。

本公开可应用于在合适反应器中的环氧化反应，所述合适反应器例如有固定床反应器、固定床管式反应器、连续搅拌罐式反应器(CSTR)以及流化床反应器，它们中的各种在本领域中是已知的。本领域的技术人员也容易地确定再循环未反应的进料、使用单程系统，或通过使用串联布置的反应器来使用连续反应以增加乙烯转化率的适宜性。

所选择的操作的具体模式可以由工艺经济学规定。烯(烯烃)优选乙烯到环氧烷优选环氧乙烷的转化可以通过例如如下这样进行：在约二百(200)摄氏度(℃)至约三百(300)℃的温度，以及在可以在约五(5)个大气压(五百零六(506)千帕(kPa))至约30个大气压(3040kPa)的范围内变化的压力(这取决于所需的质量速度和生产率)，将含有烯(例如，乙烯)和氧或含氧气体的进料流连续地引入到含催化剂的反应器中。在大规模反应器中的停留时间可以在约0.1至约五(5)秒的数量级。然后，所得的环氧烷优选环氧乙烷可以分离并且使用另外的工艺从反应产物中回收。

根据本公开产生的环氧烷可以被转化成亚烷基二醇、烷醇胺和二醇醚。乙二醇可以在两种应用中使用：作为用于聚酯纤维、膜和容器中的聚(对苯二甲酸乙二醇酯)的原料以及作为汽车防冻剂。此外，二-、三-和四甘二醇是乙二醇的联产物。

乙二醇可以通过环氧乙烷的(催化或未催化的)水解而产生。环氧乙烷水解可以在使用酸或碱催化进行或在中性介质中未催化地进行。酸催化的水解通过质子化使环氧乙烷活化用于与水的反应。然而，碱催化的水解导致对乙二醇的选择性相当低。从而除产生乙二醇之外，还产生二甘醇和高级二醇(例如，三甘醇和四甘醇)。乙二醇单醚可以通过醇与环氧乙烷的反应制备。此外，乙醇胺可以通过环氧乙烷与氨的反应制备。参见，例如美国专利4,845,296。

在一些实施方案中，乙烯至环氧乙烷的单程转化率(per-pass conversion)可能低(即，在百分之一(1)以下的数量级)。由此形成的气态反应流出物包含稀浓度的环氧乙烷以及未反应的乙烯和氧、醛、酸性杂质、氮和氩以及其它组分。在一些实施方案中，醛可以包括甲醛和乙醛。在一些实施方案中，乙烯至环氧乙烷的单程转化率可以在百分之五(5)至百分之二十五(25)的范围内变化。

环氧乙烷可以从气态反应流出物中分离并回收。例如，来自反应器的气态反应流出物可以用吸收剂比如水洗涤，以在吸收剂塔中形成含有环氧乙烷的含水混合物。环氧乙烷在水中的吸收可以从未反应的乙烯、氧和/或其它气态组分(例如，二氧化碳、氮、氩)中回收环氧乙烷。然后，可以将残留的气态材料作为循环气体再循环以与乙烯和氧的原料混合，并且被进料至环氧乙烷反应器中，以产生作为气态反应流出物的环氧乙烷。

然后，可以将来自吸收剂塔的含环氧乙烷的含水混合物通过本公开的环氧乙烷回收塔，在此含水混合物，或如本文中使用的，进料流，被用于产生具有更高环氧乙烷重量百分比的环氧乙烷流。环氧乙烷流可以从塔中移出，并且传输到在环氧乙烷加工装置中的其它设备中以进行进一步的纯化或用于其它的反应中。例如，在一些实施方案中，可以将环氧乙烷流发送到二醇单元反应器中，在此环氧乙烷通过与水的反应被转化成乙二醇。所产生的乙二醇可以是单乙二醇、二甘醇和/或三甘醇。

在本文的附图中，如应当理解的，可以添加、交换和/或消除本文的实施方案中所显示的元件，以提供任何数量的其它实施方案。此外，如应当理解的，在附图中提供的元件的比例和相对尺寸用意在于说明本发明的实施方案，而不应当理解为具有限制性意义。本文中的附图遵从编号惯例，其中第一个或多个数字对应于附图的编号，而其余数字标记附图中的元件或组件。在不同附图中的类似元件或组件可以采用类似的数字标记。例如，110可以是附图1中的标记元件“10”，并且图2中，类似的元件可以被标记为210。此外，本文中对于一个或多个附图提供的元件和/或组件的描述可用于其它附图或与其它附图相关，以说明相同元件和/或组件编号，但这些相同元件和/或组件编号并不是必需提供其确切表述。因此，例如，当附图1中的元件″10″在本文中进行了确切的论述时，这些确切的论述也可应用于可能出现它的其它附图中的元件″10″。

图1提供了根据本公开的环氧烷回收塔100或环氧乙烷回收塔100的实施方案的示意性表示。如图1的实施方案中所示，塔100可以包括位于塔100中的汽提部102和再吸收部104，其中再吸收部104位于汽提部102的上方。在一些实施方案中，汽提部102可以位于塔100的下半部中，而再吸收部104可以位于塔100的上半部中。如本文中论述的，本公开的实施方案可以用于从进料流106中回收环氧乙烷，所述进料流106是从在吸收器中用水洗涤稀环氧乙烷而产生的。

如本文中论述的，环氧乙烷回收塔100或塔100可以具有在六十五(65)厘米(cm)至六(6)米(m)的范围内的直径，并且具有在例如六(6)至六十(60)米以上的高度。例如，对于各种实施方案，塔100的直径可以与8m一样大，以及其它的直径。

在塔100内的操作条件可以根据加工条件而调节。例如，塔100可以在宽范围的压力下操作，所述的压力范围在亚大气压(即，真空)至近大气压，至超大气压。实际上，塔100的通常操作压力可以在系统设计过程中选择，尽管存在一些灵活性以用于调节塔在正常操作过程的压力。塔100的设计操作压力可以在约60千帕(kPa)至约2,200kPa的范围内，优选在约80kPa至约1,100kPa的范围内，并且更优选在约100kPa至约450kPa的范围内。

此外，越过塔100可以存在压力梯度，其中在汽提部102中的压力最高，而在再吸收部104中的压力最低。这种梯度可以越过塔100和/或塔100的不同部分逐渐改变，或可以是激剧的压力变化。如本领域中的技术人员应当理解的，压降可能主要在汽提部102中的分离级(例如，塔板和/或填料)两端产生(这将在本文中进一步论述)、在中间-塔冷凝器两端产生(这将在本文中论述)，和/或在再吸收部中的分离级两端产生(这将在本文中进一步论述)。此外，压降可能受设计和操作因素如蒸气回流、液体回流、分离级的数量、填料的选择和/或冷凝器设计以及其它因素影响。在塔中的压力梯度可以在约1kPa至约1,000kPa的范围内，优选在约3kPa至约500kPa的范围内，更优选在约5kPa至约300kPa的范围内。

环氧烷回收塔100还可以在宽范围的温度操作。实践中，塔的操作温度可以在系统设计过程中选择，但是在操作过程中塔的温度可能有明显的变化。此外，塔100中可能存在温度梯度，其中汽提部102中的温度最高，而在再吸收部104中的温度最低。这种梯度可以越过塔和/或塔的不同部分逐渐变化，或可以是激剧温度变化。汽提部102的操作温度可以在约40℃至约200℃、优选约60℃至约160℃并且更优选约80℃至约140℃的范围。再吸收部104的操作温度可以在约10℃至约120℃、优选约20℃至约100℃并且更优选约25℃至约80℃的范围。

如本领域技术人员可以理解的，在本文中论述的，塔100的操作温度、塔100的操作压力以及进料流106的组成均可以是高度相互依赖的。此外，塔100的某些部可以受其它变量比如再吸收水温、所需的回流比、压降、其它进料入口和/或出口的存在和/或辅助加热器和/或冷却器的存在的影响。在设计和操作中，可以使这些变量最佳化以提供在汽提部102的操作成本、再吸收部104的操作成本以及总的塔100投资成本之间的平衡。例如，汽提部102当以更低的压力运行时可以具有最低的操作成本，然而再吸收部104在高压下操作时可以具有最低的操作成本。其它因素还可以影响所选择系统的操作压力，比如塔成本(例如，塔压力越高导致投资成本越高)或热源可利用性(例如，需要热源来驱使汽提部102达到某一温度)。此外，通常最佳的经济平衡涉及热联合要求或与装置的其它部分的其它联合要求。

在一些实施方案中，汽提部102可以在约130kPa至约150kPa的范围内的压力和在约100℃至约120℃的范围的温度操作，而再吸收部分104可以在约110kPa至约130kPa的范围内的压力和在约30℃至约50℃的范围内的温度操作。

在一些实施方案中，汽提部102可以具有许多组件，包括进口和出口。在所示的实施方案中，在汽提部102的上部设置进料进口，以将进料流106引入到汽提部102中。

在一些实施方案中，进料流106包括水和环氧乙烷。在进料流106中进一步可能的化合物的实例包括甲烷、二氧化碳、氧和乙烯等。在一些实施方案中，进料流106的组成是约1重量％至约5重量％环氧烷，0重量％至约0.03重量％烷烃(例如，甲烷)，约0重量％至约0.03重量％二氧化碳，约0重量％至约0.015重量％氧，约0重量％至约0.06重量％烯烃，以及由水构成的其余部分。

在一些实施方案中，进料流106的组成可以是约3重量％环氧乙烷，约0.02重量％甲烷，约0.02重量％二氧化碳，约0.01重量％氧，约0.04重量％乙烯，以及由水构成的其余部分。进料流106还可以含有杂质，即，含氯的有机化合物和氧化的烃。在某些实施方案中，进料流106可以是两相的，即，液相和气相。

如本文论述的，在吸收器中从吸收稀环氧乙烷混合物所产生的进料流106可以被引入到塔100的汽提部102中。在一些实施方案中，可以将第二汽提气体108引入到汽提部102内。例如，第二汽提气体108可以在汽提部102的下部引入，以接触进料流106，该进料流106与第二汽提气体108以逆流方式接触。在一些实施方案中，第二汽提气体可以是水蒸汽或热水。水蒸汽汽提可能是从进料流106中分离环氧乙烷的经济方法。

在一些实施方案中，通过利用放置在塔100的内部或外部的加热机构，可以在汽提部102内产生水蒸汽。例如，可以使用水蒸汽加热的再沸器来加热汽提部102的底部中的水，并且将其煮沸。

在一些实施方案中，通过将进料流106的一部分110转化成气相部分，第二汽提气体108可以移除环氧乙烷。如本文中使用的，″气相部分″110是如本文中论述的，进料流106的经历了相变化并且随后进入冷凝器中的部分。

在进料流106的一部分110被转化成气相的同时，进料流106的包含水、环氧乙烷和其它化合物的其余部分可以从汽提部102的底部部分移出，并且如本文论述的，输送返回到吸收器中，从而收集更多的环氧乙烷，以被带回到进料流106的塔100中。在一些实施方案中，在被输送到吸收器的其余部分112中的环氧乙烷可以为在0至一千(1,000)摩尔ppm(百万分之一份)的范围内的环氧乙烷。

汽提部102还可以包括至少一个进口，用于从环氧烷预回收或后回收工艺引入含有烯烃和/或环氧烷的至少一种输入流，以将环氧烷制备和回收的效率以及经济最大化。如在本文中论述的，塔100可以是环氧烷-二醇制造单元中的一部分，所述环氧烷-二醇制造单元包括环氧烷(例如，环氧乙烷)制备、浓缩、纯化和任选的二醇形成。

利用气-液平衡级，塔100的汽提部102可以将进料流106中的环氧乙烷以及其它化合物与水分开。

如本领域技术人员应当理解的，塔100的设计和操作可以取决于进料流106的组成以及所需产物的组成，等。在一些情形下，例如，在采用二元组分进料的情况下，可以使用分析方法比如麦凯布-蒂尔法或芬斯克方程来确定用于实现所需分离的平衡级的数量。对于多组分进料流，对于设计(例如，确定为了实现所需分离而需要的平衡级的数量)和操作(例如，对于确定最佳操作条件)都可以使用仿真模型。此外，一旦确定平衡级的数量，则本领域技术人员可以使用常规实验来确定为了实现所需的分离而在塔中使用的分离级的数量(例如，塔板的实际数量或填料的实际高度)。

本公开的塔100可以使用蒸馏塔板(板式)、填料或蒸馏塔板和填料的组合来操作。蒸馏塔板可以是通常在蒸馏塔中找到的板的形式，比如筛板、泡罩板或浮阀塔板等。在一些实施方案中，在每块塔板之间的距离可以变化。此外，在使用填料的实施方案中，填料材料可以是无规堆砌的填料，比如例如，金属或陶瓷的拉西环、鲍尔环或Bialecki环。填料材料还可以是结构化和片式-金属填料，比如那些已知的并且可以例如以名称

(美国德克萨斯州达拉斯的Kock-Glitsch，LP)和/或

(瑞士Gebr.Sulzer，Winterthur)商购的那些。

在使用无规填料的实施方案中，提供所需数量的分离级的填料的总要求高度可以通过计算出的平衡级的数量乘以理论板等价高度或HETP来确定。所述HETP是将产生与平衡级相同的分离的填料的高度的值。如本领域的技术人员所知的，HETP可以取决于所选择的填料的种类而变化。

在一些实施方案中，填料的总高度可以被分开成一个或多个区，其中气液再分布器在所述区之间，例如，以容纳由于填料的结构整体性所带来的高度限制或用于容纳进料流或产物流。在一些实施方案中，与塔板相比，填料可以提供更低的压降的优点，但是也必需考虑由于塔板相对于填料的选择所引起的成本差异。

本公开的塔100的汽提部102可以以这样的方式操作：以包括介于4和14个之间的分离级，优选介于6和12个之间的分离级，并且更优选介于7和11个之间的分离级。同样地，当汽提部102被构造作为塔板塔时，它可以包括在约6至约25的范围内的塔板。在一些实施方案中，每块塔板之间的距离可以变化，其中每块塔板之间的距离被最优化，以用于进料流106组分在每块塔板的具体的温度和压力下的最好分离。

在一些实施方案中，每块塔板可以处于不同的温度和压力，其中汽提部102底部具有最高的压力和温度。在一些实施方案中，在汽提部102向上前进包括对于每一个随后的级降低温度和压力。在一些实例中，对于在汽提部102中的进料流106的每一个进料组分的气液平衡以在每一个分离级不同的压力和温度条件独特方式起作用(react)。这表明，在一些实施方案中，每一个组分在每一个分离级上建立了不同浓度的气相和液相，从而导致了进料流106中的组分的分离。

如本文所论述的，计算为了实现所需分离而需要的平衡级的数量可以使用麦凯布-蒂尔方法、芬斯克方程或仿真模型来确定。如本领域技术人员应当理解的，一旦使用所提及的方法计算汽提部102中的平衡级的数量，则实际塔板(分离级)的范围可以使用常规实验确定。

如本文所论述的，汽提部102可以将进料流106的一部分110转化成气相部分，其中进料流106的气相部分110包括环氧乙烷。在一些实施方案中，进料流106的气相部分110还可以包括二氧化碳、氧和/或醛，例如甲醛和乙醛。此外，如本文中论述的，气相部分110可以包括水和来自第二汽提气体108的其它组分。

如图1所示，气相部分110可以从汽提部102流到冷凝器116，以冷却和部分冷凝气相部分110，从而产生富环氧乙烷的蒸气流118和液体回流流120。在一些实施方案中，冷凝器可以包括例如冷却水流119，该冷却水流119与气相部分110流动反向流动，以冷却并且部分冷凝所述气相部分110。

如图1所示，在一些实施方案中，冷凝器116可以位于汽提部102的顶部上与塔100形成整体。在这样的实施方案中，冷凝器116可以是回流冷凝器。回流冷凝器可以将冷凝的蒸气(例如，液体回流流120)直接返回到汽提部102，并且任何不可冷凝的气体(例如，富环氧乙烷的蒸气流118)可以在冷凝器116的顶部释放。在一些实施方案中，从冷凝器116中移除的热量的一部分可以有利地在环氧乙烷回收塔工艺的其它部分中和/或在环氧乙烷加工装置的其它部分中使用。

在一些实施方案中，气相部分110可以在约九十(90)至一百(100)℃的范围内的温度进入冷凝器116。此外，在一些实施方案中，离开冷凝器116的富环氧乙烷的蒸气流118可以处于约三十五(35)至四十五(45)℃的范围内的温度。此外，当富环氧乙烷的蒸气流118处于约三十五(35)至约四十五(45)℃范围的温度时，富环氧乙烷的蒸气流118可以包含约约八十七(87)至约九十一(91)摩尔％环氧乙烷和约四(4)至约七(7)摩尔％水，以及其它化合物。

如图1所示，富环氧乙烷的蒸气流118可以被引入到塔100的再吸收部104。在一些实施方案中，再吸收部104通过富环氧乙烷的蒸气流118与水流122接触以吸收其环氧乙烷内容物，可以吸收富环氧乙烷的蒸气流118中的环氧乙烷。

在一些实施方案中，如本文论述的，再吸收部104使用气液分离级吸收环氧乙烷。如本文所论述的，本公开的塔100的再吸收部104可以具有塔板、堆砌的填料、结构填料或塔板和填料的混合物。在一些实施方案中，再吸收部104可以以这样的方式操作：以包括介于2和10个之间和分离级、优选3和9个之间和分离级并且更优选介于4和8个之间的分离级。此外，在一些实施方案中，当再吸收部104被构造作为板式塔时，它可以包括位于再吸收部104中的约四(4)至十八(18)块塔板的范围内的塔板，其中每块塔板之间的距离是均匀的。

在一些实施方案中，再吸收部104可以使用填料而不是使用塔板，其中如本文论述的，所需要的总填料高度可以通过理论级的数量(例如，7个)乘以HETP而确定。在一些实施方案中，再吸收部104可以包括填料和塔板的混合物。类似于汽提部102，平衡级可以使用麦凯布-蒂尔方法、芬斯克方程或仿真模型进行计算。如本领域技术人员应当理解的，一旦在再吸收部104中的平衡级的数量使用所提及的方法确定，则实际塔板的范围可以使用常规实验确定。

在一些实施方案中，再吸收部104可以包括位于再吸收部104的底部部分的烟囱式塔板124。如本文中使用的，″烟囱式塔板″是这样的方式设计的塔板：它允许蒸气经由它上升，但是它通过将向下流动的液体积累在收集塔板上而可以防止液体经由它下降。因此，当目标是使蒸气经过塔板并且收集向下至塔板的液体时，可以使用烟囱式塔板124。在一些实施方案中，烟囱式塔板124可以是实心金属塔板，其具有烟囱(chimney)126，或竖管，顶上具有用于防止液体向下流过竖管的罩。如本文中使用的，″罩″是指覆盖物，其松松地连接到竖管上以允许蒸气向上流动并且流出竖管，同时防止液体从再吸收部104进入竖管。如本文中使用的，″竖管″或烟囱是一种通过塔板延伸并且在塔板上方一定距离以使得液体可以保持并且累积在塔板上的开口管道。

如应当理解的，烟囱式塔板124可以额外改进通过塔100向上流动的蒸气的分布，其中所述塔可以包括塔板、堆砌的填料、结构化的填料，或塔板和填料的混合物。此外，烟囱式塔板124可以被设计成在不正常状态期间，使所收集的液体经由烟囱126溢流返回到汽提部102内。如本文中使用的，术语″不正常状态″被定义为其中存在扰动和/或偏离工艺的正常功能的状态。

在一些实施方案中，富环氧乙烷的蒸气流118可以通过使其通过烟囱126进入再吸收部104。此外，在再吸收部104包括填料或包括塔板和填料的混合物的一些实施方案中，烟囱126可以设计使得烟囱126的顶部延伸越过塔100的再吸收部104中的一些填料。

如本文中论述的，再吸收部104可以包括与富环氧乙烷的蒸气流118接触的水流122，从而再吸收富环氧乙烷的蒸气流118中的环氧乙烷，以产生水溶液128。在一些实施方案中，水溶液128可以在烟囱式塔板124上收集。

再吸收部104还可以包括引入到再吸收部104中用于从水溶液128中汽提二氧化碳和氧的第一汽提气体130。在一些实施方案中，第一汽提气体可以是水蒸汽或热水，并且可以与水溶液128接触以将水溶液128的一部分转化成气态部分，从而产生环氧乙烷流129和水溶液132的包含二氧化碳和水的气态部分。水溶液132的气态部分经由位于塔100的顶部上的顶取部(top take-off)，作为轻质杂质馏分134从再吸收部104中取出。

在一些实施方案中，可以使用再沸器来加热在再吸收部104的底部中的水溶液128并且将其煮沸。这可以产生在再吸收部104内部的第一汽提气体。再沸器可以被水蒸汽或其它适合的可冷凝蒸气流或热液体比如热水加热。

如本文中论述的，在再吸收部104中，水流122可以进入塔100中以再吸收富环氧乙烷的蒸气流118中的环氧乙烷，同时第一汽提气体130可以进入塔100中以从水溶液128中汽提二氧化碳和氧。如本领域技术人员应当理解的，水流122的流速、组成和温度可以影响离开塔100的顶部的在轻质杂质馏分134中的环氧乙烷的量以及在再吸收部104的底部离开塔100的环氧乙烷流129中的环氧乙烷的量。水流122还可以含有低含量的其它物质，比如溶解的气体、亚烷基二醇，以及ppm含量的醛。例如，基于水流122的总重量，水流122可以包括至少约90重量％的水，优选至少约92重量％的水，并且最优选至少约95重量％的水。此外，尽管水对于环氧烷回收塔100是优选的吸收介质，但是也可以使用其它吸收介质，包括亚烷基二醇、碳酸亚烷基酯、甘醇二甲醚和/或离子液体等。在一些实施方案中，水流122可以具有在约5℃至约80℃、优选约15℃至约60℃并且更优选约25℃至约50℃的范围内的温度。

通过控制水流122温度和到塔100的流量，杂质馏分134可以包括少于例如约一百(100)摩尔ppm(百万分之一份)的环氧乙烷。此外，通过控制第一汽提气体130，可以控制在离开塔100的环氧乙烷流129中的二氧化碳的浓度。在一些实施方案中，在水溶液128中的二氧化碳可以在约五(5)至约十(10)摩尔ppm的范围内。

如在图1的实施方案中所示，环氧乙烷流129可以在位于再吸收部104的底部部分的侧取位置从塔100中移出，并且输送至进一步纯化，或输送至二醇单元反应器，这如本文中论述。在一些实施方案中，环氧乙烷流129可以包括约零(0)至约十五(15)重量％的环氧乙烷。如本领域技术人员应当理解的，零(0)环氧乙烷的状态表示开始之前的备用状态，而范围的更高端表示全速操作。塔100在整个范围内能够平稳过渡。此外，离开塔的环氧乙烷流129的温度可以取决于工艺条件(例如，水流122温度，水流122流动的速率，注射在汽提气体130中的气体的量，等)而稍微变化，然而，环氧乙烷流129的温度可以是约五十(50)至约八十(80)℃，其中相比于更高温度的环氧乙烷操作，越高的温度对应于使用越低的进料流106流量的环氧乙烷操作。

如本文中论述的，在一些实施方案中，环氧乙烷流129可以被输送到二醇单元反应器中，在此环氧乙烷通过与水的反应被转化成乙二醇。在一些实施方案中，在二醇单元反应器中过量的水可以从乙二醇中蒸馏掉，冷凝，并且以水流122的形式被送回到塔100，以再吸收更多的环氧乙烷。

在一些实施方案中，塔100包括可以从塔100进行抽吸的排气压缩机136，其中排气压缩机136压缩轻质杂质馏分134以使其可以被再循环，从而产生压缩的杂质馏分138和冷凝的液体140。在一些实施方案中，如在本文中论述的，压缩的杂质馏分138可以被再循环返回到环氧乙烷反应器中。在一些实施方案中，冷凝的液体140可以在轻质杂质馏分134的压缩过程中形成。在一些实施方案中，冷凝液体140可以被再循环返回到塔100的汽提部102，以回收可能存在于冷凝液体140中的环氧乙烷。

如在本文中论述的，本公开的塔100可以用作用于各种含环氧乙烷的流的接收部，所述各种含环氧乙烷的流从在环氧乙烷加工装置中发生的其它工艺产生。例如，在一些实施方案中，环氧乙烷加工装置可以包括二氧化碳吸收器。二氧化碳吸收器可以是从气体再循环流中取出二氧化碳的吸收塔。为了防止二氧化碳中的环氧乙烷排放到大气中，可以使用浓溶液闪蒸罐，在此来自二氧化碳吸收器浓溶液的大部分气体被闪蒸出并且被收集。在一些实施方案中，从二氧化碳吸收器浓溶液闪蒸出的气体可以被送往环氧乙烷回收塔100作为二氧化碳再生器闪蒸罐塔顶物流142或塔顶物流142。

在一些实施方案中，塔顶物流142可以被送往汽提部102，以移除在塔顶物流142中的杂质并且降低对排气压缩机136的热负荷。通过将塔顶物流142进料到塔的汽提部102，塔顶物流142在其通过冷凝器116时可以被冷却，并且可以将包含在塔顶物流142中的任何杂质(例如，盐)洗出。通过塔顶物流142在其进入再吸收部104之前被冷却，可以降低对排气压缩机136的热负荷。

除了来自二氧化碳吸收器的塔顶物流142外，其它含有环氧乙烷的流也可以被送往塔100，包括环氧乙烷净化塔排气、环氧乙烷清洗主管(clean-up header)以及环氧乙烷储存罐洗涤器水，等。

图2提供了根据本公开的环氧乙烷回收塔200的一个实施方案。图2所示的实施方案可以以与本文中关于图1的论述基本相同的方式操作；然而，冷凝器216位于塔200的外部，并且塔包括塔板224，但不包括如图1中所示的烟囱。如本文中论述的，所示的塔200的实施方案包括汽提部202和再吸收部204。此外，如本文中论述的，进料流206可以被引入到汽提部202中以将进料流210的一部分转化成气相。

如图2中所示，气相部分210可以离开汽提部202和塔200，并且被送往冷凝器216进行冷却以及将气相部分210部分冷凝，从而产生富环氧乙烷的蒸气流218和液体回流流220。在一些实施方案中，富环氧乙烷的蒸气流218可以在再吸收部204处再进入塔200，并且液体回流流220可以被输送返回到汽提部202内。

如本文论述的，在再吸收部204中，在富环氧乙烷的蒸气流218中的环氧乙烷可以通过进入再吸收部204的顶部的水流222被再吸收到水中。此外，如本文中论述的，在被再吸收到水流222中的富环氧乙烷的蒸气流218中的环氧乙烷可以形成水溶液228。此外，再吸收部204可以包括用于从水溶液228中移除二氧化碳和氧的汽提气体230。

如本文中论述的，富环氧乙烷的蒸气流218可以被进料至再吸收部204。在一些实施方案中，富环氧乙烷的蒸气流218可以在比第一汽提气体230的进料点高的高度上被进料至再吸收部204。在一些实施方案中，富环氧乙烷的蒸气流218可以被再吸收到水流222中，而在此形成的水溶液228可以在塔板224上收集。然后，水溶液228可以通过引入第一汽提气体230而被汽提出二氧化碳和氧。然后环氧乙烷流229可以在位于再吸收部204的底部部分的侧取装置从塔200中移出。在一些实施方案中，如本文中论述的，从塔200中移出的环氧乙烷流229可以被输送至二醇反应器，以将环氧乙烷转化成乙二醇。环氧乙烷流229还可以被输送至进一步纯化，或用于其它反应。

对于各种实施方案，根据本公开提供的环氧乙烷可以被加工，以提供另外的下游产品，比如例如，1，2-二醇，1，2-二醇醚、1，2-碳酸酯和烷醇胺。由于本公开提供了对环氧乙烷的分离和纯度的改进，因此预期在本文中提供的改进将进一步提供对这些下游工艺和/或产品的改进。因此，本文中还提供了对1，2-二醇，1，2-二醇醚、1，2-碳酸酯和烷醇胺生产的改进方法。

环氧乙烷向1，2-二醇或1，2-二醇醚的转化可以包括例如：使环氧乙烷与水反应，适当地在酸或碱催化剂的存在下反应。例如，对于1，2-二醇相对于1，2-二醇醚的优先制备，环氧乙烷可以与10倍摩尔过量的水在如下情况下反应：在液相反应中，在酸催化剂如基于总反应混合物为0.5-1.0重量％硫酸存在下，在50-70℃，在1巴的绝对压力；或在气相反应中，在130-240℃和20-40巴绝对压力，优选在没有催化剂的情况下。如果降低水的比例，则1，2-二醇醚在反应混合物中的比例将增加。由此产生的1，2-二醇醚可以包括二-醚、三-醚、四-醚或其它多醚。备选地，通过用乙醇比如甲醇或乙醇转化环氧乙烷，或通过用所述醇代替至少一部分水，可以制备1，2-二醇醚。所得的1，2-二醇和二醇醚可以在食品、饮料、烟草、化妆品、热塑性聚合物、可固化树脂体系、洗涤剂、热传递体系等工业中的广泛的终端应用中使用。

根据本发明提供的环氧乙烷向烷醇胺的转化可以包括例如环氧乙烷与氨的反应。可以使用无水氨或氨水，但是无水氨有利于制备单烷醇胺，并且当优选单烷醇胺时，可以使用无水氨。例如在天然气的处理中，可以使用所得的烷醇胺。氧化烯烃可以通过使氧化烯烃与二氧化碳反应而被转化成对应的1，2-碳酸酯。必要时，1，2-二醇可以通过随后使1，2-碳酸酯与水或醇反应以形成1，2-二醇而制备。对于可应用的方法，可提及的有美国专利6,080,897，该专利通过引用结合在此。

如本文中论述的，从水溶液228中移除的二氧化碳和氧可以从塔200的顶部作为轻质杂质馏分234移出。如本文所论述的。杂质馏分234可以经由可以对塔200进行抽吸的排气压缩机236进行压缩，并且压缩的杂质馏分238可以被再循环至环氧乙烷反应器，同时可以将冷凝的液体240输送返回到汽提部202。

应当理解，上述说明是以说明性方式而不是以限制性方式进行的。尽管在本文中已经示出并描述了具体的实施方案，但是本领域普通技术人员应当理解，所显示的具体实施方案可以用其它组分的布置代替。权利要求书意在覆盖本公开的各种实施方案的这样的变体或改变，除非到受现有技术限制的限制。

在前面的详细描述中，各种特征在为了使本公开流畅的目的而在示例性实施方案中被组合在一起。本公开的这种方法不能被解释为反映任何权利要求均需要被该权利要求中明确提及的特征多的特征的意图。而是，作为后附权利要求的反映，发明主题在于比单个公开实施方案的所有特征少。因此，后附的权利要求书在此被结合到详细描述中，其中每一个权利要求作为本发明的单独实施方案而独立地在本文中。

Claims (10)

1.一种用于回收环氧烷的系统，所述系统包括：

汽提部，所述汽提部位于环氧烷回收塔中，用于将进料流的一部分转化成气相部分，其中所述气相部分包括环氧烷；

冷凝器，所述冷凝器用于部分冷凝所述气相部分以产生富环氧烷的蒸气流和液体回流流；以及

再吸收部，所述再吸收部位于所述环氧烷回收塔内在所述汽提部上方，所述再吸收部包括：

水流，所述水流用于再吸收所述富环氧烷的蒸气流中的环氧烷，以产生水溶液；

第一汽提气体，所述第一汽提气体用于通过将所述水溶液的一部分转化成气态部分以从所述水溶液中汽提二氧化碳和氧，从而产生环氧烷流以及产生所述水溶液的包含二氧化碳和氧的气态部分；以及

侧取装置，所述侧取装置位于所述再吸收部的底部部分，用于移出所述环氧烷流，其中所述环氧烷回收塔包括：顶取装置，所述顶取装置位于所述塔的顶部，用于移出由从所述水溶液中汽提二氧化碳和氧而产生的轻质杂质馏分。

2.权利要求1的系统，其中所述汽提部包括：来自二氧化碳吸收器的二氧化碳再生器闪蒸罐塔顶物流，所述闪蒸罐塔顶物流被所述杂质馏分收集。

3.权利要求1所述的系统，其中所述冷凝器位于所述汽提部的顶部部分与所述塔形成整体。

4.权利要求1所述的系统，其中所述塔包括在所述汽提部和所述再吸收部中的至少一个中的塔板和填料的混合物。

5.权利要求1所述的系统，所述系统还包括：烟囱式塔板，所述烟囱式塔板位于所述再吸收部的所述底部部分，其中所述水溶液收集在所述烟囱式塔板上，而所述富环氧烷的蒸气流通过包括在所述烟囱式塔板上的烟囱并且进入到所述再吸收部内。

6.一种通过使用权利要求1所述的系统回收环氧烷的方法，所述方法包括：

将含有环氧烷的进料流引入到所述环氧烷回收塔的所述汽提部；

在所述汽提部中，从所述进料流中汽提环氧烷，以形成气相部分，其中所述气相部分从所述汽提部流动到所述再吸收部；

在所述冷凝器中将所述气相部分部分地冷凝成液体回流流和富环氧烷的蒸气流，其中所述液体回流流与所述汽提部是物理连通的；

在所述再吸收部中，将在所述富环氧烷的蒸气流中的所述环氧烷再吸收到水流中，以产生水溶液；

通过将所述水溶液的一部分转化成气态部分，以从所述水溶液中汽提二氧化碳和氧，从而产生环氧烷流和所述水溶液的包括二氧化碳和氧的气态部分；以及

在所述再吸收部的底部部分，从所述塔中移出所述环氧烷流。

7.权利要求6所述的方法，所述方法还包括：以作为位于所述塔的顶取装置的来自塔的顶部离开流的形式，移除轻质杂质馏分。

8.权利要求6所述的方法，其中从所述水溶液中汽提二氧化碳和氧包括：将第一汽提气体引入到所述再吸收部的底部部分，以从所述水溶液中汽提二氧化碳和氧。

9.权利要求6所述的方法，其中从所述进料流汽提环氧烷包括：将第二汽提气体引入到所述塔的所述汽提部的底部部分，以从所述进料流中汽提环氧烷。

10.权利要求6所述的方法，其中从所述水溶液中汽提二氧化碳和氧包括：将甲烷流引入到所述再吸收部的底部部分，以从所述水溶液中汽提二氧化碳和氧。

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