(57)【要約】  本発明は、アルキレンオキシドの生産方法に関し、ジオール重質不純物の蓄積により引き起こされる、抽出剤の純度が低く、損失が大きく、アルキレンオキシドの収率が低く、エネルギー消費が高いという従来技術の問題を主に解決する。前記方法は、アルキレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する流れを、抽出剤とジオールが共沸物を形成するのに十分な条件下で操作される分離塔にて分離するステップと、前記分離塔のサイドラインから抽出剤とジオールの共沸物を含有する流れを抜き出すステップと、を含む。前記方法は、アルキレンオキシドの工業的生産に適用できる。
2021504425.tif 000002
【特許請求の範囲】
【請求項１】
アルキレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する第１流れを分離塔にて分離し、アルキレンオキシド製品流れを分離塔の上部から抜き出し、抽出剤を主に塔釜流れとして分離塔の下部から排出するステップを含むアルキレンオキシドの生産方法であって、
前記分離塔の供給位置より低いサイドラインから抽出剤とジオールの共沸物を含有する第２流れを抜き出すステップをさらに含む、ことを特徴とするアルキレンオキシドの生産方法。
【請求項２】
前記分離塔の操作条件は、温度２０〜９５℃、好ましくは３０〜８５℃、圧力０．０２〜０．４ＭＰａＡ、好ましくは０．１０〜０．３２ＭＰａＡ、前記分離塔の理論段数１５〜８０、好ましくは２０〜６５、より好ましくは２０〜５０を含む、請求項１に記載の方法。
【請求項３】
精留塔での抽出剤の組成分布に応じて、分離塔のサイドラインから前記第２流れを抜き出す位置が最後からの１〜８番目のプレートにあり、
好ましくは、分離塔のサイドラインから前記第２流れを抜き出す位置が最後からの２〜６番目のプレートにあり、
好ましくは、分離塔のサイドラインから前記第２流れを抜き出す位置が最後からの２〜４番目のプレートにある、請求項２に記載の方法。
【請求項４】
前記アルキレンオキシドはプロピレンオキシドであり、前記ジオールは１,２−プロパンジオールであり、前記サイドラインでの抜き出し位置は、温度１００〜１７５℃、好ましくは１１０〜１７０℃の位置であり、又は
前記アルキレンオキシドはブチレンオキシドであり、前記ジオールは１,２−ブタンジオールであり、前記サイドラインでの抜き出し位置は温度１２０〜１５０℃、好ましくは１２５〜１４５℃の位置である、請求項２又は３に記載の方法。
【請求項５】
抜き出された前記第２流れを冷却し、液液相分離を行って、主に抽出剤である軽質相と主にジオールである重質相をそれぞれ得て、次に、前記軽質相を前記分離塔に戻すステップをさらに含む、請求項１〜４のいずれか１項に記載の方法。
【請求項６】
前記分離塔の塔釜流れの一部を第３流れとして抽出剤浄化器にて浄化し、気相又は気液混合物の軽質成分と液相重質成分をそれぞれ得て、前記気相軽質成分を前記分離塔に戻し、前記液相重質成分を後処理に導入するステップをさらに含む、請求項１〜５のいずれか１項に記載の方法。
【請求項７】
前記第３流れは前記分離塔の塔釜流れの全量の２〜２０重量％である、請求項６に記載の方法。
【請求項８】
前記抽出剤浄化器は蒸留塔又はリボイラー、好ましくはケトル式リボイラーである、請求項６又は７に記載の方法。
【請求項９】
前記抽出剤浄化器は、前記アルキレンオキシドと抽出剤を含有する流れを導入する前記分離塔の入口の下部から前記分離塔の塔底までの間に設けられる、請求項６〜８のいずれか１項に記載の方法。
【請求項１０】
塔釜流れの一部を分離塔の塔底リボイラーに送って加熱して再沸した後、分離塔に戻し、前記塔底リボイラーに入る流れの温度と前記抽出剤浄化器に入る流れの温度との差を５℃以下、好ましくは３℃以下にするステップをさらに含む、請求項８〜９のいずれか１項に記載の方法。
【請求項１１】
前記塔底リボイラーと前記抽出剤を浄化するためのリボイラーとの熱交換面積の比が、（５〜２）：１である、請求項１０に記載の方法。
【請求項１２】
前記塔底リボイラーは、サーモサイフォンリボイラー、ケトル式リボイラー及び強制循環リボイラーのうちのいずれか１種である、請求項１０に記載の方法。
【請求項１３】
第１流れ中、重量百分率基準で、前記抽出剤と前記アルキレンオキシドとの比率は（２〜２５）：１、好ましくは（３〜２０）：１、より好ましくは（３〜１３）：１である、請求項１に記載の方法。
【請求項１４】
前記第１流れは、オレフィンのエポキシ化反応生成物を抽出精留した抽出生成物流れに由来する、請求項１〜１３のいずれか１項に記載の方法。
【請求項１５】
アルキレンオキシドの生産方法であって、
アルキレンオキシドを含有する粗製品流れと抽出剤流れを第１精留塔に入れて、アルキレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する第１流れを塔釜から得るステップ１）と、
請求項１〜１４のいずれか１項に記載の方法によって前記第１流れを分離塔に導入して分離するステップ２）と、を含むアルキレンオキシドの生産方法。
【請求項１６】
アルキレンオキシドの生産システムであって、
１）下部にサイドライン抜き出し口が設けられた分離塔と、
２）前記分離塔の下部に設けられ、前記分離塔の塔底画分の一部を再沸して分離塔に戻す塔底リボイラーと、
３）前記分離塔のサイドライン抜き出し口に連通し、サイドライン抜き出し口から抜き出される画分を冷却して相分離する冷却器と、を備えるアルキレンオキシドの生産システム。
【請求項１７】
前記分離塔のプレート数が１５〜８０枚であり、塔頂から塔釜へ計数すると、前記サイドライン抜き出し口の位置が、１〜８番目、好ましくは２〜６番目のプレートにある、請求項１６に記載のシステム。
【請求項１８】
前記冷却器で冷却して相分離して得た軽質相を分離塔に戻し、重質相を外部へ排出する、請求項１６又は１７に記載のシステム。
【請求項１９】
抽出剤浄化器をさらに備え、
前記抽出剤浄化器は、前記分離塔の中央部又は下部に設けられ、前記分離塔の塔底画分の一部を受けて浄化し、そのうちの沸点が抽出剤よりも高い液相重質成分を除去し、主に抽出剤である気相又は気液混合相の軽質成分を得て、前記分離塔に戻す、請求項１６又は１７又は１８に記載のシステム。
【請求項２０】
前記抽出剤浄化器は、リボイラー、好ましくはケトル式リボイラーである、請求項１９に記載のシステム。
【請求項２１】
前記分離塔の塔底リボイラーと前記抽出剤浄化器との熱交換面積の比が、（５〜２）：１である、請求項２０に記載のシステム。
【請求項２２】
前記分離塔のプレート数が１５〜８０枚であり、塔頂から塔釜へ計数すると、前記抽出剤浄化器の供給位置が、最後からの０〜４番目、好ましくは最後からの０〜２番目のプレートにある、請求項２０又は２１に記載のシステム。
【請求項２３】
前記抽出剤浄化器の供給位置は、前記塔底リボイラーの供給位置よりも０〜４枚のプレート分より高い、請求項２２に記載のシステム。
【請求項２４】
前記抽出剤浄化器は配管を介して前記分離塔に連通する、請求項１９〜２３のいずれか１項に記載のシステム。
【発明の詳細な説明】
【発明の詳細な説明】
【０００１】
〔技術分野〕
本発明は、アルキレンオキシドの生産方法、及びこの方法を用いたアルキレンオキシドの生産システムに関する。
【０００２】
〔背景技術〕
１,２−ブチレンオキシド（ＢＯ）は、エチレンオキシド（ＥＯ）及びプロピレンオキシド（ＰＯ）との同系物であり、分子式がＣ４Ｈ８Ｏ（ＣＡＳ番号：１０６−８８−７）であり、三員環状構造を持つ物質であり、化学的性質が活発であり、主にポリエーテルポリオールモノマーやその他の合成材料の中間体として使用される。１,２−エチレンオキシドは、発泡プラスチック、合成ゴム、非イオン性界面活性剤などの製造にも使用でき、また、ニトロラッカーの希釈剤としてアセトンの代わりに使用でき、さらに、クロマトグラフィー分析の標準物質としても使用できる。
オレフィンエポキシドとしてのブテンオキシドは、エチレンオキシドやプロピレンオキシドと比較して、分子構造に−ＣＨ２−官能基の数が多く、モノマーとしてポリエーテルポリオールを合成する場合、その生成物は疎水性に優れているため、要求の厳しい特定の建物や設備の外面の防水コーティングに特に適している。また、ブチレンオキシドをモノマーとして共重合して合成したポリウレタン材料は、耐寒性に優れており、特に気候の寒い地域に適している。
【０００３】
アルキレンオキシド製品は、水、アルデヒド、異性体に対して厳しい要件があり、水は、ポリマーの水酸基価と発泡特性に影響し、アルデヒドは、製品に臭いを放出させ、人々の健康に影響を与え、異性体は、重合長鎖のエンドキャッピング剤であり、このため、国家標準及び企業標準には、製品の純度が厳しく要求される。
【０００４】
ＢＡＳＦ企業標準では、１,２−ブチレンオキシドの合格品に要求される品質と純度の要件は、ブチレンオキシド９９．５％以上、ブチレンオキシド異性体０．２％以下、総アルデヒド０．０５％以下、水０．０３％以下である。
【０００５】
１,２−ブチレンオキシドの高質品に要求される品質と純度の要件は、ブチレンオキシド９９．９％以上、ブチレンオキシド異性体０．１％以下、総アルデヒド０．０１５％以下、水０．００５％以下である。
【０００６】
反応によって生成された粗製アルキレンオキシドには、通常、水、メタノール、アセトン、ギ酸メチルなどの不純物が含まれており、これらの不純物は、アルキレンオキシドと共沸物を形成するか、相対揮発度が１に近いため、通常の精留でアルキレンオキシド製品の基準に到達することは困難である。アルキレンオキシドの精製は、一般に、抽出剤としてＣ７〜Ｃ２０の直鎖及び分岐鎖の炭化水素類及び／又はジオール類を使用する。経済性の観点から、アルキレンオキシドの精製プロセスでは、Ｃ８の直鎖アルカンと分岐鎖アルカンの混合物を抽出剤として使用する。抽出剤を添加すると、アセトアルデヒド、水、メタノール、ギ酸メチルのアルキレンオキシドに対する相対揮発度が大きくなり、アセトアルデヒド、水、メタノール、ギ酸メチルが塔頂から除去され、抽出剤がリサイクルされる。
【０００７】
ブテンのエポキシ化反応生成物には、主に１,２−ブチレンオキシド及びその異性体、たとえば、１,４−ブチレンオキシド、２,３−ブチレンオキシド、イソブチレンオキシドが含まれ、ブチレンオキシドの精製プロセスでは、水の存在により、必然的に、１,２−ブチレンオキシド及びその異性体が加水分解されて、１,２−ブタンジオールと対応するジオールが生成され、そして、加水分解反応は経時的に進行し続ける。
【０００８】
抽出剤中のジオールが分離除去されない場合、それは蓄積し続け、循環抽出剤中のジオール含有量が高すぎるようになり、抽出剤の抽出効果は、抽出効果が失われるまで減少する。しかし、ほとんどのジオールは水に可溶性であるとともに、ブチレンオキシドなどの有機溶剤に可溶であり、液液相分離プロセスにおいて水洗で除去できるが、除去効率が低く、また、ブチレンオキシドの加水分解が進み、ブチレンオキシド製品が失われる。
【０００９】
さらに、ジオールの沸点が抽出剤であるＣ８炭化水素類よりも高いため、抽出剤を系内で循環させて使用すると、ジオールは抽出剤と同時に蓄積・循環し、抽出剤の抽出効率を低下させる。したがって、抽出剤中のジオール濃度を下げる必要がある。
【００１０】
また、１,２−ブチレンオキシドは加水分解されて１,２−ブタンジオールを生成し、１,２−ブタンジオールの水への溶解度は１,２−ブチレンオキシドにより小さい。
【００１１】
１,２−ブチレンオキシドはメタノールと反応して、１−ブタンジオールモノメチルエーテル（エーテル結合は末端エポキシ基の炭素原子上に形成される）、２−ブタンジオールモノメチルエーテル（エーテル結合は２位エポキシ基の炭素原子上に形成される）を生成する。また、１−ブタンジオールモノメチルエーテルと２−ブタンジオールモノメチルエーテルはどちらも水に微溶である。
【００１２】
１,２−ブチレンオキシドは、重合反応して、ブチレンオキシド二量体やポリブチレンオキシドなどのポリマーを生成する。
【００１３】
１,２−ブチレンオキシドは、水、ジオール又はポリオールなどの活性水素含有化合物と反応して、ポリ１,２−ブタンジオールエーテル及びその誘導体を生成する。ポリ１,２−ブタンジオールエーテル及びその誘導体は、不揮発性の粘稠な液体で、無色から茶色であり、ほとんどがケトン、アルコール、エステル、炭化水素類やハロゲン化炭化水素に可溶であり、低分子量のものは、水に可溶であり、水溶性は分子量の増加とともに低下し、温度の上昇とともに低下する。
【００１４】
上記反応副生成物及び誘導体のほとんどは水に溶けにくく、水洗の手段で除去するのが困難である。ブチレンオキシドの精製に抽出精留の方法を使用すると、これらの副生成物及び誘導体が抽出剤に蓄積し、抽出剤の抽出効果が低下する。したがって、抽出剤中のこれらの副生成物及び誘導体の濃度を下げる必要がある。
【００１５】
たとえば、文献ＵＳ４４０２７９４は、Ｃ７−Ｃ９の炭化水素類、好ましくはｎ−オクタンを抽出剤として、粗製１,２−ブチレンオキシド溶液に含まれる水、メタノール、アセトン、ギ酸メチルなどの不純物を１回抽出精留により分離することを開示している。抽出蒸留塔の塔頂相分離器により層化した有機層は、精留塔に入って蒸留されて、メタノールやアセトンなどを分離され、抽出蒸留塔の塔釜画分は、抽出精留塔に送られ、抽出精留塔の塔釜液は部分的に排出される。この方法は、抽出剤中の１,２−ブタンジオールの蓄積を減らすために、抽出剤と１,２−ブタンジオールを含有する塔釜液の一部を外部へ排出する。外部へ排出される塔釜画分中の１,２−ブタンジオールの含有量が少ないため、抽出剤の純度を確保するために、大量の抽出剤を排出する必要があり、その結果、大量の抽出剤が失われる。
【００１６】
文献ＵＳ４７７２７３２は、陰イオン交換樹脂及び吸着剤を使用したブテンオキシドの精製方法を開示している。陰イオン交換樹脂は酸と脱水素不純物を除去し、吸着剤はブチレンオキシドの不純物からの水を除去する。不純物含有量に応じて、精製ステップは個別に又は組み合わせて行うことができ、そして、このプロセスは反応器にてバッチ式で、又は塔又はカラムで連続的に行うことができる。選択されたイオン交換樹脂は、スルホン化された大きなメッシュ状の陰イオン交換樹脂であり、吸着剤は分子篩である。この方法は、コストが高く、吸着・脱着プロセスも面倒で、且つ処理能力も不十分である。
【００１７】
前記のように、従来技術は、抽出剤の損失が少なく、高純度で、アルキレンオキシドの収率が高く、エネルギー消費が少ないアルキレンオキシドの生産方法が必要であるという現状である。
【００１８】
〔発明の概要〕
〔発明が解決しようとする課題〕
本発明の目的は、従来技術の前述欠陥を解決して、抽出剤の損失が少なく、循環抽出剤の純度が高く、アルキレンオキシドの収率が高く、エネルギー消費が少ないアルキレンオキシドの生産方法を提供することである。
【００１９】
〔課題を解決するための手段〕
具体的には、第１態様では、本発明は、アルキレンオキシドの生産方法に関し、この方法は、アルキレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する第１流れを分離塔にて分離し、アルキレンオキシド製品流れを分離塔の上部から抜き出し、抽出剤を主に塔釜流れとして分離塔の下部から排出するステップを含み、この方法は、前記分離塔の供給位置より低いサイドラインから抽出剤とジオールの共沸物を含有する第２流れを抜き出すステップをさらに含むことを特徴とする。
【００２０】
本発明の第２態様は、別のアルキレンオキシドの生産方法を提供し、この方法は、
アルキレンオキシドを含有する粗製品流れと抽出剤流れを第１精留塔に入れて、アルキレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する第１流れを塔釜から得るステップ１）と、
上記第１態様に記載の方法によって前記第１流れを分離塔に導入して分離するステップ２）と、を含む。
【００２１】
本発明の第３態様は、アルキレンオキシドの生産システムを提供し、このシステムは、
１）中下部にサイドライン抜き出し口が設けられた分離塔と、
２）前記分離塔の下部に設けられ、前記分離塔の塔底画分の一部を再沸して分離塔に戻す塔底リボイラーと、
３）前記分離塔のサイドライン抜き出し口に連通し、サイドライン抜き出し口から抜き出される液相画分を冷却して相分離する冷却器と、を備える。
【００２２】
〔発明の効果〕
本発明の発明者は、抽出剤及びジオール重質不純物が共沸物を形成でき、この共沸物が低沸点共沸物（常圧下で、ｎ−オクタンの沸点は１２５〜１２７℃、１,２−プロパンジオールの沸点は１８８．２℃であり、形成される共沸物の沸点は１２２．７℃である）であり、共沸物のタイプは不均一共沸物であり、共沸物の相分離後、上層の軽質相である抽出剤の濃度は９９．６ｗｔ％に達し、下層の重質相中の抽出剤の濃度はわずか１２ｗｔ％であることを予期せず発見した。分離塔のサイドラインの特定の位置で液相流れの一部を抜き出すことにより、抽出剤とジオール重質不純物の共沸物を得ることができ、この共沸物を簡単に冷却して相分離すると、ジオール重質不純物を抽出剤循環システムから排出し、循環抽出剤を浄化することができ、それにより、抽出剤の純度を向上させ、抽出剤の損失を低減し、アルキレンオキシドの収率を向上させる。
【００２３】
〔図面の簡単な説明〕
図１は、本発明の一好適な特定実施形態の前記方法の模式的フローチャートである。
【００２４】
図２は、本発明の別の好適な特定実施形態の前記方法の模式的フローチャートである。
【００２５】
図３は、従来技術文献ＵＳ４４０２７９４による方法の模式的フローチャートである。
【００２６】
図面には、同じ部材に同じ符号が使用されている。図面は実際の比率によるものではない。
【００２７】
〔発明を実施するための形態〕
本明細書で言及されたすべての出版物、特許出願、特許、及びその他の参考文献は、参照により本明細書に組み込まれる。別段の定義がない限り、本明細書で使用されるすべての技術用語及び科学用語は、当業者によって従来から理解されている意味を有する。矛盾する場合は、本明細書の定義が優先される。
【００２８】
本明細書では、「当業者が公知する」、「従来技術」、又は類似した用語で材料、物質、方法、ステップ、装置又は部品などを導き出す場合、この表記で導き出す対象は、本発明が提案されるときに本分野でよく使用されるものをカバーするが、今のところ一般的に使用されていないが、同様の目的に適用できると本技術分野で認められるものも含む。
【００２９】
本明細書に開示されている範囲の端点及び任意の値は、この正確な範囲又は値に限定されず、これらの範囲又は値は、これらの範囲又は値に近い値を含むと理解されるべきである。数値範囲の場合、各範囲の端点値間、各範囲の端点値と個々の点値の間、及び個々の点値の間を組み合わせて、１つ以上の新しい数値範囲を取得でき、これらの数値範囲は、本明細書で具体的に開示されていると見なされるべきである。
【００３０】
本明細書の文脈では、明示的に説明する場合を除いて、言及されていないイベント又は事項は、変更なしに本術分野で既知のイベント又は事項に直接適用可能である。さらに、本明細書に記載の実施形態のいずれも、本明細書に記載の１つ以上の他の実施形態と自由に組み合わせることができ、それにより得られる技術案又は技術的構想は、すべて本発明の元の開示又は元の記載の一部と見なされ、当業者がこの組み合わせが明らかに不合理であると思われない限り、それは本明細書で開示又は予想されなかった新しい内容と見なされるべきではない。
【００３１】
特に指定のない限り、本明細書に記載のすべての圧力は絶対圧力である。
【００３２】
本発明において、明確な説明がない場合、「第１」及び「第２」は、いずれも、順序を表すものではなく、区別するためのものに過ぎず、たとえば「第１流れ」及び「第２流れ」における「第１」及び「第２」は、同じ流れではないことを説明するためにすぎない。なお、本発明のシステムにおいて、ジオールとは、２つのアルコール性水酸基（−ＯＨ）を含む種々の物質を意味し、主にアルキレンオキシド及びその異性体がアルキレンオキシドの生産過程における反応及び分離ユニットで生成するものであり、たとえば、１,２−プロパンジオール、１,２−ブタンジオール、１,３−ブタンジオール、１,４−ブタンジオールなどである。前記第１流れ中のジオールの濃度に関しては、精製プロセスにおいて、水の存在下でアルキレンオキシド及びその異性体が連続的に加水分解して対応するジオールを生成するため、ジオールの濃度は、加水分解反応が進むにつれて増加し続ける。
【００３３】
本発明の発明者は、上記アルキレンオキシドの生産過程全体に対しては、シミュレーション計算を、プロセスシミュレーションソフトＡｓｐｅｎ  Ｐｌｕｓを用いて、ＮＲＴＬ熱力学方法により行った結果、溶剤比率が３〜４の条件では、抽出剤中のＰＧ含有量がそれぞれ０、１３ｗｔ％、及び３６ｗｔ％であるとき、混合物中のさまざまな不純物に対するＰＯの相対揮発度が低下し、つまり、循環抽出剤中のＰＧの含有量が増えるに伴い、ＰＯの精製が困難になり、最終的に分離できなくなる。生成されたプロパンジオールは、システム内の最も重質の成分（抽出剤）よりも沸点が高いため、脱重質化による分離プロセスを使用すると、追加の分離装置とエネルギー消費が必要とされる。
【００３４】
本発明の発明者はまた、分離塔の内部では塔頂から塔釜に向かうに従ってジオールの濃度が徐々に増加するが、ある位置で一定のピーク濃度に達し、その後減少することを発見し、このピーク濃度は、ジオールと抽出剤で生成される共沸物の濃度である。プロパンジオール−ｎ−オクタン系をさらに研究したところ、常圧下では、プロパンジオール−ｎ−オクタンの共沸組成は５．６５ｗｔ％：９４．３５ｗｔ％であり、圧力が増加するに伴い、共沸物は、そのプロパンジオール組成が増加し、且つ不均一共沸物であり、共沸物の相分離後、軽質相組成は０．３８ｗｔ％：９９．６２ｗｔ％、重質相組成は８８．２４ｗｔ％：１１．７６ｗｔ％である。これに基づいて、この位置で共沸物をサイドラインから抜き出すことにより、循環抽出剤中のジオール不純物を効果的に除去することができる。また、２０℃では、ジオール不純物と抽出剤の密度は大きく異なり、たとえば、２０℃では、ＰＧの密度は１０３６．２ｋｇ／ｍ３、ｎ−オクタンの密度は７０３．０ｋｇ／ｍ３であり、大きな密度のため、通常の冷却器で冷却した後は、液液分離には、高効率の液液分離装置を必要とせず、一般的な分離槽を使用するだけで十分である。したがって、分離相を分離塔のサイドラインから抜き出すことができ、それにより、ジオール不純物を効率的に除去し、循環抽出剤の純度と抽出効率を確保できる。また、簡単な冷却により、抽出剤とジオールを相分離できるため、サイドラインから抜き出した共沸物中の抽出剤を容易に循環させて使用し、ジオールの濃度を下げ、抽出剤の循環寿命を延ばすことができる。この位置は、最も良好で経済的な抜き出し位置でもある。
【００３５】
好ましくは、前記分離塔の操作条件は、温度２０〜９５℃、好ましくは３０〜８５℃、圧力０．０２〜０．４ＭＰａＡ、好ましくは０．１０〜０．３２ＭＰａＡ、前記分離塔の理論段数１５〜８０、好ましくは２０〜６５、より好ましくは２０〜５０を含む。プレート数について塔頂から塔釜へ計数すると、塔頂コンデンサは１番目の理論プレートであり、塔釜リボイラーは最後からの１番目の理論プレートである。
【００３６】
好ましくは、精留塔での抽出剤の組成分布に応じて、分離塔のサイドラインから前記第２流れを抜き出す位置が、最後からの１〜８番目のプレート、好ましくは、最後からの２〜６番目のプレート、さらに好ましくは最後からの２〜４番目のプレートにある。
【００３７】
本発明の一好適な実施形態によれば、前記アルキレンオキシドはプロピレンオキシドであり、前記ジオールは１,２−プロパンジオールであり、前記サイドライン抜き出し位置は、温度１００〜１７５℃、好ましくは１１０〜１７０℃の位置である。
【００３８】
本発明の別の好適な実施形態によれば、前記アルキレンオキシドはブチレンオキシドであり、前記ジオールは１,２−ブタンジオールであり、前記サイドライン抜き出し位置は、温度１２０〜１５０℃、好ましくは１２５〜１４５℃の位置である。
【００３９】
特に、本発明では、前記分離塔の圧力を０．０２〜０．４０ＭＰａＡ、より好ましくは０．１０〜０．３２ＭＰａＡに制御することにより、共沸温度を８０〜１８０℃、より好ましくは１１０〜１７０℃にすることができ、それによって、抽出剤の高純度及び高収率の循環を実現することは有利である。本発明者は、本発明のシステムにおいて、操作圧力が低すぎる場合、たとえば、０．０２ＭＰａＡ未満である場合、分離塔の塔頂の温度が低くなり、安価な冷却水が塔頂画分の温度を下げるための冷却媒体として使用できず、一方、操作圧力が高すぎる場合、たとえば０．４０ＭＰａＡを超える場合、分離塔の塔釜の温度が高すぎ、本発明のシステム内のプロパンジオールが脱水、重合などの反応を行い、新しい不純物が生じ、それによって分離の困難さが高くなることを見出した。
【００４０】
抽出剤の純度をさらに向上させ、アルキレンオキシドの収率を向上させ、抽出剤の損失を低減するために、本発明の別の特定実施形態によれば、分離塔のサイドラインから抜き出された前記第２流れを降温した後、液液相分離を行い、軽質相を分離塔に戻し、重質相を重質不純物として取り出し、この技術案を使用すると、抽出剤の純度を大幅に向上させ、抽出剤の損失を低減し、アルキレンオキシドの収率を向上させる。
【００４１】
抽出剤の純度をよりさらに向上させ、アルキレンオキシドの収率を向上させ、抽出剤の損失を低減するために、一好適な特定実施形態によれば、本発明の方法は、前記第１流れを導入する前記分離塔の入口の下部から前記分離塔の塔底までの間に抽出剤浄化器を設け、前記分離塔の塔釜流れの一部を第３流れとして前記抽出剤浄化器に導入して処理し、軽質成分である気相又は気液混合物の軽質成分と重質成分である液相とをそれぞれ得て、前記軽質成分を前記分離塔に戻し、前記重質成分を後処理に導入するステップをさらに含む。
【００４２】
本発明の方法の抽出剤純度をさらに向上させるために、前記第３流れは、前記分離塔の塔釜流れの全量の２〜２０重量％を占める。
【００４３】
さらに、好ましくは、前記抽出剤浄化器は、蒸留塔又は第２リボイラーである。
【００４４】
本発明の好ましい態様は、１つのリボイラーを備えた従来の分離塔の底部に１つのリボイラーを追加することであり、すなわち、２つのリボイラーが分離塔の底部に配置される。新設された装置の場合、設備への投資を節約すると同時に、抽出剤の損失量を減らし、製品品質を向上させることができ、また、変更が小さく、投資が低いため、古い装置の改修やアップグレードに特に適し、抽出剤の損失量を効果的に減らし、効果が明らかなである。したがって、特に好ましくは、前記抽出剤浄化器は第２リボイラーであり、前記第２リボイラーはケトル式リボイラーである。
【００４５】
好ましくは、前記分離塔の塔底に対する前記第１リボイラー及び前記抽出剤浄化器の高さは、前記第１リボイラーと前記抽出剤浄化器との温度差が５℃以下、好ましくは３℃以下であるように設定される。本発明において、前記抽出剤浄化器の主な機能は、抽出剤を精製することであり、理想的には、前記第１リボイラー、前記抽出剤浄化器は、前記分離塔の塔釜との間に温度差がないが、実際の工業生産プロセスにおける様々な要素を考慮して、本発明では、前記第１リボイラーと前記抽出剤浄化器との間に５℃以下、好ましくは３℃以下の温度差が許可される。
【００４６】
特に好適な特定実施形態によれば、本発明の前記第１リボイラー及び前記抽出剤浄化器の両方が、前記分離塔の塔釜に設置される。前記分離塔の塔釜に前記第１リボイラー及び前記抽出剤浄化器の両方が設置されると、抽出剤の純度が大幅に向上し、抽出剤の損失が低減し、アルキレンオキシドの収率が向上する。
【００４７】
好ましくは、前記第１リボイラーと前記第２リボイラーとの熱交換面積の比が、（５〜２）：１である。
【００４８】
好ましくは、第１流れ中、重量百分率基準で、前記抽出剤と前記アルキレンオキシドとの比率は、（２〜２５）：１、より好ましくは（３〜２０）：１、さらに好ましくは（３〜１３）：１である。
【００４９】
好ましくは、前記第１リボイラーは、サーモサイフォンリボイラー、ケトル式リボイラー及び強制循環リボイラーのうちのいずれか１種である。
【００５０】
好ましくは、前記アルキレンオキシドは、プロピレンオキシド、ブチレンオキシド又はブチレンオキシドの異性体であり、より好ましくは、前記アルキレンオキシドはブチレンオキシドであり、特に好ましくは前記アルキレンオキシドは１,２−ブチレンオキシドである。
【００５１】
好ましくは、前記ジオールは、アルキレンオキシドの加水分解生成物及び／又はアルキレンオキシドの異性体の加水分解生成物を含む。
【００５２】
本発明の生産方法に使用される原料は、アルキレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する第１流れであり、この第１流れは、好ましくはオレフィンのエポキシ化反応生成物を抽出精留した抽出生成物流れに由来する。本発明の方法で得られた精製済みの抽出剤は、抽出精留塔に戻されてリサイクル可能である。
【００５３】
アルキレンオキシドの精製に使用される抽出剤は公知のものである。一般に、Ｃ７〜Ｃ２０の直鎖及び分岐鎖の炭化水素類及び／又はジオール類が抽出剤として使用される。経済性の観点から、ｎ−オクタン、イソオクタン、２−メチルヘプタンなどのＣ８直鎖アルカンと分岐鎖アルカンの混合物が抽出剤として使用される。抽出剤のコスト低減の観点から、混合物を選択することが好ましい。
【００５４】
本発明の好適な特定実施形態によれば、アルキレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する第１流れが分離塔で精留された後、分離塔の塔釜流れには抽出剤及び重質成分が含まれる。ブチレンオキシドを例にすると、これらの重質成分には、１,２−ブタンジオール、１−ブタンジオールモノメチルエーテル、２−ブタンジオールモノメチルエーテル、ブチレンオキシド二量体、ポリブチレンオキシド、ポリ１,２−ブタンジオールエーテル及びその誘導体、又はそれらの混合物が含まれる。プロピレンオキシドを例にすると、これらの重質成分には、１,２−プロパンジオール、プロパンジオールモノメチルエーテル、プロピレンオキシド二量体、ポリプロピレンオキシド、ポリプロパンジオールエーテル及びその誘導体、又はそれらの混合物が含まれる。
【００５５】
一般的には、抽出剤の純度が変わらない場合、抽出精留の分離効果は一定である。しかし、本発明では、精製プロセス中に、副反応が起こり、ジオール及びその誘導体の不純物が生成され、これらの不純物の生成は不可避的であり、これらの不純物はシステム内に蓄積・循環することを強調する。これらの不純物は、抽出精留に対して逆効果を果たし、抽出剤の抽出効果を低下させる。抽出剤が直接排出される場合、抽出剤中の重質不純物の含有量が少ないため、抽出剤の損失が大きくなる。本発明の好ましい態様では、小型抽出剤浄化器を追加するだけで、排出流れ（すなわち、抽出剤浄化器で得られる液相重質成分）中の重質成分の濃度を１倍以上増加させ、排出抽出剤の損失量を半分以上削減させることができる。本発明によれば、抽出剤の排出量が同じである場合に、長期間の運転後、循環抽出剤中の重質不純物含有量は、直接排出方式の５０％である。直接排出方式を採用する場合、アルキレンオキシドの製品品質を向上させるためには、アルキレンオキシドの収率を低下させる必要があり、さもなければ、製品品質を保証することができなくなる。
【００５６】
以下、図面を参照して本発明を詳細に説明するが、本発明の保護範囲はこれに限定されず、添付の特許請求の範囲によって定められる。
【００５７】
本発明によれば、図１では、アルキレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する第１流れ１は分離塔Ｃに入り、アルキレンオキシド製品流れ３は分離塔の塔頂から除去され、抽出剤流れ２は分離塔の底部から除去され、除去された抽出剤は、前の抽出精留塔（図示せず）に戻してリサイクルすることができる。分離塔Ｃの底部には、第１リボイラーＡが設けられており、第１リボイラー供給流れ４により塔釜液が第１リボイラーＡに送られて加熱され、第１リボイラー吐出流れ５が得られ、分離塔Ｃの下部に戻り、抽出剤とジオールの共沸物を含有する第２流れ９は分離塔Ｃのサイドラインから抜き出され、冷却器Ｄに送られて冷却され、冷却された第２流れ１０が得られ、次に、この冷却された第２流れ１０は相分離器Ｅ（例えば、従来の分離タンクなど）に入って液液相分離を行い、軽質相１１（主に抽出剤を含む）は分離塔に戻されてリサイクルされ、重相１２（主にジオールを含む）はシステムから排出される。
【００５８】
本発明によれば、図２では、アルキレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する第１流れ１は分離塔Ｃに入り、アルキレンオキシド製品流れ３は分離塔の塔頂から除去され、抽出剤流れ２は分離塔の底部から除去され、抽出剤とジオールの共沸物を含有する第２流れ９は、分離塔Ｃのサイドラインから抜き出され、冷却器Ｄに送られて冷却され、冷却された第２流れ１０が得られ、次に、この冷却された第２流れ１０は相分離器Ｅに入って液液相分離を行い、軽質相１１（主に抽出剤を含む）は分離塔に戻されてリサイクルされ、重質相１２（主にジオールを含む）はシステムから排出される。分離塔Ｃの底部には、第１リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂが設けられており、第１リボイラー供給流れ４により塔釜流れの一部が第１リボイラーＡに送られて加熱され、第１リボイラー吐出流れ５が得られ、第１リボイラー吐出流れ５は分離塔Ｃの下部に循環し、抽出剤浄化器供給流れ６により塔釜流れの一部が抽出剤浄化器Ｂに送られて加熱され、気相軽質成分である抽出剤浄化器吐出流れ８と液相重質成分である重質不純物流れ−排出流れ７が得られ、そのうち、抽出剤浄化器吐出流れ８は分離塔Ｃの下部に戻り、重質不純物流れ−排出流れ７は、抽出液浄化器Ｂの底部から排出される。
【００５９】
本発明の発明者は、上記アルキレンオキシドの生産過程全体に対しては、シミュレーション計算を、プロセスシミュレーションソフトＡｓｐｅｎ  Ｐｌｕｓを用いて、ＮＲＴＬ熱力学方法により行った結果、供給原料の組成は９８．９９ｗｔ％（プロピレンオキシド、ＰＯ）、０．１ｗｔ％（アセトアルデヒド）、０．１ｗｔ％（メタノール）、０．０１ｗｔ％（ギ酸メチル）、０．８％（水）であり、装置の規模は１００,０００トン／年純度９９．９９ｗｔ％以上のＰＯ製品であり、年間稼働時間は８０００時間であり、これによれば、粗製ＰＯの供給流量は１２６４３ｋｇ／ｈであり、供給温度は５０℃であり、供給圧力は３００ｋＰａである。設計要件：ＰＯ製品の流量１２５００ｋｇ／ｈ、ＰＯ含有量９９．９９ｗｔ％以上、ギ酸メチル含有量５ｗｔｐｐｍ以下、水分含有量１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド含有量５ｗｔｐｐｍ以下。
【００６０】
プロセス条件を下記の表１に示し、結果を下記の表２に示す。
【００６１】
【表１】
2021504425.tif 000003
【００６２】
【表２】
2021504425.tif 000004
表２のデータからわかるように、循環抽出剤中のＰＧ含有量が２重量％まで蓄積すると、同じ製品仕様の要件を満たす場合、従来のプロセスでは、より高い溶剤比とより高いエネルギー消費が必要である。このことから、サイドラインからジオール不純物を除去する本発明のプロセスには明らかな利点があることがわかる。
【００６３】
図３は従来技術であり、１,２−ブチレンオキシドと抽出剤を含有する供給流れ１は、分離塔Ｃに送られ、１,２−ブチレンオキシド製品流れ３１は、分離塔の頂部から除去され、抽出剤流れ２は分離塔の底部から除去され、分離塔Ｃの底部には第１リボイラーＡが設けられており、第１リボイラー供給流れ４により塔釜液が第１リボイラーＡに送られて加熱され、第１リボイラー吐出流れ５が得られ、第１リボイラー吐出流れ５は分離塔Ｃの下部に送られ、抽出剤流れ２は重質不純物流れ−流出流れ７としての流れを分離して分離システムから排出する。抽出剤の一部と重質成分が排出されることで抽出剤中の反応副生成物と誘導体の蓄積を減らすため、大量の抽出剤が失われる。
【００６４】
本発明は、アルキレンオキシドの生産システムをさらに提供し、このシステムは、
１）下部にサイドライン抜き出し口が設けられた分離塔と、
２）前記分離塔の下部に設けられ、前記分離塔の塔底画分の一部を再沸して分離塔に戻す塔底リボイラーと、
３）前記分離塔のサイドライン抜き出し口に連通し、サイドライン抜き出し口から抜き出される液相画分を冷却して相分離する冷却器と、を備える。
【００６５】
好ましくは、前記分離塔のプレート数が１５〜８０枚であり、塔頂から塔釜へ計数すると、前記サイドライン抜き出し口の位置が、１〜８番目、好ましくは２〜６番目のプレートにある。
【００６６】
好ましくは、前記冷却器で冷却して相分離して得た軽質相を分離塔に戻し、重質相を外部へ排出する。前記のように、ジオール不純物と抽出剤との密度の差が大きいため、簡単に冷却して相分離するだけでは、両方を分離することができ、このため、前記冷却器は、上記冷却、相分離機能を実現し得る装置であってよい。
【００６７】
好ましくは、このシステムは、抽出剤浄化器をさらに備え、前記抽出剤浄化器は、前記分離塔の中央部又は下部に設けられ、前記分離塔の塔底画分の一部を受けて浄化し、そのうちの沸点が抽出剤よりも高い液相重質成分を除去し、主に抽出剤である気相又は気液混合相の軽質成分を得て、前記分離塔に戻す。
【００６８】
好ましくは、前記抽出剤浄化器は、リボイラー、より好ましくはケトル式リボイラーである。
【００６９】
好ましくは、前記分離塔の塔底リボイラーと前記抽出剤浄化器との熱交換面積の比が（５〜２）：１である。即ち、前記塔底リボイラーに入る画分と、前記抽出剤浄化器のリボイラーに入る画分との流量比が（５〜２）：１である。
【００７０】
好ましくは、前記分離塔のプレート数が１５〜８０枚であり、塔頂から塔釜へ計数すると、前記抽出剤浄化器の供給位置が、最後からの０〜４番目、好ましくは最後からの０〜２枚のプレートにある。
【００７１】
好ましくは、前記抽出剤浄化器の供給位置は、前記塔底リボイラーの供給位置よりも０〜４枚のプレート分高い。
【００７２】
好ましくは、前記抽出剤浄化器は、配管を介して前記分離塔に連通する。
【００７３】
以下、特定の実施例を通じて本発明をさらに詳述する。以下の実施例及び比較例の結果は、８００時間の安定運転後のシステムの結果から取得したものである。材料の純度は、中国国家標準ガスクロマトグラフィーＧＢ／Ｔ９７２２−２００６方法によって測定される。以下の「ｗｔｐｐｍ」は、重量ｐｐｍを意味する。
〔実施例１〕
図１に示されるプロセスフローに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は１２：１であり、分離塔の理論段数は３０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、第１リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１０ＭＰａＡ、温度６８℃、サイドラインで抜き出す共沸物の温度１２９℃、ジオール含有量５．４４ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出す。
【００７４】
分離塔の頂部で得た１,２−ブチレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．８１％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．００％、抽出剤の損失０．０４３％。
〔実施例２〕
図１に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は１０：１であり、分離塔の理論段数は３０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１０ＭＰａＡ、温度６８℃、サイドラインで抜き出す共沸物の温度１２９℃、ジオール含有量５．４４ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出す。
【００７５】
分離塔の頂部で得た１,２−ブチレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．８２％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．００％、抽出剤の損失０．０４６％。
〔実施例３〕
図１に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は８：１であり、分離塔の理論段数は３０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１０ＭＰａＡ、温度６８℃、サイドラインで抜き出す共沸物の温度１２９℃、ジオール含有量５．４４ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出す。
【００７６】
分離塔の頂部で得た１,２−ブチレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．８４％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．００％、抽出剤の損失０．０４７％。
〔実施例４〕
図１に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は６：１であり、分離塔の理論段数は３０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１０ＭＰａＡ、温度６８℃、サイドラインで抜き出す共沸物の温度１２９℃、ジオール含有量５．４４ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出す。
【００７７】
分離塔の頂部で得た１,２−ブチレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．８３％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．００％、抽出剤の損失０．０４８％。
〔実施例５〕
図１に示されるフローチャートに従って、抽出剤はＣ８飽和アルカン混合物であり、１,２−ブチレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は６：１であり、分離塔の理論段数は３０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１０ＭＰａＡ、温度６８℃、サイドラインで抜き出す共沸物の温度１２５℃、ジオール含有量５．０１ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出す。
【００７８】
分離塔の頂部で得た１,２−ブチレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．８０％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．００％、抽出剤の損失０．０４９％。
〔実施例６〕
図１に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は１０：１であり、分離塔の理論段数は１５であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の１番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１２ＭＰａＡ、温度７３℃、サイドラインで抜き出す共沸物の温度１３５℃、ジオール含有量５．９３ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出す。
【００７９】
分離塔の頂部で得た１,２−ブチレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．８３％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．００％、抽出剤の損失０．０４２％。
〔実施例７〕
図１に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は１０：１であり、分離塔の理論段数は４５であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の３番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１３ＭＰａＡ、温度７６℃、サイドラインで抜き出す共沸物の温度１３７．５℃、ジオール含有量６．１６ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出す。
【００８０】
分離塔の頂部で得た１,２−ブチレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．８４％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．００％、抽出剤の損失０．０４１％。
〔実施例８〕
図１に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は１０：１であり、分離塔の理論段数は６０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の４番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１５ＭＰａＡ、温度７７℃、サイドラインで抜き出す共沸物の温度１３８℃、ジオール含有量６．２１ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出す。
【００８１】
分離塔の頂部で得た１,２−ブチレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．８４％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．００％、抽出剤の損失０．０４０％。
〔実施例９〕
図１に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は１０：１であり、分離塔の理論段数は６５であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の６番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１７ＭＰａＡ、温度８０℃、サイドラインで抜き出す共沸物の温度１４２℃、ジオール含有量６．６０ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出す。
【００８２】
分離塔の頂部で得た１,２−ブチレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．８５％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．００％、抽出剤の損失０．０３９％。
〔実施例１０〕
図１に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−プロピレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は６：１であり、分離塔の理論段数は２０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の１番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１０ＭＰａＡ、温度３４．１℃、サイドラインで抜き出す共沸物の温度１１２．８℃、ジオール含有量６．８６ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出す。
【００８３】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．８５％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．００％、抽出剤の損失０．０３５％。
〔実施例１１〕
図１に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−プロピレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は６：１であり、分離塔の理論段数は３０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１６ＭＰａＡ、温度４７．９℃、サイドラインで抜き出す共沸物の温度１３４．８℃、ジオール含有量８．１４ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出す。
【００８４】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．８６％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．００％、抽出剤の損失０．０３０％。
〔実施例１２〕
図１に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−プロピレンオキシド、抽出剤及びジオールを含有する流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は６：１であり、分離塔の理論段数は４０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．３２ＭＰａＡ、温度７１．１℃、サイドラインで抜き出す共沸物の温度１５９．８℃、ジオール含有量１０．６３ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出す。
【００８５】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．８７％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．００％、抽出剤の損失０．０２８％。
〔実施例１３〕
図２に示されるプロセスフローに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシド、抽出剤及び重質不純物を含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−プロピレンオキシドの比率は１２：１であり、分離塔の理論段数は３０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１０ＭＰａＡ、温度６８℃、サイドラインで抜き出す共沸物の共沸温度１２９℃、ジオール含有量５．４４ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出し、抽出剤浄化器の底部の重質不純物流れを濃縮させて抜き出す。分離塔リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、リボイラーＡとリボイラーＢとの熱交換面積の比は５：１である。抽出剤浄化器に入る流れは分離塔の塔釜流れの全量の３重量％である。
【００８６】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．９３％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．５０％、抽出剤の損失０．００７％。
〔実施例１４〕
図２に示されるプロセスフローに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシド、抽出剤及び重質不純物を含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−プロピレンオキシドの比率は１０：１であり、分離塔の理論段数は３０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１０ＭＰａＡ、温度６８℃、サイドラインで抜き出す共沸物の共沸温度１２９℃、ジオール含有量５．４４ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出し、抽出剤浄化器の底部の重質不純物流れを濃縮させて抜き出す。分離塔リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、リボイラーＡとリボイラーＢとの熱交換面積の比は５：１である。抽出剤浄化器に入る流れは分離塔の塔釜流れの全量の３重量％である。
【００８７】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．９４％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．５０％、抽出剤の損失０．００８％。
〔実施例１５〕
図２に示されるプロセスフローに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシド、抽出剤及び重質不純物を含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−プロピレンオキシドの比率は６：１であり、分離塔の理論段数は３０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１０ＭＰａＡ、温度６８℃、サイドラインで抜き出す共沸物の共沸温度１２９℃、ジオール含有量５．４４ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出し、抽出剤浄化器の底部の重質不純物流れを濃縮させて抜き出す。分離塔リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、リボイラーＡとリボイラーＢとの熱交換面積の比は５：１である。抽出剤浄化器に入る流れは分離塔の塔釜流れの全量の３重量％である。
【００８８】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．９６％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．５０％、抽出剤の損失０．００９％。
〔実施例１６〕
図２に示されるプロセスフローに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−プロピレンオキシド、抽出剤及び重質不純物を含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−プロピレンオキシドの比率は６：１であり、分離塔の理論段数は２０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の１番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１０ＭＰａＡ、温度３４．１℃、サイドラインで抜き出す共沸物の共沸温度１１２．８℃、ジオール含有量６．８６ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出し、抽出剤浄化器の底部の重質不純物流れを濃縮させて抜き出す。分離塔リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、リボイラーＡとリボイラーＢとの熱交換面積の比は５：１である。抽出剤浄化器に入る流れは分離塔の塔釜流れの全量の３重量％である。
【００８９】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．９５％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．５０％、抽出剤の損失０．００８％。
〔実施例１７〕
図２に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−プロピレンオキシド、抽出剤及び重質不純物流れを含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−プロピレンオキシドの比率は６：１であり、分離塔の理論段数は３０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．１６ＭＰａＡ、温度４７．９℃、サイドラインで抜き出す共沸物の共沸温度１３４．８℃、ジオール含有量８．１４ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出し、抽出剤浄化器の底部の重質不純物流れを濃縮させて抜き出す。分離塔リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、リボイラーＡとリボイラーＢとの熱交換面積の比は５：１である。抽出剤浄化器に入る流れは分離塔の塔釜流れの全量の３重量％である。
【００９０】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．９６％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．５０％、抽出剤の損失０．００７％。
〔実施例１８〕
図２に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−プロピレンオキシド、抽出剤及び重質不純物流れを含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−プロピレンオキシドの比率は６：１であり、分離塔の理論段数は４０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．３２ＭＰａＡ、温度７１．１℃、サイドラインで抜き出す共沸物の共沸温度１５９．８℃、ジオール含有量１０．６３ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出し、抽出剤浄化器の底部の重質不純物流れを濃縮させて抜き出す。分離塔リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、リボイラーＡとリボイラーＢとの熱交換面積の比は５：１である。抽出剤浄化器に入る流れは分離塔の塔釜流れの全量の３重量％である。
【００９１】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．９７％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．５０％、抽出剤の損失０．００５％。
〔実施例１９〕
図２に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−プロピレンオキシド、抽出剤及び重質不純物流れを含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−プロピレンオキシドの比率は６：１であり、分離塔の理論段数は４６であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の３番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．４０ＭＰａＡ、温度７９．４℃、サイドラインで抜き出す共沸物の共沸温度１６８．８℃、ジオール含有量１１．６２ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出し、抽出剤浄化器の底部の重質不純物流れを濃縮させて抜き出す。分離塔リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、リボイラーＡとリボイラーＢとの熱交換面積の比は５：１である。抽出剤浄化器に入る流れは分離塔の塔釜流れの全量の３重量％である。
【００９２】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．９７％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．５０％、抽出剤の損失０．００４％。
〔実施例２０〕
図２に示されるフローチャートに従って、抽出剤はＣ８飽和アルカン混合物であり、１,２−プロピレンオキシド、抽出剤及び重質不純物流れを含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−プロピレンオキシドの比率は１２：１であり、分離塔の理論段数は３０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．２８ＭＰａＡ、温度６６．３℃、サイドラインで抜き出す共沸物の共沸温度１５６．３℃、ジオール含有量９．７６ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出し、抽出剤浄化器の底部の重質不純物流れを濃縮させて抜き出す。分離塔リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、リボイラーＡとリボイラーＢとの熱交換面積の比は４：１である。抽出剤浄化器に入る流れは分離塔の塔釜流れの全量の８重量％である。
【００９３】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．９５％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．５０％、抽出剤の損失０．００６％。
〔実施例２１〕
図２に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−プロピレンオキシド、抽出剤及び重質不純物流れを含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−プロピレンオキシドの比率は６：１であり、分離塔の理論段数は３０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．２８ＭＰａＡ、温度６６．３℃、サイドラインで抜き出す共沸物の共沸温度１５５．６℃、ジオール含有量９．８８ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出し、抽出剤浄化器の底部の重質不純物流れを濃縮させて抜き出す。分離塔リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、リボイラーＡとリボイラーＢとの熱交換面積の比は４：１である。抽出剤浄化器に入る流れは分離塔の塔釜流れの全量の１３重量％である。
【００９４】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．９６％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．５０％、抽出剤の損失０．００６％。
〔実施例２２〕
図２に示されるフローチャートに従って、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−プロピレンオキシド、抽出剤及び重質不純物流れを含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−プロピレンオキシドの比率は４：１であり、分離塔の理論段数は３０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．２８ＭＰａＡ、温度６６．３℃、サイドラインで抜き出す共沸物の共沸温度１５４．６℃、ジオール含有量９．９１ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出し、抽出剤浄化器の底部の重質不純物流れを濃縮させて抜き出す。分離塔リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、リボイラーＡとリボイラーＢとの熱交換面積の比は３：１である。抽出剤浄化器に入る流れは分離塔の塔釜流れの全量の１６重量％である。
【００９５】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．９７％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．５０％、抽出剤の損失０．００６％。
〔実施例２３〕
図２に示されるフローチャートに従って、抽出剤はＣ８飽和炭化水素類混合物であり、１,２−プロピレンオキシド、抽出剤及び重質不純物流れを含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−プロピレンオキシドの比率は４：１であり、分離塔の理論段数は３０であり、分離塔のサイドライン抜き出し位置は、リボイラーの戻し口の上の２番目の理論プレートにある。分離塔は、操作圧力０．２８ＭＰａＡ、温度６６．３℃、サイドラインで抜き出す共沸物の共沸温度１５４．６℃、ジオール含有量９．９１ｗｔ％であり、サイドラインからジオールを濃縮させて抜き出し、抽出剤浄化器の底部の重質不純物流れを濃縮させて抜き出す。分離塔リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、リボイラーＡとリボイラーＢとの熱交換面積の比は２：１である。抽出剤浄化器に入る流れは分離塔の塔釜流れの全量の２０重量％である。
【００９６】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９５％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．９７％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．５０％、抽出剤の損失０．００６％。
〔実施例２４〕
図２に示されるフローチャートに従って、サイドラインから抜き出した共沸物を降温した後に相分離し、軽質相を分離塔に戻し、重質相を不純物として外部へ排出する以外、実施例２３に記載のプロセス条件と同様である。
【００９７】
分離塔の頂部で得た１,２−プロピレンオキシド製品の純度９９．９９％、水１０ｗｔｐｐｍ以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド１０ｗｔｐｐｍ以下、酸５ｗｔｐｐｍ以下、回収率９９．９９％、分離塔の底部での抽出剤の純度９９．９９％、抽出剤の損失０．００１％以下。
〔比較例１〕
図３に示されるプロセスフローに従って、分離塔の操作条件は、塔頂の気相温度１０３℃、圧力０．２２ＭＰａＧを含み、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシドと抽出剤を含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は８：１であり、分離塔リボイラーＡは強制循環リボイラーを用いる。
【００９８】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度９９．９５％、回収率９６．３８％、分離塔の底部での抽出剤の純度９８．０％、抽出剤の損失２．０２％。
【００９９】
さらに、〔実施例１〕に比べて、１トンあたりの１,２−ブチレンオキシドを精製するために必要な分離エネルギー消費は４．５％増える。
〔比較例２〕
図３に示されるプロセスフローに従って、分離塔の操作条件は、塔頂の気相温度１０３℃、圧力０．２２ＭＰａＧを含み、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシドと抽出剤を含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は６：１、分離塔リボイラーＡは強制循環リボイラーを用いる。
【０１００】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度９９．９５％、回収率９８．５０％、分離塔の底部での抽出剤の純度９７．０％、抽出剤の損失２．２０％。
〔比較例３〕
図３に示されるプロセスフローに従って、分離塔の操作条件は、塔頂の気相温度１０３℃、圧力０．２２ＭＰａＧを含み、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシドと抽出剤を含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は４：１、分離塔リボイラーＡは強制循環リボイラーを用いる。
【０１０１】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度９９．９５％、回収率９８．８８％、分離塔の底部での抽出剤の純度９７．５％、抽出剤の損失２．４５％。
〔比較例４〕
図３に示されるプロセスフローに従って、分離塔の操作条件は、塔頂の気相温度１０３℃、圧力０．２２ＭＰａＧを含み、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシドと抽出剤を含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は３：１、分離塔リボイラーＡは強制循環リボイラーを用いる。
【０１０２】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度９９．９５％、回収率９７．１３％、分離塔の底部での抽出剤の純度９８．０％、抽出剤の損失２．６２％。
〔比較例５〕
図３に示されるプロセスフローに従って、分離塔の操作条件は、塔頂の気相温度１０３℃、圧力０．２２ＭＰａＧを含み、重質不純物流れ−排出流れは水洗された後リサイクルされ、それにより抽出剤の損失を低減し、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−ブチレンオキシドと抽出剤を含有する供給流れ中、重量百分率基準で抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は６：１、分離塔リボイラーＡは強制循環リボイラーを用いる。
【０１０３】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度９９．９５％、回収率９７．５８％、分離塔の底部での抽出剤の純度９７．５０％、抽出剤の損失１．７２％。
【０１０４】
さらに、〔実施例１〕に比べて、１トンあたりの１,２−ブチレンオキシドを精製するために必要な分離エネルギー消費は６．８％増える。
〔比較例６〕
図３に示されるプロセスフローに従って、分離塔の操作条件は、塔頂の気相温度１４３℃、圧力０．２２ＭＰａＧを含み、抽出剤はｎ−オクタンであり、１,２−プロピレンオキシドと抽出剤を含有する供給流れ中、重量百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は８：１、分離塔リボイラーＡは強制循環リボイラーを用いる。
【０１０５】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度９９．９５％、回収率９６．４２％、分離塔の底部での抽出剤の純度９８．５％、抽出剤の損失１．９５％。
〔符号の説明〕
【０１０６】
【表３】
2021504425.tif 000005
【図面の簡単な説明】
【０１０７】
【図１】図１は、本発明の一好適な特定実施形態の前記方法の模式的フローチャートである。
【図２】図２は、本発明の別の好適な特定実施形態の前記方法の模式的フローチャートである。
【図３】図３は、従来技術文献ＵＳ４４０２７９４による方法の模式的フローチャートである。
【図１】
2021504425.tif 000006
【図２】
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【図３】
2021504425.tif 000008
【国際調査報告】
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