(57)【要約】  本発明は、アルキレンオキシドの生産方法及びシステムを開示し、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、エネルギー消費が増えるという従来技術の問題を主に解決する。アルキレンオキシドと抽出剤を含有する流れを、塔釜リボイラーを備えた分離塔にて分離するステップを含む前記方法において、分離塔の塔釜流れの一部を抽出剤浄化器に入れて処理し、得た気相軽質成分を分離塔に戻し、液相重質成分を後処理に供することを特徴とする。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。
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【特許請求の範囲】
【請求項１】
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と抽出剤を含有する流れを分離塔にて蒸留し、主にアルキレンオキシドである流れを塔頂から得て、主に抽出剤である流れを塔釜から得るステップ１）と、
塔釜から得た主に抽出剤である流れを少なくとも３本に分け、第１流れを塔釜リボイラーで加熱して塔釜から分離塔に戻し、第２流れを循環抽出剤として使用し、第３流れを抽出剤浄化器に送って浄化し、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物の軽質成分を得るステップ２）と、
前記した主に抽出剤である気相又は気液混合物の軽質成分を前記分離塔に戻すステップ３）と、を含むアルキレンオキシドの生産方法。
【請求項２】
前記第３流れは、前記分離塔の塔釜で得た、主に抽出剤である流れの全量の２〜２０重量％である、請求項１に記載の方法。
【請求項３】
塔頂で得た主にアルキレンオキシドである流れ中、アルキレンオキシドの含有量は９９．９５重量％以上であり、抽出剤の含有量は０．０５重量％以下であり、塔釜で得た主要に抽出剤である流れ中、抽出剤の含有量は９９重量％以上であり、アルキレンオキシドの含有量は１重量％以下である、請求項１又は２に記載の方法。
【請求項４】
前記抽出剤浄化器は蒸留塔又はリボイラーである、請求項１〜３のいずれか１項に記載の方法。
【請求項５】
前記抽出剤浄化器はリボイラーであり、前記リボイラーは、好ましくはケトル式リボイラーであり、さらに好ましくは前記リボイラーは前記分離塔の供給口よりも下方にある、である請求項４に記載の方法。
【請求項６】
前記分離塔の塔釜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５に記載の方法。
【請求項７】
前記塔釜リボイラーに入る第１流れの温度と前記抽出剤浄化器に入る第３流れの温度との差が、塔釜では、５℃以下、好ましくは、３℃以下である、請求項５又は６に記載の方法。
【請求項８】
前記分離塔の操作条件は、塔頂の気相温度６０〜１３０℃、塔頂温度３０〜８０℃、圧力０．０４〜０．４０ＭＰａＧ、プレート数１５〜８０枚を含む、請求項１〜７のいずれか１項に記載の方法。
【請求項９】
アルキレンオキシドと抽出剤を含有する流れ中、モル百分率基準で、前記抽出剤と前記アルキレンオキシドの比率は、（２〜１５）：１、好ましくは（３〜１０）：１、より好ましくは（５〜７）：１である、請求項１〜８のいずれか１項に記載の方法。
【請求項１０】
前記塔釜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１〜９のいずれか１項に記載の方法。
【請求項１１】
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、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、より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、請求項１〜１０のいずれか１項に記載の方法。
【請求項１２】
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精留塔に送って抽出精留し、アルキレンオキシドと抽出剤を含有する流れを塔釜から得るステップ１）と、
アルキレンオキシドと抽出剤を含有する流れを分離塔にて蒸留し、主にアルキレンオキシドである流れを塔頂から得て、主に抽出剤である流れを塔釜から得るステップ２）と、
塔釜から得た主に抽出剤である流れを少なくとも３本に分け、第１流れを塔釜リボイラーで加熱して塔釜から分離塔に戻し、第２流れを循環抽出剤として使用し、第３流れを抽出剤浄化器に送って浄化し、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物の軽質成分を得るステップ３）と、
前記した主に抽出剤である気相又は気液混合物の軽質成分を前記分離塔に戻すステップ４）と、を含むアルキレンオキシドの生産方法。
【請求項１３】
前記第３流れは、前記分離塔の塔釜で得た、主に抽出剤である流れの全量の２〜２０重量％である、請求項１２に記載の方法。
【請求項１４】
塔頂で得た主にアルキレンオキシドである流れ中、アルキレンオキシドの含有量は９９．９５重量％以上であり、抽出剤の含有量は０．０５重量％以下であり、塔釜で得た主に抽出剤である流れ中、抽出剤の含有量は９９重量％以上であり、アルキレンオキシドの含有量は１重量％以下である、請求項１２又は１３に記載の方法。
【請求項１５】
前記抽出剤浄化器は蒸留塔又はリボイラーである、請求項１２〜１４のいずれか１項に記載の方法。
【請求項１６】
前記抽出剤浄化器はリボイラーであり、好ましくは前記リボイラーはケトル式リボイラーであり、さらに好ましくは前記リボイラーは前記分離塔の中央部又は底部にある、請求項１５に記載の方法。
【請求項１７】
前記分離塔の塔釜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１６に記載の方法。
【請求項１８】
前記塔釜リボイラーに入る第１流れの温度と、前記抽出剤浄化器に入る第３流れの温度との差が、５℃以下、好ましくは３℃以下である、請求項１２〜１７のいずれか１項に記載の方法。
【請求項１９】
前記分離塔の操作条件は、塔頂の気相温度６０〜１３０℃、塔頂温度３０〜８０℃、圧力０．０４〜０．４０ＭＰａＧ、プレート数１５〜８０枚を含む、請求項１２〜１８のいずれか１項に記載の方法。
【請求項２０】
アルキレンオキシドと抽出剤を含有する流れ中、モル百分率基準で、前記抽出剤と前記アルキレンオキシドの比率は（２〜１５）：１、好ましくは（３〜１０）：１、より好ましくは（５〜７）：１である、請求項１２〜１９のいずれか１項に記載の方法。
【請求項２１】
前記塔釜リボイラーは、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１２〜２０のいずれか１項に記載の方法。
【請求項２２】
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、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、より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、請求項１２〜２１のいずれか１項に記載の方法。
【請求項２３】
アルキレンオキシドの生産システムであって、
１）塔釜流れを分離塔から導出し得る出口を塔釜に有する分離塔と、
２）前記分離塔の下部に設けられ、前記分離塔の塔釜画分の一部を再沸して分離塔に戻すリボイラーと、
３）前記分離塔の供給位置の下方に設けられ、前記分離塔の塔釜画分の一部を浄化し、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物の軽質成分を得て、前記分離塔の塔釜に戻す抽出剤浄化器と、を備えるアルキレンオキシドの生産システム。
【請求項２４】
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２３に記載のシステム。
【請求項２５】
前記分離塔の塔釜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２４に記載のシステム。
【請求項２６】
前記分離塔のプレート数が１５〜８０枚であり、画分の流動方向に応じて、前記抽出剤浄化器の供給位置が、最後からの０〜６番目、好ましくは０〜４番目のプレートにある、請求項２４又は２５に記載のシステム。
【請求項２７】
前記抽出剤浄化器の供給位置が、前記塔釜リボイラーの供給位置よりも０〜４枚のプレート分高い、請求項２６に記載のシステム。
【請求項２８】
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２３〜２７のいずれか１項に記載のシステム。
【請求項２９】
アルキレンオキシドの生産システムであって、
１）アルキレンオキシドを含有する粗製品流れを抽出精留する抽出精留塔と、
２）抽出精留塔からの塔釜流れを分離して、主にアルキレンオキシドである流れを塔頂から得て、主に抽出剤である流れを塔釜から得る分離塔と、
３）前記分離塔の下部に設けられ、前記分離塔の塔釜画分の一部を再沸して分離塔に戻す塔釜リボイラーと、
４）前記分離塔の供給位置の下方に設けられ、前記分離塔の塔釜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重質成分を除去し、主に抽出剤である気相又は気液混合物の軽質成分を得て前記分離塔に戻す抽出剤浄化器と、を備えるアルキレンオキシドの生産システム。
【請求項３０】
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２９に記載のシステム。
【請求項３１】
前記分離塔の塔釜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３０に記載のシステム。
【請求項３２】
前記分離塔のプレート数が１５〜８０枚であり、画分の流動方向に応じて、前記抽出剤浄化器の供給位置が、０〜６番目、好ましくは０〜４番目のプレートにある、請求項３０又は３１に記載のシステム。
【請求項３３】
前記抽出剤浄化器の供給位置が、前記塔釜リボイラーの供給位置よりも０〜４枚のプレート分高い、請求項３２に記載のシステム。
【請求項３４】
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２９〜３３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〕
プロピレンオキシド（ＰＯ）は、主にポリエーテルポリオール、プロパンジオール及びプロパンジオールエーテルの生産に使用され、プロピレン誘導体のうち、その産量がポリプロピレンだけに次いで、２番目のプロピレン誘導体である。統計によると、２０１１年、世界中の総消費量に対して、ポリエーテルポリオールの生産に使用されるプロピレンオキシドは、約６６％、プロパンジオールの生産に使用されるプロピレンオキシドは約１７％、プロパンジオールエーテルの生産に使用されるプロピレンオキシドは約６％を占める。２０１１年のプロピレンオキシドの世界生産能力は８８２．２万トンで、２０１６年には１,０００万トンを超えた。２０２０年までに、プロピレンオキシドの生産能力は年間１２００万トンに達し、需要量は年間１０００万トンに達すると予測されている。長期的には、世界中のプロピレンオキシド市場が期待できる。
【０００３】
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。
【０００４】
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。
【０００５】
国家標準では、プロピ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、プロピレンオキシド９９．９５％以上、水０．０２％以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド０．００５％以下、酸０．００３％以下である。
【０００６】
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。
【０００７】
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。
【０００８】
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。
【０００９】
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。
【００１０】
粗製ブチレンオキシドには水、メタノールが含まれており、分離時に水がさらに添加されるため、ブチレンオキシドの精製プロセスには、以下の反応が起こる。
【００１１】
【化１】
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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。
【００１２】
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。
【００１３】
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。
【００１４】
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。
【００１５】
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。
【００１６】
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が、アルデヒド類不純物の分離が言及されていない。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、抽出蒸留塔の塔釜流れは、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、抽出剤中の反応副生成物及び誘導体の蓄積を減らすために、抽出剤と重質成分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流れ中の重質成分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。
【００１７】
また、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でバッチ式で、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。
【００１８】
同様に、プロピレンオキシド系では、プロピレンオキシドは加水分解されて１,２−プロパンジオールを生成する。１,２−プロパンジオールの水への溶解度はプロピレンオキシドにより小さい。プロピレンオキシドはメタノールと反応してプロパンジオールモノメチルエーテルを生成する。プロピレンオキシドは、重合反応して、プロピレンオキシド二量体やポリプロピレンオキシドなどのポリマーを生成する。
【００１９】
プロピレンオキシドは、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、ポリプロパンジオールエーテル及びその誘導体を生成する。ポリプロパンジオールエーテル及びその誘導体のいずれも、水での溶解度と有機相での溶解度が低い。
【００２０】
前記のように、従来技術は、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が必要であるという現状である。
【００２１】
〔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、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。
【００２２】
〔課題を解決するための手段〕
具体的には、本発明の第１態様は、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、ジオール、及びアルコールエーテルなどの重質成分を含有する流れを分離塔にて精留し、主にアルキレンオキシドである流れを塔頂から得て、主に抽出剤である流れを塔釜から得るステップ１）と、
塔釜から得た主に抽出剤である流れを少なくとも３本に分け、第１流れを塔釜リボイラーで加熱して塔釜から分離塔に戻し、第２流れを循環抽出剤として使用し、第３流れを抽出剤浄化器に送って浄化し、そのうちの沸点が抽出剤よりも高い重質成分を除去し、主に抽出剤である気相又は気液混合物の軽質成分を得るステップ２）と、
前記した主に抽出剤である気相又は気液混合物の軽質成分を前記分離塔に戻すステップ３）と、を含む。
【００２３】
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、抽出剤、ジオール及びアルコールエーテルなどの重質成分を抽出精留塔に送って抽出精留し、アルキレンオキシド、抽出剤、ジオール及びアルコールエーテルなどの重質成分を含有する流れを塔釜から得て、ここで、ジオール、アルコールエーテルは、アルキレンオキシドを含有する粗製品流れによるものも、抽出精留塔の分離過程に発生する化学反応によるものも含むステップ１）と、
アルキレンオキシド、抽出剤、ジオール及びアルコールエーテルなどの重質成分を含有する流れを分離塔にて精留分離し、主にアルキレンオキシドである流れを塔頂から得て、主に抽出剤である流れを塔釜から得る、ステップ２）と、
塔釜から得た主に抽出剤である流れを少なくとも３本に分け、第１流れを塔釜リボイラーで加熱して塔釜から分離塔に戻し、第２流れを循環抽出剤として抽出精留塔に入れて使用し、第３流れを抽出剤浄化器に送って浄化し、そのうちの沸点が抽出剤よりも高いジオール、アルコールエーテルなどの重質成分を除去し、主に抽出剤である気相又は気液混合物の軽質成分を得るステップ３）と、
前記した主に抽出剤である気相又は気液混合物の軽質成分を前記分離塔に戻すステップ４）と、を含む
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）塔釜流れを分離塔から導出し得る出口を塔釜に有する分離塔と、
２）前記分離塔の下部に設けられ、前記分離塔の塔釜画分の一部を再沸して分離塔に戻すリボイラーと、
３）前記分離塔の供給位置の下方に設けられ、前記分離塔の塔釜画分の一部を浄化し、そのうちの沸点が抽出剤よりも高い重質成分を除去し、主に抽出剤である気相又は気液混合物の軽質成分を得て前記分離塔に戻す抽出剤浄化器と、を備える。
【００２４】
本発明の第４態様は、別の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）アルキレンオキシドを含有する粗製品流れを抽出精留する抽出精留塔と、
２）抽出精留塔からの塔釜流れを分離して、主にアルキレンオキシドである流れを塔頂から得て、主に抽出剤である流れを塔釜から得る分離塔と、
３）前記分離塔の下部に設けられ、前記分離塔の塔釜画分の一部を再沸して分離塔に戻す塔釜リボイラーと、
４）前記分離塔の供給位置の下方に設けられ、前記分離塔の塔釜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重質成分を除去し、主に抽出剤である気相又は気液混合物の軽質成分を得て前記分離塔に戻す抽出剤浄化器と、を備える。
【００２５】
〔発明の効果〕
本発明による前述アルキレンオキシドの生産方法は、具体的には、下記有益な効果を有する。
【００２６】
本発明では、従来の分離塔の底部に抽出剤浄化器を追加することにより、元々直接排出されてリサイクルする分離塔の塔釜流れの一部が抽出剤浄化器に導入されて処理され、主にジオール、アルコールエーテルなどの不純物である液相重質成分を除去され分離塔に戻り、それによって、抽出剤の純度を向上させ、抽出剤の補充量を減らし、排出される廃液の量を減らす。本発明は、抽出剤中の不純物含有量があるレベルに達した後、抽出剤を定期的に排出し、抽出剤中の不純物を集中して処理する従来の方式と比較して、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ことができる。より具体的には、抽出剤の純度は０．１〜２％向上し、抽出剤の損失はわずか０．０１〜０．１％であり、アルキレンオキシドの収率は０．５〜５％向上する。
【００２７】
さらに、本発明による前記アルキレンオキシドの生産方法は、エネルギー消費を抑えることもでき、具体的には、本発明による前記アルキレンオキシドの生産方法は、エネルギー消費を１〜１０％削減することができる。本発明では、上記のような「分散して処理する」抽出剤浄化方法により、既存の装置に、抽出剤浄化器、好ましくはケトル式リボイラーを追加するだけでよく、既存の装置に対する変更が小さく、占有面積が小さく、投資が小さく、効果が非常に良く、産業的応用が期待できる。
【００２８】
〔図面の簡単な説明〕
図１は本発明の前記方法の一好適な特定実施形態の模式的フローチャートである。
【００２９】
図２は従来技術の文献ＵＳ４４０２７９４による方法の模式的フローチャートである。
【００３０】
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。
【００３１】
〔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。
【００３２】
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。
【００３３】
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。
【００３４】
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。
【００３５】
本発明において、明確な説明がない場合、「第１」、「第２」及び「第３」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」、「第２流れ」及び「第３流れ」における「第１」、「第２」及び「第３」は、異なる場所に送る、由来の同じ３つの流れを区別するために過ぎない。
【００３６】
なお、アルキレンオキサイドの生産プロセスには、アルキレンオキサイドの反応、分離、精製などのユニットが含まれ、本発明では、主に、アルキレンオキサイドの精製ユニット、特に、その中の抽出剤の精製プロセスに関する。本発明は、アルキレンオキサイドの生産プロセスにおけるアルキレンオキサイドの精製ユニット、特に、抽出精留方式を用いたアルキレンオキサイドの精製ユニットに関する。
【００３７】
一般には、アルキレンオキシド粗製製品及び抽出剤は、抽出精留塔で抽出精留され、アルキレンオキシドと抽出剤を含有する塔釜液は、精留塔、好ましくは精留塔の塔釜から排出され、分離塔に入り、アルキレンオキシド製品及び抽出剤が得られ、抽出剤の一部は、塔釜リボイラーを介して分離塔に戻り、抽出剤のほとんどについては、抽出剤中の抽出剤の純度／不純物の濃度に応じて直接リサイクルされるか、精製（再生）されるかを決定する。抽出精留のプロセスでは、水とメタノールが存在する場合、ジオールとアルコールエーテルが持続的に生成され、循環して蓄積する。一般には、抽出剤中の不純物濃度が１０重量％に達すると、抽出能力が低下すると考えられており、抽出精留の分離効果を確保し、分離プロセスでのエネルギー消費を低減するために、抽出剤中の不純物濃度は、通常、２重量％未満に制御され、つまり、抽出剤中の不純物濃度が２重量％を超えると、抽出剤を直接リサイクルすることはできず、浄化処理が必要となる。現在の一般的な産業用装置の場合、抽出剤は約２〜３年で大量補充される。
【００３８】
本発明の発明者は、小型抽出剤浄化器を追加することにより、抽出剤の一部を浄化した後分離塔に戻すことで、循環抽出剤の純度を向上させ、抽出剤の損失及び分離のためのエネルギー消費を低減できることを見出した。前記抽出剤浄化器は、蒸留塔又はリボイラーであってもよいが、好ましくは、前記抽出剤浄化器は、リボイラーであり、より好ましくは、ケトル式リボイラーであり、浄化された抽出剤は、動力ポンプなどのさらなる動力装置を必要とせずに、分離塔に戻ることができ、このため、経済性を大幅に向上させる。
本発明の好適な態様は、１つのリボイラーを備えた従来の分離塔の底部に１つ以上の小型リボイラーを追加することであり、すなわち、分離塔の釜部には２つ以上のリボイラーが配置されており、これは新しい装置の構築にも、古い装置の改修やアップグレードにも適している。新しく構築される装置の場合、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、製品の品質を向上させることができ、また、変更が小さく、占有面積が小さく、投資が小さく、抽出剤の損失量が低減し、効果が高いため、古い装置の改修やアップグレードにも特に適している。
【００３９】
好ましくは、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釜までの間に設置されている。塔釜に近い位置であるほど、アルキレンオキシドの含有量が低く、抽出剤及び不純物のジオール、アルコールエーテルなどの含有量が高く、抽出剤の純度を向上させるのに有利であるため、本発明では、好ましくは、前記抽出剤浄化器は、前記分離塔の供給位置の下方に配置される。好ましくは、前記分離塔に対する前記塔釜リボイラー及び前記抽出剤浄化器の高さは、前記塔釜リボイラーと前記抽出剤浄化器との温度差が５℃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、前記塔釜リボイラー、及び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、前記塔釜リボイラーと前記抽出剤浄化器には５℃以下、好ましくは３℃以下の温度差が許可される。
【００４０】
特に好適な特定実施形態によれば、本発明の前記塔釜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塔釜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。
【００４１】
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番目のプレートにある。
【００４２】
好ましくは、前記塔釜リボイラーと前記抽出剤浄化器であるリボイラーとの熱交換面積の比が（５〜２）：１である。つまり、前記塔釜リボイラーに入る画分と、前記抽出剤浄化器であるリボイラーに入る画分との流量の比が（５〜２）：１である。
【００４３】
この実施形態では、既存のアルキレンオキシド生産装置に１つ以上のリボイラーを追加するだけでよく、このリボイラーと分離塔は単純な配管を介して接続されればよく、精製された抽出剤を分離塔に戻すための追加の動力ポンプは必要とされず、このため、再構築が簡単で、占有面積が小さく、投資が少なく、エネルギー消費が少ない。
【００４４】
追加のリボイラーは、第３流れを低沸点成分と沸点が抽出剤よりも高い高沸点成分に分け、低沸点成分は主に抽出剤であり、気相又は気液混合物の形で分離塔に戻されてリサイクルされ、沸点が抽出剤よりも高い高沸点成分は、主にジオール、アルコールエーテルなどの不純物であり、システムの外部へ排出される。
【００４５】
本発明の方法における抽出剤の純度をさらに向上させるために、好ましくは前記第１流れは、前記分離塔の塔釜流れの全量の２〜２０重量％である。
【００４６】
好ましくは、塔頂から得た主にアルキレンオキシドである流れ中、アルキレンオキシドの含有量は９９．９５重量％以上であり、抽出剤の含有量は０．０５重量％以下であり、塔釜から得た主に抽出剤である流れ中、抽出剤の含有量は９９重量％以上であり、アルキレンオキシドの含有量は１重量％以下である。
【００４７】
好ましくは、前記分離塔の操作条件は、塔頂の気相温度６０〜１３０℃、塔頂温度３０〜８０℃、圧力０．０４〜０．４０ＭＰａＧを含む。
【００４８】
好ましくは、アルキレンオキシドと抽出剤を含有する流れ中、モル百分率基準で、前記抽出剤と前記アルキレンオキシドの比率は（２〜１５）：１、より好ましくは（３〜１０）：１、さらに好ましくは（５〜７）：１である。
【００４９】
好ましくは、前記塔釜リボイラーは、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。
本発明では、アルキレンオキシドと抽出剤を含有する流れは、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精製品流れに由来する。好ましくは、この流れ中、アルキレンオキシドの含有量は５〜２５重量％である。
【００５１】
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。
【００５２】
本発明によれば、アルキレンオキシドと抽出剤を含有する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。
【００５３】
なお、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が低く、たとえば２％であれば、排出抽出剤は９８％を占め、抽出剤の損失量が大きく、重質不純物の含有量が高く、たとえば１０％であれば、排出抽出剤は９０％を占め、抽出剤の損失がある程度低下するが、抽出剤の抽出效率がすでに大幅に低下し、その結果、抽出精留塔の溶剤比が増えて、エネルギー消費が増大する。本発明では、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％以下である。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。
【００５４】
以下、図面を参照して本発明を詳細に説明し、なお、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。
【００５５】
本発明によれば、図１では、アルキレンオキシド粗製品及び抽出剤は、抽出精留塔に送られて抽出精留を行い、ラフィネートは塔頂から排出され、アルキレンオキシドと抽出剤を含む供給流れ１は、塔釜から分離塔Ｃに排出され、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は分離塔の塔釜から除去され、分離塔Ｃの底部には塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂが設けられており、塔釜リボイラー供給流れ４により塔釜流れの一部が塔釜リボイラーＡに送られて加熱され、塔釜リボイラー吐出流れ５が得られ、塔釜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−流出流れ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は抽出剤浄化器Ｂの底部から排出される。
【００５６】
対照的に、図２では、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は分離塔の塔頂から除去され、抽出剤流れ２は分離塔の塔釜部から除去され、分離塔Ｃの底部には塔釜リボイラーＡが設けられており、塔釜リボイラー供給流れ４により塔釜液が塔釜リボイラーＡに送られて加熱され、塔釜リボイラー吐出流れ５が得られ、塔釜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−排出流れ７として分離されて分離システムから排出される。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及び誘導体の蓄積を減らすため、大量の抽出剤が失われる。
【００５７】
本発明は、アルキレンオキシドを含有する粗製品流れ及び抽出剤流れが第１精留塔に入って精留するときの操作条件については、特に限定せず、例えば、ＣＮ１０８０１７５９８Ａで提供される方法を使用することができ、本発明では詳しく説明しない。
【００５８】
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、分離塔の操作条件は、塔頂の気相温度７２℃、塔頂温度３３℃、圧力０．０４ＭＰａＧ、プレート数６５枚を含み、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、モル百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は８：１であり、分離塔の塔釜リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、最後のプレートよりも下方にあり、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、６６番目のプレートにあり、塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの熱交換面積の比は５：１であり、分離塔の塔釜流れに対する抽出剤浄化器に入る部分の比率は３重量％であり、プロセス全体に亘って塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの間の温度差は３℃以下である。
【００５９】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度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９９．８０％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．５％、抽出剤の損失０．０２０％。
〔実施例２〕
図１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８０℃、塔頂温度３５℃、圧力０．０８ＭＰａＧ、プレート数６０枚を含み、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、モル百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は７：１であり、分離塔の塔釜リボイラーＡは、サーモサイフォンリボイラーを用い、最後のプレートよりも下方にあり、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、６１番目のプレートにあり、塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの熱交換面積の比は５：１であり、分離塔の塔釜流れに対する抽出剤浄化器に入る部分の比率は５重量％であり、プロセス全体に亘って塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの間の温度差は２．４℃以下である。
【００６０】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度９９．９８％、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％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．５％、抽出剤の損失０．０２５％。
〔実施例３〕
図１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８９℃、塔頂温度４０℃、圧力０．１２ＭＰａＧ、プレート数６０枚を含み、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、モル百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は６：１であり、分離塔の塔釜リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、最後のプレートよりも下方にあり、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、６１番目のプレートにあり、塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの熱交換面積の比は５：１であり、分離塔の塔釜流れに対する抽出剤浄化器に入る部分の比率は８重量％であり、プロセス全体に亘って塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの間の温度差は２℃以下である。
【００６１】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度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％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．５％、抽出剤の損失０．０２８％。
〔実施例４〕
図１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９６℃、塔頂温度４５℃、圧力０．１６ＭＰａＧ、プレート数５５枚を含み、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、モル百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は５：１であり、分離塔の塔釜リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、最後のプレートよりも下方にあり、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、５６番目のプレートにあり、塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの熱交換面積の比は５：１であり、分離塔の塔釜流れに対する抽出剤浄化器に入る部分の比率は１０重量％であり、プロセス全体に亘って塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの間の温度差は１．６℃以下である。
【００６２】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度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９９．８９％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．５％、抽出剤の損失０．０２９％。
〔実施例５〕
図１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１０１℃、塔頂温度５０℃、圧力０．２０ＭＰａＧ、プレート数５０枚を含み、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、モル百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は４：１であり、分離塔の塔釜リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、最後のプレートよりも下方にあり、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、５１番目のプレートにあり、塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの熱交換面積の比は５：１であり、分離塔の塔釜流れに対する抽出剤浄化器に入る部分の比率は１３重量％であり、プロセス全体に亘って塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの間の温度差は１．２℃以下である。
【００６３】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度９９．９８％、水０．０２％以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド０．００５％以下、酸０．００３％、回収率９９．８６％以下、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．５％、抽出剤の損失０．０３２％。
〔実施例６〕
図１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１０６℃、塔頂温度５５℃、圧力０．２４ＭＰａＧ、プレート数４５枚を含み、抽出剤はＣ８アルカン混合物であり、１,２−ブチレンオキシドと抽出剤を含有する供給流れ中、モル百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は４：１であり、分離塔の塔釜リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、最後のプレートよりも下方にあり、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、４６番目のプレートにあり、塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの熱交換面積の比は５：１であり、分離塔の塔釜流れに対する抽出剤浄化器に入る部分の比率は１５重量％であり、プロセス全体に亘って塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの間の温度差は１℃以下である。
【００６４】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度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９９．８５％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．５％、抽出剤の損失０．０３５％。
〔実施例７〕
図１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１１１℃、塔頂温度６０℃、圧力０．２８ＭＰａＧ、プレート数４０枚を含み、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、モル百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は６：１であり、分離塔の塔釜リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、最後のプレートよりも下方にあり、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、４１番目のプレートにあり、塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの熱交換面積の比は４：１であり、分離塔の塔釜流れに対する抽出剤浄化器に入る部分の比率は７重量％であり、プロセス全体に亘って塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの間の温度差は１．８℃以下である。
【００６５】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度９９．９８％、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％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．５％、抽出剤の損失０．０３４％。
〔実施例８〕
図１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１１５℃、塔頂温度６５℃、圧力０．３２ＭＰａＧ、プレート数３０枚を含み、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、モル百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は６：１であり、分離塔の塔釜リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、最後のプレートよりも下方にあり、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、３１番目のプレートにあり、塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの熱交換面積の比は３：１であり、分離塔の塔釜流れに対する抽出剤浄化器に入る部分の比率は６重量％であり、プロセス全体に亘って塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの間の温度差は１．７℃以下である。
【００６６】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度９９．９８％、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％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．５％、抽出剤の損失０．０３３％。
〔実施例９〕
図１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１１９℃、塔頂温度７０℃、圧力０．３６ＭＰａＧ、プレート数２５枚を含み、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、モル百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は６：１であり、分離塔の塔釜リボイラーＡはサーモサイフォンリボイラーを用い、最後のプレートよりも下方にあり、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、２６番目のプレートにあり、塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの熱交換面積の比は２：１であり、分離塔の塔釜流れに対する抽出剤浄化器に入る部分の比率は６重量％であり、プロセス全体に亘って塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの間の温度差は１．８℃以下である。
【００６７】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度９９．９５％、水０．０２％以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド０．００５％以下、酸０．００３％以下、回収率９９．８７％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．５％、抽出剤の損失０．０３５％。
〔実施例１０〕
本実施例の塔釜リボイラーＡはケトル式リボイラーを用いる以外、本実施例では、〔実施例９〕と類似したプロセスを用い、具体的には、
図１に示されるフローチャートに従って、分離塔の操作条件は、塔頂の気相温度１１９℃、塔頂温度７０℃、圧力０．３６ＭＰａＧ、プレート数２５枚を含み、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、モル百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は６：１であり、分離塔の塔釜リボイラーＡはケトル式リボイラーを用い、最後のプレートよりも下方にあり、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、２６番目のプレートにあり、塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの熱交換面積の比は２：１であり、分離塔の塔釜流れに対する抽出剤浄化器に入る部分の比率は３重量％であり、プロセス全体に亘って塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの間の温度差は１．８℃以下である。
【００６８】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度９９．９５％、水０．０２％以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド０．００５％以下、酸０．００３％以下、回収率９９．８７％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．５％、抽出剤の損失０．０３５％。
〔実施例１１〕
本実施例では、本実施例の塔釜リボイラーＡは強制循環リボイラーを用いる以外、〔実施例９〕と類似したプロセスを用い、具体的には、
図１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１１９℃、塔頂温度７０℃、圧力０．３６ＭＰａＧ、プレート数２５枚を含み、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、モル百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は６：１であり、分離塔の塔釜リボイラーＡは強制循環リボイラーを用い、最後のプレートよりも下方にあり、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、２６番目のプレートにあり、塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの熱交換面積の比は２：１であり、分離塔の塔釜流れに対する抽出剤浄化器に入る部分の比率は６重量％であり、プロセス全体に亘って塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの間の温度差は１．８℃以下である。
【００６９】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度９９．９５％、水０．０２％以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド０．００５％以下、酸０．００３％以下、回収率９９．８７％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．５％、抽出剤の損失０．０３５％。
〔実施例１２〕
本実施例では、本実施例の塔釜リボイラーＡは強制循環リボイラーを用いる以外、〔実施例９〕と類似したプロセスを用い、具体的には、
図１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１１９℃、塔頂温度７０℃、圧力０．３６ＭＰａＧ、プレート数２５枚を含み、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、モル百分率基準で、抽出剤と１,２−ブチレンオキシドとの比率は６：１であり、分離塔の塔釜リボイラーＡは強制循環リボイラーを用い、最後のプレートよりも下方にあり、抽出剤浄化器Ｂはケトル式リボイラーであり、２４番目のプレートにあり、塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの熱交換面積の比は２：１であり、分離塔の塔釜流れに対する抽出剤浄化器に入る部分の比率は６重量％であり、プロセス全体に亘って塔釜リボイラーＡと抽出剤浄化器Ｂとの間の温度差は１．８℃以下である。
【００７０】
分離塔の頂部の１,２−ブチレンオキシド流れの純度９９．９５％、水０．０２％以下、アセトアルデヒド＋プロピオンアルデヒド０．００５％以下、酸０．００３％以下、回収率９９．８５％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．５％、抽出剤の損失０．０３７％。
〔比較例１〕
図２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、プレート数６０枚を含み、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、モル百分率基準で、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。
【００７１】
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％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．０％、抽出剤の損失２．０２％。
【００７２】
〔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２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、プレート数５０枚を含み、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、モル百分率基準で、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。
【００７３】
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％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．０％、抽出剤の損失２．２０％。
〔比較例３〕
図２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、プレート数４５枚を含み、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、モル百分率基準で、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。
【００７４】
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％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．０％、抽出剤の損失２．４５％。
〔比較例４〕
図２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、プレート数４０枚を含み、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、モル百分率基準で、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。
【００７５】
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％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．０％、抽出剤の損失２．６２％。
〔比較例５〕
図２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、プレート数３５枚を含み、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、モル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。
【００７６】
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％、分離塔の釜部での抽出剤の純度９９．００％、抽出剤の損失１．７２％。
【００７７】
〔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。
〔符号の説明〕
【００７８】
【表１】
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【図面の簡単な説明】
【００７９】
【図１】図１は本発明の前記方法の一好適な特定実施形態の模式的フローチャートである。
【図２】図２は従来技術の文献ＵＳ４４０２７９４による方法の模式的フローチャートである。
【図１】
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【図２】
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【国際調査報告】
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