本发明涉及从烃馏分中萃取诸如硫醇、cos、h2s或cs2的含硫化合物的领域。这种选择性萃取通过使液相中的所述烃馏分与碱性溶液(例如苛性钠)接触以形成硫醇盐型物质和盐来实施。在萃取之后，将承载有硫醇盐的碱性溶液再生。
碱性溶液的再生由在催化剂的存在下将硫醇盐型物质转化成二硫化物的放热氧化反应组成。所述二硫化物构成在碱性溶液中溶解度低的烃相。来自反应器的流出物的分离一方面产生部分再生的碱性溶液，另一方面产生富含二硫化物的烃相。
部分再生的碱性溶液可以再次直接用于萃取部分，或者可以将其处理以从其中萃取其中所包含的残余的二硫化物，然后又再次将其引入萃取器中。
根据本发明的方法由通过减少用于控制由于氧化反应引起的温度升高的过量的碱性溶液来改善用于将碱性溶液再生的方法组成。因此，本发明的方法可以用于减少再生部分中碱性溶液的量，从而降低投资成本、运行成本以及再生部分中的碱性溶液和催化剂的存量。最后，根据本发明的方法可以用于提高方法的能量效率。
用于消除硫醇的方法用于精炼烃馏分，该烃馏分基本上包含从甲烷到煤油馏分的轻质馏分，以将该烃馏分转化为可升级的产品。事实上，硫醇的存在使得烃具有恶臭味，并且不稳定，倾向于形成硫化氢。硫醇存在于大量的烃进料中；可以引用的实例是由原油的蒸馏获得的进料(例如lpg、石脑油、汽油或煤油)或由气田的气体的提取或由页岩油的提取获得的进料。此外，所关心的进料也可以由裂化单元获得。该名单并非穷举的。
附图的简要描述
图1表示根据现有技术的将由萃取含硫化合物的部分获得的用过的碱性溶液再生的部分的流程图。
图2表示根据本发明在第一变型中将由萃取部分获得的用过的碱性溶液再生的部分的流程图。
图3表示根据本发明在第二变型中将由萃取部分获得的用过的碱性溶液再生的部分的流程图。
图4表示根据本发明在第三变型中将由萃取部分获得的用过的碱性溶液再生的部分的流程图。
现有技术的审查
现有技术中熟知通过用碱性溶液进行液-液萃取来从烃馏分(汽油、lpg等)中萃取含硫化合物。当含硫物质的大部分是硫醇(mercaptans)或硫醇(thiols)时，非常广泛使用的方法由借助于含水的碱性溶液(通常苛性钠)，优选以逆流模式萃取含硫物质组成，所述碱性溶液在该工艺中以环路形式循环，如在专利us4081354中描述的。
离开萃取部分的碱性溶液被称为“富含含硫化合物的碱性溶液”并被送至再生部分。我们在下文将其称为“待再生的碱性溶液”或“用过的碱性溶液”。
在再生部分中，使待再生的碱性溶液在氧化反应器中与氧化剂(通常为空气或纯氧气)或氧化气体在溶解的催化剂(例如基于钴酞菁)存在下接触，以将硫醇盐型物质转化为二硫化物。
通常可以将硫醇盐定义为含有离子rs-的硫醇的盐，其中r是烷基或芳基。
以将几乎所有存在于碱性溶液中的硫醇盐氧化成在碱相中溶解度低的二硫化物的方式选择与氧化反应相关的参数。任选地，可以使碱性溶液在氧化反应器中同时接触含有少量含硫化合物或不含含硫化合物的烃馏分，典型地为脱硫的烃馏分，例如石脑油馏分或脱硫的汽油馏分，由反应形成的二硫化物溶解在所述烃馏分中。
氧化反应是放热的，并且氧化反应器中的工艺流体的温度必须受到控制。在现有技术的方法中，冷却装置是可以用来使再生的碱性溶液的至少一部分从再生部分的出口再循环至再生部分的入口的管线，整体上“绕过(bypassing)”，即排除(leavingout)萃取部分。因此，过量的再生的碱性溶液供应氧化反应器并用于吸收由氧化反应释放的热量的一部分，这意味着氧化反应器中的温度升高可以受到控制。
在本文的其余部分中，术语“过量的碱性溶液”将用于描述用于控制反应器中的温度升高的碱性溶液的量。
更准确地说，当用于控制反应器的温度升高的碱性溶液来自再生部分内部的再循环管线时，该过量被称为“过量的再循环的碱性溶液”。
当原料中的含硫化合物含量增加时，用于吸收由氧化反应释放的热量的过量的碱性溶液增加并且与由萃取产生的用过的碱性溶液的量相比变得相对较大。
氧化反应器中使用的过量的碱性溶液对再生部分中移动的碱性溶液的总量有影响。该总量影响再生部分中的碱性溶液的存量，从而影响投资成本和操作成本。
现有技术文献都没有公开可用于减少用于控制反应器的温度升高的过量的碱性溶液同时保持氧化反应器中的放热性相同的解决方案。
本发明与现有技术的不同之处在于：
•与现有技术相比，降低了再生部分中的碱性溶液的流速。
•减少了设备尺寸，使投资成本最小化，改善了工艺的能量性能。
•减少了单元的碱性溶液的存量，这减少了在瞬态期间(例如单元的启动和停止)的碱性溶液的消耗和吹扫。
•减少了单元中的催化剂的存量，这减少了在瞬态期间(例如单元的启动和停止)的催化剂的消耗和吹扫。
•氧化反应器中的放热性的控制得到了改善。
发明概述
本发明由通过减少过量的再循环的碱性溶液来改善将碱性溶液再生的方法，同时在所述再生部分的氧化反应器中保持相同的放热性组成。
根据本发明，优选将由部分再生的碱性溶液构成的过量的再循环的碱性溶液用作冷却装置，以控制氧化反应器的温度。所述部分再生的溶液中贫含硫醇盐，但含有残余的二硫化物。例如，它可以是在分离出富含二硫化物的烃相并冷却之后离开氧化反应器的碱性溶液。
事实上，在氧化反应器的出口处，碱相与富含二硫化物的烃相分离。所述相仅由二硫化物构成或由富含二硫化物的烃馏分构成，如果已经同时将烃馏分注入氧化反应器中导致二硫化物溶解在该馏分中。
由分离获得的碱性溶液不再含有硫醇盐，但含有约200ppm(w/w)的残余的二硫化物。它被称为“部分再生的碱性溶液”，或者在所述碱性溶液是苛性钠的情况下，它被称为“部分再生的苛性钠”。
在分离之后，所述部分再生的碱性溶液被冷却并且可以再次用在萃取部分中。
离开再生部分的碱性溶液被称为“再生的碱性溶液”或“贫含含硫化合物的碱性溶液”(称为“贫碱(leancaustic)”)。本文的其余部分将称之为“再生的碱性溶液”。
本发明可有利地用于单元的“改造”的环境中，即增加其生产能力。
因此，本发明由将在从任何烃馏分中萃取含硫化合物的单元中使用的用过的碱性溶液再生的方法组成。
根据本发明的将用过的碱性溶液再生的方法包括以下一系列步骤：
a)将待再生的用过的碱性溶液送至氧化反应器(4)，在所述反应器中使其与氧化剂(5)和催化剂(3)以及任选地与烃馏分接触，所述用过的碱性溶液典型地已借助于换热器(2)加热至40℃-50℃的温度，并且其中通过冷却装置控制温度升高，所述冷却装置由在一个或多个点处直接送至所述反应器的过量的碱性溶液构成，
b)将来自氧化反应器(4)的流出物送至分离器(8)，通过所述分离器萃取富含二硫化物(10)的烃相和部分再生的碱性溶液(11)，
c)将由步骤b)获得的部分再生的碱性溶液(11)冷却至45℃或更低的温度。
根据第一变型，所述方法还包括以下步骤：
d)将由c)获得的经冷却的部分再生的碱性溶液(15)分成两股料流：
-构成过量的再循环的碱性溶液并送至氧化反应器(4)的第一料流(22a)，以及
-第二料流(22b)。
根据另一个优选的变型，所述过量的碱性溶液由新鲜的碱性溶液构成。
根据另一个变型，用于将过量的碱性溶液引入氧化反应器(4)的一个或多个点设有分配装置或混合装置。
根据另一个变型，以使得所述反应器的温度升高受到控制的方式设置用于将过量的碱性溶液引入氧化反应器(4)的一个或多个点。
通常，氧化反应器中使用的催化剂是钴酞菁或钒酞菁类型的。通常，将氧化反应器中使用的催化剂以获得10-1000ppm(w/w)、优选10-500ppm(w/w)的碱性溶液中的催化剂浓度的方式加入氧化反应器入口处的碱性溶液中。
除了注入过量的碱性溶液之外，氧化反应器(4)还可以配备有辅助冷却装置(23)。
在返回氧化反应器(4)之前，可以将过量的碱性溶液冷却至比经冷却的部分再生的碱性溶液(15)的温度低至少5℃的温度。
在根据本发明的再生方法中，在萃取含硫化合物的单元中处理的烃馏分可以为甲烷或煤油。
根据本发明的将在从烃馏分中萃取含硫化合物的单元中使用的用过的碱性溶液再生的单元至少包括：
-设备(2)，用于将所述用过的碱性溶液在引入氧化反应器(4)中之前加热至40℃-50℃的温度，
-氧化反应器(4)，其中使所述用过的碱性溶液与氧化剂(5)和催化剂(3)接触，
-导管，用于在一个或多个点处将过量的碱性溶液直接注入氧化反应器(4)，构成了用于控制所述反应器的温度升高的冷却装置，
-分离器(8)，其中供应由氧化反应器(4)获得的流出物，通过所述分离器萃取富含二硫化物的烃相(10)和部分再生的碱性溶液(11)，
-冷却装置(14)，用于将由所述分离器获得的部分再生的碱性溶液(11)冷却至45℃或更低的温度。
根据本发明的将用过的碱性溶液再生的单元的第一变型，采用新鲜的碱性溶液供应所述用于将过量的碱性溶液直接注入氧化反应器(4)的导管。
根据本发明的将用过的碱性溶液再生的单元的另一个变型，采用通过将经冷却的部分再生的碱性溶液(15)分成如下两股料流获得的部分再生的碱性溶液(22a)供应所述用于将过量的碱性溶液直接注入氧化反应器(4)的导管：
-构成再循环的过量的碱性溶液并返回至氧化反应器(4)的第一料流(22a)，
-第二料流(22b)。
根据本发明的将用过的碱性溶液再生的单元的另一个变型，所述氧化反应器配备有辅助冷却装置(23)。
根据本发明的将用过的碱性溶液再生的单元的另一个变型，可以使用辅助冷却装置将再循环的过量的碱性溶液冷却至比经冷却的部分再生的碱性溶液(15)的温度低至少5℃的温度。
发明详述
本发明涉及萃取存在于烃馏分中的含硫化合物的方法，其中大部分的含硫物质是硫醇(表示为rsh)，例如甲硫醇ch3sh、乙硫醇c2h5sh、丙硫醇c3h7sh，并且其中还可以存在其他含硫物质，例如硫化氢h2s或氧硫化碳cos。
将待处理的用过的碱性溶液的进料连续地供应至再生部分并连续返回到萃取部分。它可以任选地来源于不同的(differentdistinct)萃取部分，并在再生之后返回那里。在再生部分中，为了保持其品质恒定，碱性溶液被不连续地(间歇或不连续工艺)或恒定地(连续工艺)供应和吹扫。
根据本发明，为了控制温度升高，被再循环至氧化反应器的过量的部分再生的碱性溶液通常可以在通常是换热器的冷却装置(14)的下游、在45℃或更低、通常10℃-45℃、优选35℃-45℃的温度下获得。
通常，在冷却装置(14)的上游进行部分再生的碱性溶液的吹扫和新鲜的碱性溶液的相应补充。这种补充和这种吹扫可以是连续或间歇的。因此，过量的再循环的碱性溶液可以是新鲜的碱性溶液和部分再生的碱性溶液的混合物。
根据本发明的第一变型，过量的碱性溶液(22a)被送至氧化反应器，直接送至所述反应器的一个或多个点中。
每个注入点可以有利地配备有分配装置，例如注入阵列(injectionarray)，或者任选地配备有骤冷箱类型(quenchboxtype)的混合装置。分配装置可以用于以均匀的方式将过量的碱性溶液分配在反应器中。另外，可以使用混合装置来混合过量的碱性溶液和反应器中所含的料流。每个注入点可以设有另一种等效类型的装置。氧化反应器可以设有一个或多个热电偶或设有任何等效的装置以测量温度，从而调节待在每个注入点处引入的过量的碱性溶液的一个或多个流速，使用控制反应器中的温度升高的原则。
可以通过使用在氧化反应器的上游和下游进行的温度测量来控制注入再循环的碱性溶液的流速。
注入反应器中的过量的碱性溶液可以源自碱性溶液的再循环或者实际上源自再生部分外部的料流。
根据本发明的第三变型，氧化反应器设有辅助冷却装置，典型地为设备(23)，其可用于以进一步减少使用的过量的碱性溶液的方式直接冷却在氧化反应器(4)中移动的料流。
该设备(23)典型地可以是换热器或任何等效的装置，例如安装在反应器中的侧换热器(sideexchanger)、回弯式换热器(hairpin)或盘管(coil)、循环式回流器(reflux)或环绕反应器的夹套。该名单并非穷举的。冷却流体可以是单元内部的料流、或单元外部的料流或冷的实体(coldutility)，例如水或特定的冷却剂流体。该第三变型与本发明的第一变型和第二变型是相容的。
根据本发明的另一个变型，再循环的过量的碱性溶液可以使用辅助冷却装置(例如另外的换热器或等效设备)冷却，冷却至比经冷却的部分再生的碱性溶液(15)的温度低至少5℃的温度，典型地冷却至10℃-40℃、优选10℃-35℃的温度。
最后，根据本发明的另一变型，通过在氧化反应器的上游或直接在氧化反应器中经由至少一个注入点加入过量的氧化剂(例如空气或氧气)来代替过量的碱性溶液。
当设计该单元时，可以将本发明的各种变型组合。它们可以同时或交替操作。因此，该单元可以一方面设有再循环管线，以将过量的再循环的碱性溶液送至氧化反应器(4)的一个或多个点，另一方面氧化反应器(4)设有冷却设备(23)。
对于在氧化反应器中相同的温度升高而言，与现有技术相比，根据本发明减少了再生部分中的过量的碱性溶液，这意味着构建这些单元所需的投资可以被最小化，并且可以改善该工艺的能量效率以及由此相应的操作成本影响。
该部分描述提供了关于不是本发明的主题的萃取部分的信息，但是提供的目的是为了便于理解。
包含含硫化合物的待处理的进料最初可以进入例如由预处理容器构成的预处理部分，所述预处理容器预先填充有碱性溶液，典型地是被稀释至浓度为2重量％-10重量％的苛性钠。根据溶液的使用年限的不同，根据3-30天的操作周期对预处理容器中的碱性溶液进行更新。预处理萃取可变量的含硫物质，包括硫醇。根据单元的不同，可以提供不同的预处理流程图，例如具有至少两个并行操作的预处理，或者实际上针对每个部分的连续的吹扫/补充系统。该名单并非穷举的。
然后烃进料进入萃取部分，通常是逆流萃取塔。将烃馏分供应到塔的底部。所述萃取塔还在塔的顶部供应有再生的碱性溶液，典型地为苛性钠。然后，苛性钠的浓度为5重量％-25重量％，优选13重量％-17重量％。所述碱性溶液还可以含有极性有机溶剂，例如二烷基亚砜、氨基醇、氨基-羟烷基醚、烷基胺、烷基多胺或烷基酰胺类型，单独地或作为混合物。更通常地，所述碱性溶液可以含有碱金属的氢氧化物，还可以含有碱土金属的氢氧化物和弱碱。
萃取部分用于萃取存在于烃进料中的大部分硫醇。实际上，硫醇在碱性溶液的存在下形成硫醇盐，硫醇盐优先溶解在含水的碱性溶液中，因此被从烃进料中萃取出来。由此精制的烃进料经由塔的顶部离开塔。
离开萃取部分的碱性溶液承载有硫醇盐，例如硫醇钠型(rs-na)的物质，如果所述碱性溶液是苛性钠，则相当于已经被萃取的硫醇分解并与钠离子na+重新结合。
离开萃取部分的承载有硫醇盐的碱性溶液的氧化可以在称为氧化反应器或氧化器的各种类型的设备中进行。所述反应器通常是经由底部供应的立式鼓，被设计成使通常处于气态的氧化剂与液相中的承载有硫醇盐的碱性溶液接触，并任选地与也在液相中的烃相接触。
常用于氧化反应器的技术是填充塔的技术，例如用raschig环或pall环或其他类型的填料填充。氧化反应是放热的，必须控制氧化反应器中的工艺流体的温度。事实上，最低温度是必要的，从而可以触发氧化反应。然而，必须控制工艺的温度以使其处于最佳操作范围内。
附图是根据现有技术的再生部分的流程图(图1)，以及根据本发明的再生部分的不同变型(图2、图3和图4)。现有技术中和根据本发明的具有相同含义的料流或设备具有相同的附图标记。
图1示出了现有技术的再生部分的流程图。在经由导管加入空气(5)和经由导管加入催化剂(3)之前，通常采用工业蒸汽在换热器(2)中或等效设备中将待再生的碱性溶液料流(1a)加热至40℃-50℃，优选42℃-47℃，然后料流(1)进入氧化反应器(4)。碱性溶液中存在的溶解的催化剂(3)促进了硫醇盐氧化成表示为rssr'的二硫化物的反应。所用的催化剂可以来自酞菁家族。可以使用金属(例如钴、铁、锰、钼或钒)的酞菁。优选使用钴酞菁或钒酞菁。由于金属酞菁不溶于含水介质，因此它们的磺化衍生物(例如酞菁三磺酸盐或酞菁四磺酸盐)通常用于氧化反应器中。
也可以使用其他催化剂。以获得10-1000ppm(w/w)、优选10-500ppm(w/w)的碱性溶液中的催化剂浓度的方式在氧化反应器的入口处将催化剂加入碱性溶液中。二硫化物不溶于碱相。任选地，将烃馏分(18)注入用过的碱性溶液中，例如在氧化反应器(4)的上游经由导管(6)注入料流(1b)中。该烃料流浓缩了在氧化反应过程中产生的二硫化物。
氧化反应器的顶部的压力为0.1-1.0mpa，优选为0.45-0.65mpa。
将经由导管离开氧化反应器(4)的多相介质(7)送至分离器鼓(8)(“二硫化物分离器鼓”)。分离器鼓(8)可以被用于分离气相、烃相和水相的任何物理手段代替。在所述鼓中分离出气相、经由导管吹扫的富含二硫化物类型的含硫物质的烃相(10)和含有一定量(典型地具有约200ppm(w/w)的量级)的残余二硫化物的部分再生的碱性溶液(11)。贫氧的过量氧化剂经由导管(9)离开分离器鼓(8)。
部分再生的碱性溶液(11)的一部分经由导管(12)吹扫以保持碱性溶液的浓度恒定，从而保持萃取的品质。实际上，碱性溶液的一部分被特别是产生盐(例如盐na2co3和na2s)的副反应消耗。经由导管(13a)进行相应的新鲜碱性溶液的补充。
在吹扫和补充之后，部分再生的碱性溶液然后通过冷却装置(14)冷却，所述冷却装置典型地是用冷却水在45℃或更低、优选35℃-45℃的温度下操作的换热器或等效设备，例如空冷式换热器或使用非工业水的冷却流体的换热器。
然后将经冷却的部分再生的碱性溶液(15)分成两股料流：
-可以被送至萃取部分的料流(19)，以及
-被送至再生部分的入口的料流(20)，绕过整个萃取部分。
料流(20)构成供应氧化反应器的过量的部分再生的碱性溶液并被用作冷却装置以吸收由氧化反应释放的热量的一部分，并控制所述反应器中的温度升高。
图2显示了本发明的一个变型，其中管线(22a)可以用于将过量的碱性溶液再循环返回氧化反应器(4)，以控制其温度升高。料流(22a)的到达点位于氧化反应器(4)本身中，并且可由一个或多个到达点组成。在采用多个引入点的情况下，再循环的过量的碱性溶液至每个点的流速可以任选地根据可用于控制沿着氧化反应器(4)的温度升高的规则而变化。
图3示出了本发明的一个变型，它可以用于进一步减少用于控制氧化反应器(4)中的温度的过量的再循环的碱性溶液(22a)。事实上，通过给这个反应器配备诸如换热器(23)或任何其他等效装置的辅助冷却装置，可以进一步降低经由管线(22a)返回氧化反应器(4)的再循环的过量的碱性溶液的流速。
图4显示了本发明的一个变型，其中新鲜碱性溶液(13b)的补充直接在反应器中的一个或多个点处进行，而不是在部分再生的碱性溶液(11)的回路中进行。该注入构成用于控制氧化反应器(4)中的温度升高的冷却装置。
本发明的实施例
通过下文的对比例可以更好地理解本发明。
考虑萃取存在于lpg型烃相(其为含有2、3、4和5个碳原子的烷烃的混合物)中的硫醇的单元。待处理的烃原料来自冷凝物蒸馏单元。其具有13.2t/h的流速且具有如下组成：
表1：进料的性质
认为在萃取部分的上游存在预洗涤部分并且已经完全消除了h2s和cos。
用于进行该萃取的碱性溶液是苛性钠。
对于所有的实施例而言，供应萃取部分的再生苛性钠(19)的流速为3.9t/h，苛性钠含量为15重量％，温度为40℃。在与含硫化合物反应之后，从萃取部分的出口(因此在再生部分的入口)获得的用过的苛性钠(1a)，即富含含硫化合物，具有10.7重量％的苛性钠含量和4.1t/h的流速。
对于所有的实施例而言，新鲜的苛性钠(13a)的消耗为零，并且所吹扫的部分再生的苛性钠(12)的量也为零(间歇性吹扫-补充操作)。
实施例1：
该实施例按照现有技术。现有技术的方法由图1的流程图表示。经由管线(20)绕过萃取部分的由40℃下的完全再生的苛性钠构成的9.1t/h的过量的再循环苛性钠被用于控制反应器中的温度升高，并在氧化反应器(4)的入口和出口之间获得9℃的温度差。
将经由管线(20)“绕过”萃取部分的过量的苛性钠与来自萃取部分的用过的苛性钠(1a)混合。然后在经由管线加入空气(5)(0.2t/h)和催化剂(3)之前，在换热器(2)中将混合物加热至45℃，然后进入氧化反应器(4)。注入的催化剂的量旨在使返回反应器的碱性溶液中的催化剂浓度保持在250ppm(w/w)。
氧化反应器(4)在反应器顶部在0.59mpa下操作。在氧化反应器的出口处，苛性钠不再含有硫醇钠，并被溶解氧饱和。
用于将用过的苛性钠混合物加热至45℃的换热器(2)和完全再生的碱性溶液消耗70kw，用于将部分再生的苛性钠冷却、将其从54℃冷却至40℃的换热器(14)消耗197kw。
氧化反应器(4)中移动的苛性钠的总流速为13.4t/h。
被吹扫的富含二硫化物的烃相(10)的量为0.2t/h。
实施例2
根据本发明的方法按照图2所述的变化进行模拟。
氧化反应器(4)在与实施例1相同的压力和温度条件下操作。
在经由管线加入空气(5)(0.2t/h)和催化剂(3)之前，在换热器(2)中将用过的苛性钠(1a)加热至45℃，然后使其进入氧化反应器(4)。
将由部分再生的苛性钠构成的6.7t/h的过量的再循环苛性钠(22a)直接送至氧化反应器(4)以控制反应器中的温度升高，并在氧化反应器(4)的入口和出口之间获得9℃的温度差。
用于将富集的苛性钠加热到45℃的换热器(2)消耗23kw，用于将部分再生的苛性钠冷却、将其从54℃冷却至40℃的换热器(14)消耗161kw。与实施例1中该设备的功率(utilities)消耗相比，换热器的功率节约了31％。
在氧化反应器中和在分离器鼓(8)入口处移动的苛性钠的流速为11t/h。因此，与实施例1的流速相比，在这些部分中移动的流速降低了18％。这些部分的设备尺寸因此缩小了18％，这减少了该单元中的催化剂和碱性溶液的存量。
被吹扫的富含二硫化物的烃相(10)的量为0.2t/h。
实施例3
在该变型中的根据本发明的方法如图3所示。过量的再循环苛性钠(22a)被固定在0.1t/h。
在经由管线加入空气(5)(0.2t/h)和催化剂(3)之前，在换热器(2)中将用过的苛性钠(1a)加热至45℃，然后使其进入氧化反应器(4)。
换热器(2)消耗23kw。氧化反应器(4)在与实施例1相同的压力和温度条件下操作。氧化反应器设有位于氧化反应器中的盘管(23)，并采用用于冷却工艺流体的工业用水供应。该盘管吸收了86kw的热量。
使用盘管和过量的再循环苛性钠(22a)意味着可以控制反应器中的温度升高，并且如前面的实施例所述，可以在反应器的入口和出口之间获得9℃的温度差。
在氧化反应器(4)中和在分离器鼓(8)入口处移动的苛性钠的流速为4.3t/h。因此，与实施例1的流速相比，在这些部分中移动的流速减少了68％，与实施例2的流速相比减少了61％。因此，相应地减小了这些部分中的设备的尺寸。也降低了该单元的催化剂和碱性溶液的存量。
用于将部分再生的苛性钠冷却、将其从54℃冷却至40℃的换热器(14)消耗63kw。
与实施例1中的功率消耗相比，该单元中的功率消耗节约了36％，与实施例3的功率消耗相同。
被吹扫的富含二硫化物的烃相(10)的量为0.2t/h。