用于乙二醇的生产中工艺用水再循环的方法和系统与流程

本发明涉及用于乙二醇的生产中工艺用水再循环的方法和系统。

背景技术

乙二醇是一种颇有价值的工业化合物，它被广泛用作制造聚酯纤维和聚对苯二甲酸乙二酯(pet)树脂的起始材料。它还适用于汽车防冻液和液压制动液、飞机除冰剂以及药物产品。

乙二醇通常由环氧乙烷制备，环氧乙烷又通过乙烯的银催化氧化来制备。更具体来说，使乙烯和氧气在基于银的环氧化催化剂上，通常在10巴到30巴的压力和200℃到300℃的温度下通过，产生包含环氧乙烷、二氧化碳、乙烯、氧气和水的产物流。在一种众所周知的方法中，环氧乙烷接着与大量过量的水在非催化工艺中反应，产生一种二醇产物流，它包含接近90重量％的单乙二醇(meg)，其余部分主要是二乙二醇(deg)、一些三乙二醇(teg)和少量的高级同系物。在另一种众所周知的方法中，环氧乙烷与二氧化碳在催化剂存在下反应，产生碳酸亚乙酯，随后使碳酸亚乙酯水解，得到乙二醇。经由碳酸亚乙酯进行的反应显著改进了环氧乙烷向单乙二醇转化的选择性。

在过去几十年中，许多努力都致力于开发从烯烃生产烷二醇，特别是从乙烯生产乙二醇的简化方法和设备。举例来说，gb2107712描述了一种用于制备单乙二醇的方法，其中将来自环氧乙烷反应器的气体直接供应到反应器中，在所述反应器中，环氧乙烷被转化成碳酸亚乙酯或乙二醇与碳酸亚乙酯的混合物。

ep0776890描述了一种方法，其中将来自环氧乙烷反应器的气体供应到吸收塔中，其中吸收溶液主要含有碳酸亚乙酯和乙二醇。将吸收溶液中的环氧乙烷供应到羧化反应器中并使其与二氧化碳在羧化催化剂存在下反应。随后伴随着水的添加，将吸收溶液中的碳酸亚乙酯供应到水解反应器中并在水解催化剂存在下进行水解。

ep2178815描述一种用于制备单乙二醇的反应吸收方法，其中将来自环氧乙烷反应器的气体供应到反应吸收塔中并在一种或多种羧化和水解催化剂存在下使环氧乙烷与含水贫吸收剂接触，且其中大部分环氧乙烷在吸收塔中被转化成碳酸亚乙酯或乙二醇。

在这些情况中的每种情况下都产生了相当大体积的工艺用水。从经济角度来看，常常期望将尽可能多的工艺用水再循环，例如通过将工艺用水再循环到环氧乙烷吸收塔或反应吸收塔中(例如用作贫吸收剂)。有利的是，所述再循环不仅降低了操作成本，因为它减少了向工艺中供应的新鲜水的必需量，而且它还能降低与工艺用水作为废水处理相关的成本。此外，期望重复使用，因为相当大体积的工艺用水的净化还会引起环境问题和/或处理问题。

然而，工艺用水常常含有各种杂质，这常常是因为在环氧乙烷、碳酸亚乙酯和/或乙二醇的生产期间形成了副产物。举例来说，除水之外，从环氧乙烷吸收塔或反应吸收塔中抽出的塔顶流通常还包含烃杂质，例如甲醛、乙醛等。此外，在工艺用水中还会发现有机氯化物杂质，这是因为在环氧化反应中使用了有机氯化物缓和剂。

如果不先去除这些杂质的至少一部分就将工艺用水再循环到环氧乙烷吸收塔或反应吸收塔中，那么随着时间的推移，杂质累积并对所得二醇产物的总体质量有害和/或引起催化剂降解。

zo-chunjen的美国专利第6,184,423号公开了一种用于在乙二醇工厂中从工艺用水中去除酸杂质的方法，所述方法是通过利用阴离子树脂从工艺用水中吸附甲酸和乙酸。然而，从成本观点来看，在不使用这种树脂的情况下从工艺用水流中去除杂质将是有利的。此外，使用这种树脂只能去除酸性杂质。

因此，本发明人试图提供用于生产碳酸亚乙酯和/或乙二醇的改进的方法和系统。具体来说，本发明人试图提供能减少含水工艺流中的杂质的量以使其可在碳酸亚乙酯和/或乙二醇的生产中再循环的方法和系统，并且进一步试图减少与这种再循环相关的能量消耗。

技术实现要素：

因此，在一个方面中，提供一种用于产生碳酸亚乙酯和/或乙二醇的方法，所述方法包括：

a)将从吸收塔中抽出的塔顶吸收塔流供应到汽液分离器中以产生含水塔底流和再循环气流；

b)将包含一种或多种杂质的含水工艺流供应到蒸馏装置中以产生塔顶杂质流和纯化的含水工艺流；

c)将纯化的含水工艺流的至少一部分和环氧乙烷产物流供应到吸收塔中；以及

d)使环氧乙烷产物流与纯化的含水工艺流在吸收塔中在一种或多种羧化和水解催化剂存在下接触以产生包含碳酸亚乙酯和/或乙二醇的富吸收剂流。

此外，根据另一方面，提供一种用于产生碳酸亚乙酯和/或乙二醇的反应系统，所述反应系统包括：

吸收塔，其包括一种或多种羧化和水解催化剂、至少两个入口和至少两个出口，其中吸收塔的第一入口流体连接到环氧乙烷反应器的出口；

汽液分离器，其包括入口和出口，其中汽液分离器的入口流体连接到吸收塔的第一出口；以及

蒸馏装置，其包括入口和出口，其中蒸馏装置的入口流体连接到汽液分离器的出口并且蒸馏装置的出口流体连接到吸收塔的第二入口。

附图说明

图1和图2是展示本公开的示范性而非限制性实施例的示意图。

具体实施方式

本文描述用于产生碳酸亚乙酯和/或乙二醇的方法和系统。通过使用本文所公开的方法和系统，有可能减少含水工艺流中存在的杂质的量，从而允许重复使用在乙二醇的生产中产生的所有或基本上所有的工艺用水。更具体来说，当将包含一种或多种杂质的含水工艺流供应到根据本公开的蒸馏装置中时，蒸馏装置将含水工艺流中存在的大部分杂质蒸馏到塔顶并从工艺中蒸馏出去，而水和有价值的二醇产物作为纯化的含水工艺流返回到工艺中。

因此，本文所公开的系统和方法提供以下优势：在碳酸亚乙酯和/或乙二醇的生产中产生的废水的体积会减小，此外，杂质不会在工艺中累积而对所得二醇产物的质量造成有害影响。此外，通过在乙二醇制造厂中进行这些方法，有可能显著减少所需新鲜水的量、减少所产生的废水的量并减少催化剂降解，所有这些全部降低了操作成本。

通过乙烯的环氧化和环氧乙烷的反应吸收来产生乙二醇和/或碳酸亚乙酯的方法已尤其详细描述于wo2009021830、wo2009140318、wo2009140319中，这些文献的公开内容以引用的方式并入本文中。

通常，环氧化工艺包括在环氧乙烷反应器中，使乙烯与氧气在环氧化催化剂存在下反应以形成环氧乙烷。在所述反应中，可将氧气以氧气或空气的形式供应，但优选以氧气的形式供应。通常供应平衡气(ballastgas)，例如甲烷或氮气，以允许在高氧含量下操作而不产生易燃混合物。可供应缓和剂，例如单氯乙烷(乙基氯)、氯乙烯或二氯乙烷，以用于环氧乙烷催化剂性能控制。

环氧乙烷反应器通常是多管固定床反应器。环氧化催化剂优选包含沉积在例如氧化铝的载体材料上的银和任选的促进剂金属。环氧化反应优选在大于1mpa且小于3mpa的压力和大于200℃且低于300℃的温度下进行。优选将从环氧乙烷反应器中抽出的环氧乙烷产物流在一个或多个冷却器中冷却，优选在一个或多个温度水平下产生蒸汽的情况下进行。

接着将来自环氧乙烷反应器的通常包含环氧乙烷、未反应的反应物(即乙烯和氧气)、二氧化碳和水的环氧乙烷产物流通到吸收塔中，在吸收塔中，环氧乙烷产物流与贫吸收剂紧密接触。通常，贫吸收剂包含至少20重量％的水，并且优选包含20重量％到80重量％的水。贫吸收剂还可以包含乙二醇。

在吸收塔中，环氧乙烷产物流与贫吸收剂在一种或多种羧化和水解催化剂存在下紧密接触。如果这一步在仅一种催化剂存在下进行，那么催化剂必须促进羧化和水解。如果这一步在两种或多于两种催化剂存在下进行，那么每种催化剂可以促进羧化或水解或可以促进两个反应(前提是至少一种催化剂促进羧化且至少一种催化剂促进水解)。优选地，环氧乙烷产物流与贫吸收剂在至少两种催化剂存在下接触，这至少两种催化剂包括促进羧化的第一催化剂和促进水解的第二催化剂。适当地，吸收塔可以是wo2009021830或共同未决申请pct/ep2015/071534中所述种类的反应吸收塔。

优选地，一种或多种羧化和水解催化剂是均相催化剂，并且贫吸收剂含有一种或多种催化剂。已知促进羧化的均相催化剂包括碱金属卤化物，例如碘化钾和溴化钾；和卤代有机膦盐或铵盐，例如三丁基甲基碘化膦、四丁基碘化膦、三苯基甲基碘化膦、三苯基-丙基溴化膦、三苯基苯甲基氯化膦、四乙基溴化铵、四甲基溴化铵、苯甲基三乙基溴化铵、四丁基溴化铵和三丁基甲基碘化铵。已知促进羧化的优选的均相催化剂包括碱金属碘化物，例如碘化钾；和卤代有机膦盐或铵盐，例如三丁基甲基碘化膦、四丁基碘化膦、三苯基甲基碘化膦和三丁基甲基碘化铵。

已知促进水解的均相催化剂包括碱性碱金属盐，例如碳酸钾、氢氧化钾和碳酸氢钾；或碱金属金属化物，例如钼酸钾。优选的均相催化剂系统包括碘化钾与碳酸钾的组合和碘化钾与钼酸钾的组合。

在另一个实施例中，一种或多种羧化和水解催化剂为非均相催化剂并且非均相催化剂容纳于竖直堆叠的塔盘中。促进羧化的非均相催化剂包括固定于二氧化硅上的季铵和季膦卤化物、与不溶性聚苯乙烯珠粒结合的季铵和季膦卤化物、以及固定于含有季铵或季膦基团的固体载体上的金属盐，例如锌盐，所述固体载体例如含有季铵或季膦基团的离子交换树脂。促进水解的非均相催化剂包括固定于固体载体上的金属化物，例如固定于含有季铵或季膦基团的离子交换树脂上的钼酸盐、钒酸盐或钨酸盐；或固定于固体载体上的碱性阴离子，例如碳酸氢根离子，例如固定于含有季铵或季膦基团的离子交换树脂上的碳酸氢盐。

吸收塔中的温度优选为50℃到160℃，优选为80℃到150℃，更优选为80℃到120℃。此温度高于常规工艺中吸收塔中的温度且为促进羧化反应和水解反应所需的。高于160℃的温度不是优选的，因为此温度可能降低环氧乙烷向乙二醇转化的选择性。优选将环氧乙烷产物流和贫吸收剂两者在50℃到160℃范围内的温度下供应到吸收塔中。

吸收塔中的压力为1mpa到4mpa，优选为2mpa到3mpa。优选的压力是在可用不太昂贵的设备(例如具有较薄的壁的设备)的较低压力与可增加吸收并减小气体的体积流量，从而缩减设备和管道的尺寸的较高压力之间作出的折衷。

进入吸收塔中的环氧乙烷的至少50％在吸收塔中得到转化。优选地，进入吸收塔中的环氧乙烷的至少60％，更优选至少70％，甚至更优选至少80％，最优选至少90％在吸收塔中得到转化。环氧乙烷可经历羧化，得到碳酸亚乙酯。环氧乙烷可经历水解，得到乙二醇。此外，由环氧乙烷产生的碳酸亚乙酯可经历水解，得到乙二醇。

供应到吸收塔中的环氧乙烷产物流包含二氧化碳。然而，可能环氧乙烷产物流所含的二氧化碳不足以实现所需程度的羧化。任选地，将额外的二氧化碳源供应到吸收塔中，例如来自精制反应器的再循环二氧化碳、来自二氧化碳回收单元的二氧化碳或在启动时来自外部来源的二氧化碳。

“富吸收剂”流从吸收塔中抽出，优选是通过从吸收塔底抽出液体。取决于吸收塔中的条件、设置和催化剂，富吸收剂流将包含碳酸亚乙酯和/或乙二醇和任何残留的环氧乙烷(如果存在)。此外，当一种或多种羧化和水解催化剂为均相催化剂时，富吸收剂流将进一步包含一种或多种羧化和水解催化剂。

任选地，将富吸收剂流的一部分或全部供应到一个或多个精制反应器中(例如以提供在吸收塔中未转化成乙二醇的任何环氧乙烷和/或碳酸亚乙酯的进一步转化)。合适的精制反应器可包括羧化反应器、水解反应器、羧化和水解反应器以及其组合。如果在吸收塔中有显著量(例如至少1％)的环氧乙烷或碳酸亚乙酯未转化成乙二醇，那么供应到一个或多个精制反应器中是优选的。为了使吸收塔中环氧乙烷的转化达到最大，可在吸收塔的贮槽(底部)中使用喷嘴来分散二氧化碳并促进羧化。任选地，可将蒸汽注入适用于水解的精制反应器中。

可在一个或多个精制反应器中产生二氧化碳，并且必要时，可在二氧化碳离开一个或多个精制反应器时将二氧化碳与一个或多个精制反应器产物流分离并任选地再循环到吸收塔中。

一个或多个精制反应器中的温度通常为100℃到200℃，优选100℃到180℃。一个或多个精制反应器中的压力通常为0.1mpa到3mpa。

任选地将富吸收剂流或精制反应器产物流供应到闪蒸容器或轻馏分汽提塔中。在闪蒸容器中或在轻馏分汽提塔中去除轻馏分。(轻馏分为例如乙烯的气体以及例如甲烷的平衡气。)任选地，必要时，可在精制反应器(例如水解反应器)中实现闪蒸汽化以使得可能不需要单独的闪蒸容器且从而减少工艺中所用的设备。

任选地，闪蒸容器可直接位于吸收塔之后以使得富吸收剂流从吸收塔的出口直接通到闪蒸容器中。当存在至少一个精制反应器时，闪蒸容器可位于所有一个或多个精制反应器之后以使得精制反应器产物流从所述精制反应器通到闪蒸容器中。当存在多于一个精制反应器时，闪蒸容器可位于精制反应器之间以使得富吸收剂流从吸收塔通到至少一个精制反应器中，接着精制反应器产物流通到闪蒸容器中，接着所述流从闪蒸容器通到至少另一个精制反应器中。闪蒸可在0.01mpa到2mpa，优选0.1mpa到1mpa，最优选0.1mpa到0.5mpa的压力下进行。

将来自吸收塔的富吸收剂流或来自一个或多个精制反应器的精制反应器产物流或包含乙二醇的其它产物流作为脱水器进料流供应到脱水器中。脱水器进料流优选包含极少的环氧乙烷或碳酸亚乙酯，即在供应到脱水器中之前，大部分环氧乙烷或碳酸亚乙酯已在吸收塔中或在精制反应器中转化成乙二醇。优选地，脱水器进料流中乙二醇与环氧乙烷和碳酸亚乙酯(组合)的摩尔比大于90:10，更优选大于95:5，甚至更优选大于99:1，并且最优选为999:1。适当地，脱水器进料流可包含10ppm或更少的碳酸亚乙酯。

脱水器优选是一个或多个塔，包括至少一个真空塔，优选在低于0.05mpa，更优选低于0.025mpa并且最优选约0.0125mpa的压力下操作。

塔顶脱水器流一般包含水和一种或多种杂质，通常在脱水器的顶部或顶部附近从脱水器中抽出。接着将塔顶脱水器流的全部或一部分供应到吸收塔、蒸馏装置或其组合中。举例来说，可将塔顶脱水器流的全部或一部分与纯化的含水工艺流组合并供应到吸收塔中；与来自汽液分离器的含水塔底流组合并作为含水工艺流供应到蒸馏装置中；或其组合。此外，必要时，可任选地将塔顶脱水器流的一部分与来自汽液分离器的塔顶杂质流组合并作为废物处理。

脱水器塔底流主要包含meg，通常在脱水器的底部或底部附近从脱水器中抽出，并任选地供应到分离器(例如蒸发器或分馏塔)和/或二醇纯化装置(例如二醇纯化塔)中以去除杂质。当使用分离器时，通常在顶部或顶部附近从分离器中抽出二醇产物流，并将其任选地进一步供应到二醇纯化装置中。此外，通常在分离器的底部或底部附近从分离器中抽出热工艺流(例如催化剂再循环流或二醇吸收剂流)，并将其任选地再循环到吸收塔中。在所用的一种或多种羧化和水解催化剂是均相催化剂的那些实施例中，可将一种或多种均相催化剂在分离器中与脱水器塔底流分离，作为催化剂再循环流并再循环到吸收塔中以便在其中重复使用。类似地，在所用的一种或多种羧化和水解催化剂是非均相催化剂的那些实施例中，可将二醇吸收剂流从分离器中抽出并再循环到吸收塔中以便在其中重复使用。

适当地，可将例如催化剂再循环流或二醇吸收剂流的热工艺流从分离器中抽出，冷却并与纯化的含水工艺流组合，之后再循环到吸收塔中。必要时，可回收从热工艺流去除的热量的全部或一部分并经由工艺热集成利用这部分热量以提供工艺的其它部分中所需的必要热能，如下文进一步所论述。

将未在吸收塔中被吸收的气体在吸收塔的顶部或顶部附近去除并冷凝以产生塔顶吸收塔流，将其供应到汽液分离器，例如分液容器、闪蒸容器等中。通常在顶部或顶部附近，从汽液分离器中抽出再循环气流，其通常包含未反应的反应物(例如乙烯和氧气)、平衡气(例如甲烷)、二氧化碳等。任选地，在被再循环到环氧乙烷反应器中之前，将从汽液分离器中抽出的再循环气流的至少一部分供应到二氧化碳吸收塔中，在二氧化碳吸收塔中，二氧化碳至少部分地被再循环吸收剂流吸收；和/或供应到一个或多个保护床中，在保护床中，含卤素的杂质可至少部分地被纯化吸收剂吸收。适当地，一个或多个保护床可为共同未决申请ep15200254.9、ep15200267.1、ep15200272.1和ep15200275.4中所述种类的保护床，这些申请的公开内容以引用的方式并入本文中。

通常在底部或底部附近，从汽液分离器中抽出一般包含水、一种或多种杂质以及任选的二醇的含水塔底流，接着将含水塔底流的至少一部分作为含水工艺流供应到蒸馏装置中。任选地，必要时，含水塔底流的一部分可绕过蒸馏装置并与从蒸馏装置中抽出的纯化的含水工艺流组合并供应到吸收塔中。

根据本公开，将包含一种或多种杂质的含水工艺流供应到蒸馏装置中。如先前所提到的，供应到蒸馏装置中的含水工艺流包含从汽液分离器中抽出的含水塔底流的至少一部分、从脱水器中抽出的塔顶脱水器流的至少一部分、或其组合。通过将含水工艺流供应到蒸馏装置中，经由蒸馏减少其中存在的一种或多种杂质的量。

通常，供应到蒸馏装置中的含水工艺流包含大量的水(即相对于含水工艺流的总重量，水的量大于或等于88重量％，例如约89.5重量％到99重量％)和少量的一种或多种杂质(即相对于含水工艺流的总重量，杂质的总量少于0.6重量％，例如约0.1重量％到0.5重量％、或0.2重量％到0.4重量％)。任选地，含水工艺流进一步包含二醇(例如单乙二醇(“meg”))，其量相对于含水工艺流的总重量来说是至多12重量％，例如约0.5重量％到10重量％。

可存在于含水工艺流中的一种或多种杂质的实例包括但未必限于烃和氯化烃杂质，例如醛、醇、缩醛、环状缩醛、醚、环醚和酯，例如甲醛、乙醛、乙醇醛、丙醛、2,3-环氧-1,4-二噁烷、1,4-二噁烷、1,3-二氧杂环戊烷、2-甲基-1,3-二氧杂环戊烷、2-甲氧基乙醇、乙醇、2-乙氧基乙醇、2-羟甲基-1,3-二氧杂环戊烷、2,2'-双-1,3-二氧杂环戊烷、2-氯-甲基-1,3-二氧杂环戊烷、羟丙酮、2-氯乙醇、乙醇酸盐、甲酸盐、乳酸盐、乙酸盐、丙酸盐和其组合。

任选地，在供应到蒸馏装置中之前，可将含水工艺流的至少一部分、从汽液分离器抽出的含水塔底流的至少一部分、或从脱水器抽出的塔顶脱水器流的至少一部分供应到例如预热器的加热装置和/或闪蒸容器中以回收轻馏分(例如乙烯和甲烷)，优选将其在压缩之后再循环到环氧乙烷反应器中。举例来说，在一个实施例中，将从汽液分离器中抽出的含水塔底流和从脱水器中抽出的塔顶脱水器流供应到预热器中，接着将含水塔底流供应到闪蒸容器中，而塔顶脱水器流绕过闪蒸容器，接着将两个流组合以形成被供应到蒸馏装置中的含水工艺流。在实践中，闪蒸容器的压力应高于蒸馏装置的压力。因此，闪蒸通常在100kpa到270kpa、或130kpa到220kpa、或170kpa到210kpa的压力下进行。优选地，加热含水工艺流(或含水塔底流或塔顶脱水器流)所需的热能经由与热工艺流进行热交换，例如经由与催化剂再循环流或二醇吸收剂流进行热交换来供应。

在蒸馏装置中，蒸馏含水工艺流且将其分离成杂质流和纯化的含水工艺流，杂质流通常经过冷凝并作为塔顶杂质流被抽出，纯化的含水工艺流优选在蒸馏装置的底部或底部附近被抽出。纯化的含水工艺流包含水、任选的二醇以及与供应到蒸馏装置中的含水工艺流中存在的杂质的总量相比，减少量的一种或多种杂质。因此，例如，如果供应到蒸馏装置中的含水工艺流包含总量为0.3重量％的杂质，那么从蒸馏装置中抽出的纯化的含水工艺流将包含少于0.3重量％。

将从蒸馏装置中抽出的纯化的含水工艺流供应到吸收塔中(例如用于构成贫吸收剂)。必要时，也可以将新鲜水供应到吸收塔中。

适用于本文中的蒸馏装置可包括所属领域中已知用于从含水工艺流中分离和/或去除杂质的任何蒸馏装置。更具体来说，合适的蒸馏装置包括基于水与含水工艺流中存在的杂质的至少一部分在挥发性方面的差异，通过汽化和后续的冷凝将其分离的任何装置。适当地，蒸馏装置可使用一个或多个汽液平衡级来分离水与含水工艺流中存在的杂质的至少一部分。

如本领域的一般技术人员所将了解的，蒸馏装置的设计和操作可至少部分地取决于含水工艺流中存在的杂质的类型和浓度以及纯化的含水工艺流的所期望的组成(例如所期望的纯度)。在一些情况下，例如，在使用二元组分进料的情况下，可使用例如麦凯布-蒂勒法(mccabethielemethod)或芬斯克方程(fenskeequation)的分析方法来确定用于实现所期望的分离的平衡级数。对于多组分进料流，可使用模拟模型进行设计(例如以确定为了实现所期望的分离所需的平衡级数)和操作(例如以确定最佳操作条件)。此外，一旦确定了平衡级数，本领域普通技术人员即可使用已知的设计技术容易地确定可用于实现所期望的分离的分离级数(例如塔盘的实际数量或填料高度)。通常，适用于本公开中的蒸馏装置可以包括5个到13个分离级，更通常8个到12个分离级的方式操作。

蒸馏装置可包括蒸馏塔盘(塔板)、填料、或蒸馏塔盘与填料的组合。合适类型的蒸馏塔盘的实例包括蒸馏塔中常见的任何类型的塔板，尤其例如筛板、泡罩板或阀板。各塔盘之间的距离可以基本上相同，或者各塔盘之间的距离可以不同。在任一种配置中，可优化各塔盘之间的距离以允许杂质与含水工艺流的最佳分离和/或防止塔盘之间的夹带。此外，在使用填料的实施例中，填料材料可以是任意堆置的填料，例如金属或陶瓷的拉西环(raschigring)、鲍尔环(pallring)或比阿雷茨基环(bialeckiring)。填料材料还可以是结构化的金属片填料。

在使用填料的实施例中，可通过计算得到的平衡级数乘以所述填料的理论塔板高度(heightequivalenttoatheoreticalplate，hetp)来确定提供所需的分离级数所需的填料总高度。hetp是将提供与一个平衡级相同的分离的填料高度值。如本领域普通技术人员所知，hetp可视所选择的填料类型而不同。在一些实施例中，填料的总高度可分成一个或多个区域，在所述区域之间具有汽液再分配器，例如以适应由于填料结构完整性引起的高度限制。在一些实施例中，与塔盘相比，填料可提供较低压降的优势，但是也必须考虑选择塔盘与选择填料相比所引起的成本差异。

蒸馏装置内的操作条件可根据加工条件来调整。举例来说，蒸馏装置可在广泛的压力范围下操作，范围从低于大气压(即真空)到接近大气压到高于大气压。在实践中，蒸馏装置的一般操作压力可在系统设计期间选择，虽然有一定的灵活性可以在正常操作期间调整压力。设计操作压力可在以下范围内：约60千帕(kpa)到约220kpa，优选约80kpa到约180kpa，并且更优选约120kpa到约160kpa。

蒸馏装置也可以在广泛的温度范围下操作。在实践中，操作温度可在系统设计期间选择，尽管在操作期间温度会有显著变化。在一些实施例中，在蒸馏装置中可能存在温度梯度，其中最低温度在顶部，最高温度在底部。此梯度可为跨越塔和/或塔的各个部分的逐渐变化或可为急剧的温度变化。举例来说，在150kpa的操作压力下，蒸馏装置的操作温度可在约110℃到约113℃的范围内。如本领域普通技术人员所将容易了解，蒸馏装置的操作温度和操作压力与供应到蒸馏装置中的含水工艺流的组成是相互关联的。

操作蒸馏装置所需的热能可以由放置在蒸馏装置内部或外部的加热装置供应。举例来说，在一个优选实施例中，可以使用再沸器。任选地，可以用蒸汽加热再沸器，或者可通过与热工艺流、例如催化剂再循环流或二醇吸收剂流进行热集成来加热再沸器。

优选地，从含水工艺流中去除一种或多种杂质的效率大于98％，更优选大于99％且最优选大于99.5％。此外，优选地，相对于纯化的含水工艺流的总重量，纯化的含水工艺流包含少于0.1重量％的杂质，更优选少于0.06重量％的杂质，甚至更优选少于0.05重量％的杂质。

适当地，当含水工艺流包含甲醛时，从含水工艺流中去除甲醛的效率优选大于30％，更优选大于35％且最优选大于39％。类似地，当含水工艺流包含2-氯乙醇时，从含水工艺流中去除2-氯乙醇的效率优选大于40％，更优选大于45％且最优选大于50％。此外，当含水工艺流包含选自乙醛、2-氯甲基-1,3-二氧杂环戊烷、2-甲基-1,3-二氧杂环戊烷和1,4-二噁烷的一种或多种杂质时，从含水工艺流中去除这些杂质中的一种或多种的效率优选大于98％，更优选大于99％，且最优选为100％。

此外，优选地，相对于纯化的含水工艺流的总重量，纯化的含水工艺流包含少于0.005重量％的甲醛，更优选少于0.003重量％的甲醛，甚至更优选少于0.002重量％的甲醛。类似地，相对于纯化的含水工艺流的总重量，纯化的含水工艺流优选包含少于0.002重量％的选自乙醛、2-氯甲基-1,3-二氧杂环戊烷、2-甲基-1,3-二氧杂环戊烷、2-氯乙醇和1,4-二噁烷的一种或多种杂质，更优选少于0.001重量％，甚至更优选0重量％。

通过使用本文所公开的系统和方法，有可能减少含水工艺流中存在的杂质的量，从而允许重复使用在乙二醇的生产中产生的所有或基本上所有的工艺用水。本文所公开的系统和方法提供以下优势：在乙二醇的生产中产生的废水的体积会减小，此外，杂质不会在工艺中累积而对所得二醇产物的质量造成有害影响。此外，通过在乙二醇制造厂中进行这些方法，有可能显著减少所需的新鲜水的量、减少所产生的废水的量并减少催化剂降解，所有这些全部降低了操作成本。

现在参考图1到图2，这些图是根据本公开的一个实施例的用于产生碳酸亚乙酯和/或乙二醇的反应系统的示意图。本领域普通技术人员将清楚的是，作为示意图，这些图不用展示可能存在于反应系统中的所有必要的输入、输出、再循环流等。此外，在本文的图中，如所将了解到的，可以增加、更换和/或消除一些要素来提供许多其它实施例，并且各种进料组分和/或进料流被引入到工艺中的顺序和其各自的引入点以及流动连接可不同于所描绘的。此外，如所将了解到的，图中所提供的要素的比例和相对标尺旨在举例说明本发明的实施例，不应被视为具有限制意义。

反应系统包括环氧乙烷反应器(2)，其包括环氧化催化剂。环氧化进料气(1)经由一个或多个入口被供应到环氧乙烷反应器(2)中，并且通常包含乙烯、氧气、平衡气(例如甲烷或氮气)以及反应调节剂(例如单氯乙烷、氯乙烯或二氯乙烷)。在环氧乙烷反应器(2)中，乙烯与氧气在环氧化催化剂存在下反应，产生环氧乙烷产物流(4)。环氧乙烷产物流(4)经由例如出口(3)的出口离开环氧乙烷反应器(2)，所述出口与吸收塔(6)的第一入口、例如入口(5)流体连通。

在吸收塔(6)中，使环氧乙烷产物流与贫吸收剂在一种或多种羧化和水解催化剂存在下紧密接触。环氧乙烷产物流中的环氧乙烷的至少一部分，优选地基本上全部都被吸收到贫吸收剂中。将包含碳酸亚乙酯和/或乙二醇的富吸收剂流(8)经由例如出口(7)的第一出口从吸收塔(6)中抽出，而未在吸收塔(6)中被吸收的任何气体经由例如出口(9)的第二出口被抽出，并冷凝，产生塔顶吸收塔流(10)。

将塔顶吸收塔流(10)经由例如入口(11)的入口供应到汽液分离器(12)(例如分液容器、闪蒸容器等)中，以产生再循环气流(13)和含水塔底流(15)。通常，将再循环气流(13)的至少一部分再循环回到环氧乙烷反应器(2)中，这一步任选地在被供应到二氧化碳吸收塔和/或一个或多个保护床(图中未示)中之后进行。

将含水塔底流(15)经由例如出口(14)的出口从汽液分离器(12)中抽出并作为含水工艺流(17)经由例如入口(18)的入口供应到蒸馏装置(19)中，所述入口通常位于塔的中上部附近。任选地，可经由管线(16)将绕过蒸馏装置(19)的含水塔底流(15)的任何部分与纯化的含水工艺流(21)组合并经由例如入口(23)的第二入口供应到吸收塔(6)中。

操作蒸馏装置(19)所需的热能可以由任何合适的加热装置、例如再沸器来供应，并且优选通过使用与热工艺流、例如催化剂再循环流或二醇吸收剂流的热集成来加热。举例来说，如图2中所示，操作蒸馏装置(19)所需的热能由再沸器(44)来供应，所述再沸器通过与从分离器(39)中抽出的热工艺流(43)进行热集成来加热。

任选地，如图2中所示，在供应到蒸馏装置(19)中之前，可将含水工艺流(17)供应到加热装置、例如预热器(36)中，接着供应到闪蒸容器(37)中以回收轻馏分(例如乙烯和甲烷)作为轻馏分流(38)，优选将其在压缩之后再循环回到环氧乙烷反应器(2)中。优选地，预热器(36)类似地通过与从分离器(39)中抽出的热工艺流(43)进行热集成来加热。

在蒸馏装置(19)的顶部或顶部附近抽出塔顶杂质流(22)且通常将其作为废物处理。将纯化的含水工艺流(21)经由例如出口(20)的出口从蒸馏装置(19)中抽出，所述出口优选位于蒸馏装置(19)的底部或底部附近，并经由入口(23)将其供应到吸收塔(6)中，作为贫吸收剂再循环。必要时，可供应补充水(24)。

任选地将包含碳酸亚乙酯和/或乙二醇的富吸收剂流(8)经由例如入口(25)的入口供应到一个或多个精制反应器、例如水解反应器(26)中(例如以提供在环氧乙烷吸收塔中未转化的任何环氧乙烷和/或碳酸亚乙酯的进一步转化)。将精制反应器产物流(28)经由例如出口(27)的出口从一个或多个精制反应器、例如水解反应器(26)中抽出并作为脱水器进料流经由例如入口(29)的入口供应到脱水器(30)中。在脱水器(30)中，从脱水器进料流中去除水以产生主要包含meg的脱水器塔底流(31)和塔顶脱水器流(33)。

经由例如出口(32)的出口将塔顶脱水器流(33)从脱水器(30)中抽出。任选地，可经由管线(35)将塔顶脱水器流(33)的全部或一部分与纯化的含水工艺流(19)组合并经由入口(23)供应到吸收塔(6)中。类似地，可任选地将塔顶脱水器流(33)的全部或一部分与含水塔底流(15)组合并作为含水工艺流(17)经由入口(18)供应到蒸馏装置(19)中。此外，可任选地经由管线(34)将塔顶脱水器流(33)的全部或一部分与塔顶杂质流(22)组合并作为废水处理。

通常在脱水器(30)的底部或底部附近，将脱水器塔底流(31)从脱水器(30)中抽出，并任选地供应到二醇纯化装置(图中未示)中以分离二醇并去除杂质。如图2中所示，可任选地将脱水器塔底流(31)供应到分离器(39)中。将二醇产物流(41)经由例如出口(40)的出口从分离器(39)中抽出，并任选地供应到二醇纯化装置(图中未示)中以去除杂质。此外，将热工艺流(43)、例如催化剂再循环流或二醇吸收剂流经由例如出口(42)的出口从分离器(39)中抽出，优选冷却并经由入口(23)再循环到吸收塔(6)中。如先前所提到的，再沸器(44)和预热器(36)所需的热能优选经由与从分离器(39)中抽出的热工艺流(43)、例如催化剂再循环流或二醇吸收剂流进行热集成来供应。