本發明涉及改進的用于使環氧烷烴水化以獲得相應二醇的方法。
背景技術：
：用于制備亞烷基二醇(例如，乙二醇或丙二醇)的商業方法涉及相應環氧烷烴的液相水化。在本公開內容中，“水化”應理解為其中環氧烷烴在催化或非催化過程中與水反應而不使用其他中間體如碳酸酯的過程。反應通常需要100℃至200℃的溫度，并且其也被稱為“熱水化”。因此，在本公開內容中，除非另外指出，否則“水化”和“熱水化”被認為是等同物。反應通常在足以將反應物維持在液相的壓力下，通常根據條件(例如，水過量、溫度)為5巴至50巴下進行。在水化中，每個環氧烷烴分子可與水分子進行開環反應以提供單亞烷基二醇，或者與另一亞烷基二醇分子進行開環反應以形成二亞烷基二醇。這些競爭性反應可繼續形成三亞烷基二醇和更高級同系物。環氧烷烴的水化常常得到單亞烷基二醇、二亞烷基二醇、三亞烷基二醇和更高級同系物的混合物。為了有利于形成通常更讓人感興趣的單亞烷基二醇(例如，單乙二醇-meg)，使用大幅摩爾過量的水(參見，例如，ullmann的encyclopediaofindustrialchemistry,第7版,ethyleneglycol章)。用于制備例如乙二醇的典型商業實踐方法使用4:1至20:1的水:環氧乙烷摩爾比(即，約38重量％至約10重量％的環氧乙烷)以提供80重量％至90重量％的單乙二醇(meg)、9重量％至15重量％的二乙二醇(deg)以及1重量％至5重量％的三乙二醇(teg)。在非催化熱水化過程中，水過量越多，單亞烷基二醇相對于其他更高級同系物(如二亞烷基二醇或三亞烷基二醇)的產率越高。然而該趨勢會達到極限，并且在水極大過量的情況下，單亞烷基二醇比例的提高變得可以忽略不計，并且無法彌補必須添加大量水(反應之后必須除去)的經濟成本。所述反應后的除水(脫水)是能量密集的，因此成本高。因此，需要找到折衷方案以獲得單亞烷基二醇的產率與水的使用之間的平衡。將得到的干燥亞烷基二醇混合物的組分進行純化，通常單亞烷基二醇為主要產物。因此，典型的亞烷基二醇設備包括反應區、脫水區和純化區。標準脫水區設置在反應區的出口并且使用多個蒸發器。最常見的方案是所謂的三效。將三個蒸發器以遞減的壓力串聯布置，使得一個容器中沸騰出的蒸氣由于熱梯度而可用于加熱下一個。該過程是能量集成的。僅第一蒸發器需要外部熱源。使第一和第二蒸發器的蒸氣分別通過第二和第三蒸發器的再沸器。最后的蒸發器的蒸氣使用外部冷卻器冷凝。來自脫水的冷凝水被送回反應區用于再循環。多效蒸發通常不除去全部的水(在二醇流中留下2重量％至10重量％的水)，并且很多時候在下游接著是完成二醇產物的干燥的真空蒸餾塔。一旦二醇產物已經脫水并干燥，其通常在純化區中純化(通常通過蒸餾)。在許多文獻如ullmann的encyclopediaofindustrialchemistry,第7版,ethyleneglycol章或者在不同的專利申請文獻如us2012/0203015a1或us5,514,388b1中描述了這樣的布置。反應器區通常由一個或更多個水化反應器構成，活塞絕熱流反應器是最常用的反應器。環氧烷烴通常完全轉化為二醇。反應過程通常保持在高于反應混合物泡點的壓力下以確保液相。反應是高度放熱的，使得在較低的水與環氧烷烴進料比下，需要一系列的具有級間冷卻的反應器以移除反應熱并保持反應產物溫度低于上限。在多個反應器的構造中，通常在第一級供應水，并將環氧烷烴進料在每個反應器之間分成相等或不等的部分。us4,822,926公開了用大幅過量的水處理包含稀釋的環氧乙烷(0.5重量％至3.0重量％)和稀釋的鹽(0.5重量％至3.0重量％)的殘余進料，以將所有的環氧乙烷轉化為乙二醇。以這種方式，筆者可避免在處置之前對環氧乙烷進行昂貴的處理。在處理之后除去水。根據us4,822,926，通過“閃蒸器”除去水，但文獻的完整解讀表明，這樣的閃蒸器是用于常規二醇合成的包括板的常用蒸發器(三效)，而不是通常理解的閃蒸器。因此us4,822,926涉及使所有環氧乙烷水化以省去其回收所需的后續處理，而不是涉及提高熱水化過程的效率。已經提出了許多變體以提高環氧烷烴的熱水化的效率。例如，shell的ec/eg法(例如，us2012/095271)將環氧乙烷的生產與其后續的經由相應碳酸酯的水化相結合。us6,514,388公開了改進催化技術的另一些嘗試。其描述了這樣的方法，其中至少一個用于脫水區的塔設置有汽提塔。任何導致更有效地使用水的修改可對該方法的總體效率產生顯著影響。附圖說明圖1：表示使用一個中間脫水閃蒸過程的本發明方法的一個示例性構造。圖2：表示使用一個中間脫水閃蒸過程的本發明方法的另一個示例性構造。圖3：表示使用三個水化反應器和一個中間脫水閃蒸過程的本發明方法的一個示例性構造。圖4：表示使用三個水化反應器和兩個脫水閃蒸過程的本發明方法的一個示例性構造。圖5：表示使用三個水化反應器和兩個脫水閃蒸過程的本發明方法的另一個示例性構造。圖6：表示比較例1中討論的構造并且表示根據現有技術使用單個水化反應器的熱水化。圖7：表示實施例1中討論的構造并且表示根據本發明使用單個水化反應器的熱水化。圖8：表示比較例2中討論的構造并且表示根據現有技術使用三個水化反應器的熱水化。圖9：表示實施例2中討論的構造并且表示根據本發明使用三個水化反應器的熱水化。技術實現要素：本發明人現提供一種改進的用于制備亞烷基二醇的方法，其使得更有效地使用水并且顯著降低該方法的能量需求。與先前策略(一旦反應混合物離開反應區，其僅經歷脫水過程)相反，本發明人現提供了其中反應混合物經歷一次或更多次閃蒸過程的方法。因此，根據第一方面，本發明涉及用于制備亞烷基二醇的方法，包括在置于反應區中的水化反應器中用水使環氧烷烴水化，所述環氧烷烴相對于總進料為至少5重量％，其特征在于，使所述水化反應器的產物混合物在閃蒸器中經歷脫水閃蒸過程，其中所述閃蒸器是閃蒸分離器筒，并且其中離開閃蒸器的底部殘留物在進入下一水化反應器之前被再加壓。us4,822,926僅涉及環氧乙烷向乙二醇的完全轉化。其涉及僅包含稀釋量的二醇(約小于3.0重量％)的流，并且其未提出使用閃蒸器，更未提出可通過對包含更高濃度的二醇的進料使用閃蒸器來提高水化過程的總效率。通過將這些閃蒸過程應用于由熱水化得到的更濃縮的流，本發明人提供了這樣的方法，其出人意料地需要使用較少的外部水，所述外部水的量近似于內部再循環的水。更多的優點來自于對熱水化的產物進行閃蒸，其在現有技術中是預料不到的。例如，在多個反應器串聯的情況下，對反應產物進行閃蒸還使得去往下一反應器的反應進料冷卻，從而減少級間冷卻所需的能量。該方法的在現有技術中未實現的另一個優點為，可使來自反應器產物的閃蒸的水冷凝并且同時預熱供應至第一反應器的外部水，降低反應中的能量消耗，并導致熱集成的顯著改善。另外，在多個反應器的布置中，可在進入下一反應器之前從反應產物中除去比水輕的雜質，減少次級反應。可通過不可冷凝的吹掃氣或汽提從閃蒸的水中除去雜質，之后將閃蒸的水再循環至反應進料。具體實施方式因此，本發明的方法是水化反應與閃蒸蒸發的協同組合，其經組合以提高反應的選擇性和水的有效使用。反應區包括至少一個水化反應器，通常為2至8個反應器，以及在所述水化反應器之一的下游(例如，在最后的反應器的下游)的至少一個閃蒸器。更經常使用的構造為反應區包括2個或3個或4個水化反應器的構造。因此，用于本發明的閃蒸(或閃蒸器)可安裝在過程中的至少一個水化反應器下游的不同點。設備水化反應器可以是任何類型，并且其可以全部是相同類型或不同類型，并且還可以在相同或不同的條件下操作。本領域中公開了許多這樣的反應器并且其是本領域技術人員已知的。反應器通常為管式活塞流類型。本發明的方法中通常使用絕熱反應器，因為它們通常提供更好的能量利用，但是其他非絕熱反應器也落入本發明的范圍中。因此，在環氧烷烴的熱水化中最廣泛使用的反應器為絕熱管式活塞流類型，盡管其他類型也是可用的。優選地，至少一個反應器是絕熱活塞流反應器，優選地，所有反應器是絕熱活塞流反應器。每個反應器具有一個或更多個入口和一個或更多個出口。反應區的第一水化反應器可具有一個或更多個用于水的入口以及一個或更多個用于環氧烷烴的入口。不同的構造可應用于進料。然而，上述并不是唯一可用的可選方案，并且本領域技術人員可調整本發明的過程而不會不利地影響結果。例如，添加到第二水化反應器和/或后續水化反應器中的產物混合物和另外的環氧烷烴均可以是預混合的。另外，如果必要的話，可以調節進入水化反應器的混合物的壓力以確保反應物為液相。例如，反應混合物(閃蒸器的底部殘留物)在進入下一水化反應器之前被再加壓。本文公開的方法可使用不同類型的閃蒸設備，并且沒有特別限制。例如，最有利的裝置沒有加熱表面，并且包括用于經預熱的液體的絕熱閃蒸氣化的簡單閃蒸分離器筒(即，沒有任何板)。這樣的閃蒸分離器筒通常包括進料入口，需要分離的混合物通過所述進料入口供應。通常通過擴散器或噴嘴將進料引入閃蒸分離器筒中，其中所述進料暴露于較低的壓力下，致使混合物中較易揮發的組分蒸發。以這種方式，較不易揮發的液體部分通過閃蒸分離器筒的底部分離，并且揮發物(在這種情況下主要是水)通過閃蒸分離器筒的頂部除去。落入本發明范圍中的還有具有加熱表面的裝置，其由具有內部盤管和/或夾套的簡單閃蒸分離器筒組成，用于以熱輸入進行閃蒸氣化。分離器筒可包括任何類型的已知內部構造以有利于液體-蒸氣分離。因此，閃蒸器可包括內部構件以有利于液體-蒸氣分離和離去蒸氣的除霧。閃蒸器通常在反應壓力至低于大氣壓的壓力下操作，壓力越低，閃蒸的蒸氣流量越大并且所得產物和水的溫度越低。可以根據例如，設備的尺寸、構造、進料組成或出口處的期望組成來調節壓力以使所述方法適應所使用的設備。優選的操作壓力為0.1巴至15巴，例如2巴至8巴，以調節閃蒸蒸氣的溫度。每個閃蒸裝置中的條件可以相同或可以不同。方法所述方法的第一步包括將水和環氧烷烴供應到反應器中。這可通過本領域中所述的任何已知方法進行。可以以特定的流量、溫度和壓力將水和環氧烷烴直接供應至第一水化(或唯一的)反應器。或者，可將它們預混合并預熱，然后作為混合物供應至第一水化反應器。本文公開的方法不限于特定的環氧烷烴。最常用的是c1至c6環氧烷烴，通常是環氧乙烷或環氧丙烷。可使用具有更高分子量的其他環氧烷烴，例如環氧丁烷或環氧環己烷。通常，將水和環氧烷烴分開供應至第一(或唯一的)反應器，并且水在進入之前被預熱。對于反應區中的其他反應器也是如此。在通過冷卻裝置冷卻之后，進入第二水化反應器和/或后續水化反應器的產物混合物可來自先前的水化反應器。由于閃蒸過程已降低了進料的溫度，所以本發明提供了省去這樣的冷卻裝置或大幅減少其使用的可能性。用于控制不同的可能的二醇產物之間比例的關鍵參數之一是水與環氧烷烴之間的比例。在本發明中，環氧烷烴的量相對于起始材料的總量，即，水和環氧烷烴的總和(對于該計算忽略其他次要組分和雜質的量)為至少5重量％。環氧烷烴可以為例如5重量％至40重量％，例如，10重量％至30重量％。所述方法通常在水:環氧乙烷摩爾比為2:1至20:1(即，在環氧乙烷的情況下，為約38重量％至約10重量％)，例如4:1至15:1下操作。可調節水化反應器中的操作條件。典型的操作溫度為100℃至250℃，通常為110℃至220℃，并且更具體地為125℃至190℃，或者120℃至195℃。出于安全原因和為了提高效率，操作壓力通常高于反應器混合物的泡點以維持液相。每個水化反應器中的條件可以相同或者可以不同。可將本發明的方法應用于催化和非催化過程，優選應用于非催化過程。如果該方法涉及單個反應器，則將離開所述反應器的產物送至閃蒸器(其中部分水閃蒸蒸發)。閃蒸器的典型操作條件為在1巴至10巴，例如，1巴至7巴或者1巴至3巴的壓力下的絕熱條件。當該方法包括多于一個反應器時，本發明還提供了本文公開的優點。最常采取的操作使用2至4個反應器。通常，反應區包括第一水化反應器、第二水化反應器和第三水化反應器，但是本領域技術人員可以理解更多的反應器是可能的。可將閃蒸器設置在任何反應器的出口，并且調節其操作條件。閃蒸器的典型操作條件為在1巴至10巴，例如，1巴至7巴或者1巴至3巴的壓力下的絕熱條件。可調節每個閃蒸器的精確壓力以優化過程。例如，典型條件包括下一閃蒸器在低于先前閃蒸器的壓力下操作。按照本領域已知的工序，在每個反應器之間安裝冷卻裝置以使進料在進入下一反應器之前溫度降低。這樣的冷卻裝置通常涉及與設備的較冷流進行熱交換。因此，本領域技術人員可以基于本文教導的方法的教導及其提供的優點想出不同的構造。通常優選地，在最后的反應器之后，即，在最后的反應器與脫水區之間設置閃蒸器，優選地，來自所述最后的閃蒸器的粗產物(即，底部殘留物)任選地在用于冷卻第一水化反應器的產物之后被直接送至脫水區。如果需要的話，可使離開閃蒸器的蒸氣在再循環到水化反應器中之前冷凝并被再加壓。這樣的構造的一個實例示于圖1中，其表示包括第一水化反應器r1、閃蒸器f1和第二水化反應器r2的反應區a。可以向第一水化反應器r1供應水的初始進料1和環氧烷烴的初始進料2。反應器在適合環氧烷烴水化的條件下操作。環氧丙烷非催化水化的典型條件可以是25巴和125℃至195℃(入口-出口溫度)。離開第一水化反應器r1的反應產物4被供應至閃蒸器f1，其中水被部分蒸發，通過再循環管線3離開回到第一水化反應器r1。蒸發的水的量可以通過閃蒸器的適當構造和操作條件來控制；可以調節溫度和壓力以提供期望的閃蒸溫度和流量。將閃蒸器f1的底部殘留物(水和亞烷基二醇的混合物)作為反應產物5供應到第二水化反應器r2中，還供應另外的環氧烷烴8。在進入第二水化反應器r2之前，如果需要的話，可以使進料5進一步冷卻。再一次，反應器在適合環氧烷烴水化的條件下操作。環氧丙烷非催化水化的典型條件可以是20巴和135℃至195℃(入口-出口溫度)。然后將反應產物6送至脫水區和純化區。這樣的構造的另一個實例示于圖2中，其表示包括第一水化反應器r1、第二水化反應器r2和閃蒸器f1的反應區a。可以向第一水化反應器r1供應水的初始進料1和環氧烷烴的初始進料2。反應器在適合環氧烷烴水化的條件下操作。環氧丙烷非催化水化的典型條件可以是25巴和125℃至195℃(入口-出口溫度)。將離開第一水化反應器r1的反應產物4在冷卻(圖中未示出)之后供應至第二水化反應器r2，還供應另外的環氧烷烴8。再一次，反應器在適合環氧烷烴水化的條件下操作。環氧丙烷非催化水化的典型條件可以是20巴和135℃至195℃(入口-出口溫度)。將離開第一水化反應器r2的反應產物5供應至閃蒸器f1，其中水被部分蒸發，通過再循環管線3離開回到第一水化反應器r1。蒸發的水的量可以通過閃蒸器的適當構造和操作條件來控制。然后將閃蒸器f1的底部殘留物6(水和亞烷基二醇的混合物)送至脫水區和純化區。另一個實例示于圖3中。反應區a包括第一水化反應器r1、第二水化反應器r2、第三水化反應器r3和閃蒸器f2。因此，其與圖1的構造的不同之處在于，在第一水化反應器r1和閃蒸器之間引入另外的反應器。向第一水化反應器r1供應水的初始進料1和環氧烷烴的初始進料2。反應器在適合環氧烷烴水化的條件下操作。環氧丙烷非催化水化的典型條件可以是25巴和125℃至195℃(入口-出口溫度)。在經歷冷卻過程(圖中未示出)之后，將離開第一水化反應器r1的反應產物4供應至第二水化反應器r2(供應環氧烷烴8)。將離開第二水化反應器r2的反應產物9供應至閃蒸器f2，其中水被部分蒸發，通過再循環管線12離開回到第一水化反應器r1。蒸發的水的量可以通過閃蒸器的適當構造和操作條件來控制。將閃蒸器f2的底部殘留物(水和亞烷基二醇的混合物)作為反應產物10供應至第三水化反應器r3，還供應另外的環氧烷烴11。在進入第三水化反應器r3之前，如果需要的話，可以使進料10進一步冷卻。再一次，反應器在適合環氧烷烴水化的條件下操作。環氧丙烷非催化水化的典型條件可以是20巴和135℃至195℃(入口-出口溫度)。然后將反應產物6送至脫水區和純化區。另一個可能構造的實例示于圖4中。反應區a包括第一水化反應器r1、第二水化反應器r2和第三水化反應器r3，以及第一閃蒸器f1和第二閃蒸器f2。向第一水化反應器r1供應水的初始進料1和環氧烷烴的初始進料2。反應器在適合環氧烷烴水化的條件下操作。可用于環氧丙烷非催化水化的典型條件可以是25巴和125℃至195℃(入口-出口溫度)。將離開第一水化反應器r1的反應產物4供應至第一閃蒸器f1，其中水被部分蒸發，通過再循環管線3離開回到第一水化反應器r1。蒸發的水的量可以通過閃蒸器的適當構造和操作條件來控制。將第一閃蒸器f1的底部殘留物(水和亞烷基二醇的混合物)作為反應產物5供應至第二水化反應器r2，還供應另外的環氧烷烴8。再一次，反應器在適合環氧烷烴水化的條件下操作。可用于環氧丙烷非催化水化的典型條件可以是20巴和135℃至195℃(入口-出口溫度)。將離開第二水化反應器r2的反應產物9供應至第二閃蒸器f2，其中水被部分蒸發，通過再循環管線12離開回到第一水化反應器r1。蒸發的水的量可以通過閃蒸器的適當構造和操作條件來控制。將第二閃蒸器f2的底部殘留物(水和亞烷基二醇的混合物)作為反應產物10供應至第三水化反應器r3，還供應另外的環氧烷烴11。再一次，反應器在適合環氧烷烴水化的條件下操作。可用于環氧丙烷非催化水化的典型條件可以是20巴和135℃至195℃(入口-出口溫度)。然后將反應產物6送至脫水區和純化區。另一個可能構造的實例示于圖5中。反應區a包含第一水化反應器r1、第二水化反應器r2和第三水化反應器r3，以及第一閃蒸器f1和第二閃蒸器f2。向第一水化反應器r1供應水的初始進料1和環氧烷烴的初始進料2。反應器在適合環氧烷烴水化的條件下操作。可用于環氧丙烷非催化水化的典型條件可以是25巴和125℃至195℃(入口-出口溫度)。將離開第一水化反應器r1的反應產物4供應至第一閃蒸器f1，其中水被部分蒸發，通過再循環管線3離開回到第一水化反應器r1。蒸發的水的量可以通過閃蒸器的適當構造和操作條件來控制。將第一閃蒸器f1的底部殘留物(水和亞烷基二醇的混合物)作為反應產物5供應至第二水化反應器r2，還供應另外的環氧烷烴8。再一次，反應器在適合環氧烷烴水化的條件下操作。可用于環氧丙烷非催化水化的典型條件可以是20巴和135℃至195℃(入口-出口溫度)。在冷卻之后，將離開第二水化反應器r2的反應產物9供應至第三水化反應器r3，還供應另外的環氧烷烴11。再一次，反應器在適合環氧烷烴水化的條件下操作。可用于環氧丙烷非催化水化的典型條件可以是20巴和135℃至195℃(入口-出口溫度)。然后將反應產物10供應至第二閃蒸器f2，其中水被部分蒸發，通過再循環管線12離開回到第一水化反應器r1。蒸發的水的量可以通過閃蒸器的適當構造和操作條件來控制。然后將第二閃蒸器f2的底部殘留物6送至脫水區和純化區。一般來說，對于每個反應器，可以將水進料(或來自先前反應器的反應產物)和環氧烷烴進料預混合，然后供應至反應器區的反應器。例如，在圖1、圖2、圖3、圖4和圖5例示的任何構造中，可將水進料1和環氧烷烴進料2預混合，然后供應至第一水化反應器r1。也可以將循環進料3和12中任一者(或兩者)與水進料1和/或環氧烷烴進料2預混合。根據另一些實施方案，進料8和/或11可以在進入相應的水化反應器之前與反應產物4、5或10預混合。當然，上文給出的環氧丙烷非催化水化的示例性條件(20巴至25巴，135℃至195℃)可以根據所使用的環氧烷烴而變化，并且通常確保反應物為液相且避免該放熱反應的溫度超出限度。例如，在環氧乙烷(其比環氧丙烷更易揮發)的情況下，壓力可以更高，而在環氧丁烷和其他具有更高沸點的環氧烷烴的情況下，壓力可以更低。通過應用上述構造或本領域技術人員在本公開內容的教導下可以想出的其他可能構造，需要較少的外部水。可將先前討論的一些有利的可選方案應用于上述構造(圖中未示出)。例如，第一可選方案是對反應器之間的反應產物進行閃蒸，這可以部分或完全替代通常在反應器之間降低溫度所需的冷卻裝置。因此，減少了級間冷卻所需的能量。在第二可選方案中，可使閃蒸的水冷凝并同時對供應至第一水化反應器的外部水進料進行預熱。在第三可選方案中，在使水再循環之前，可以通過不可冷凝的吹掃氣或汽提塔除去在閃蒸器中與水一起蒸發的雜質。當然，在第四可選方案中，可以通過外部冷卻器或者用更冷的水流驟冷來使閃蒸的水冷卻。可以采取上述第一、第二、第三和第四可選方案中的一個或更多個的組合，并且這樣的組合在本發明的范圍內。因此，以上所例示的構造和以下描述的其他可選方案不能被理解為孤立的實施方案，而應理解為一般公開的實例，并因此可由本領域技術人員組合以在本發明的范圍內優化設備的操作。如果將閃蒸器置于最后的反應器之后而在脫水之前，則降低了進入脫水區的粗產物的溫度并因此需要更多的能量消耗用于脫水。為了提高過程的能量集成，可將所述粗產物用于與離開任何先前水化反應器的產物進行能量轉移操作。以這種方式，離開最后的閃蒸器的粗產物在去往脫水過程時被加熱，而離開先前反應器的產物在進入下一反應器之前被冷卻。換句話說，在將其送至脫水之前，離開最后的閃蒸器的粗產物可用作離開先前水化反應器的產物中的至少一種的冷卻裝置。例如，本發明的方法可包括：(i)在第一水化反應器中用水使環氧烷烴的第一進料水化；(ii)使所述第一水化反應器的產物冷卻并提供所述環氧烷烴的第二進料；(iii)在第二水化反應器中繼續進行第二水化；(iv)在第一閃蒸器中對所述第二水化反應器的產物進行閃蒸脫水并使蒸發的水再循環到反應區中；(v)任選地，使所述第一閃蒸器的底部殘留物冷卻；(vi)將所述第一閃蒸器的底部殘留物與所述環氧烷烴的第三進料混合；(vii)在第三水化反應器中繼續進行第三水化；(viii)在第二閃蒸器中對所述第三水化反應器的產物進行閃蒸脫水并使蒸發的水再循環到反應區中；以及(ix)任選地，使所述第二閃蒸器的底部殘留物與所述第一水化反應器的產物進行熱交換。根據本發明的離開反應區的粗產物混合物含有二醇、水和其他雜質的混合物，并且可以按照已知工序進行進一步處理。最普遍的商業工序將粗產物混合物直接送至脫水區。最常見的方案是以上提及的三效，并且描述于許多參考文獻如ullmann的encyclopediaofindustrialchemistry,第7版,ethyleneglycol章，us2012/0203015a1或us5,514,388b1中。三個蒸發器以遞減的壓力串聯布置，使得在一個容器中沸騰出的蒸氣由于熱梯度而可用于加熱下一個。僅第一蒸發器需要外部熱源。第一和第二蒸發器的蒸氣分別通過第二和第三蒸發器的再沸器。最后的蒸發器的蒸氣使用外部冷卻器冷凝。來自脫水的冷凝水被送回反應區用于再循環。多效蒸發通常不除去所有的水(在二醇流中留下2重量％至10重量％的水)，并且很多時候在下游接著是完成二醇產物的干燥的真空蒸餾塔。一旦二醇產物已脫水并干燥，其通常在純化區中純化(通常通過蒸餾)。為了進一步舉例說明本發明的操作和優點，提供了非限制性實施例(和比較例)。實施例實施例1和比較例1：使用單個反應器的環氧丙烷(po)的熱水化在沒有閃蒸器(比較例1，即，根據現有技術)和有閃蒸器(實施例1，即，根據本發明)的情況下模擬單個反應器熱水化過程的操作。參考圖6描述比較例1(根據現有技術)。通過管線15向單個絕熱管式活塞流反應器16供應與po14(15℃下13,125kg/小時)混合的經預熱的水13(83℃下52,500kg/小時)。因此，摩爾比水:po為約9.8:1(進料中約20重量％的po)。反應器入口處的溫度為120℃，而出口處的溫度為190℃。產物混合物通過管線17離開反應器16。參考圖7描述實施例1(根據本發明)，所述實施例1與比較例1類似，不同之處在于使用閃蒸器21和使如此蒸發的水20(6,700kg/小時，組成為超過98重量％的水)再循環。因此，供應至水化反應器16的總水量為57,200kg/小時。通過管線15向單個絕熱管式活塞流反應器16供應與po14(15℃下13,125kg/小時)混合的經預熱的水13(83℃下52,500kg/小時)和6,700kg/小時的循環水20(總共57,200kg/小時)。反應器入口處的溫度為128℃，而出口處的溫度為190℃。產物混合物通過管線17離開反應器16并被送至筒式閃蒸器21，水從所述筒式閃蒸器21中部分蒸發(67,00kg/小時，組成為超過98重量％的水)并通過管線20再循環并與水13混合(如前所述)。因此，考慮到再循環的水，摩爾比水:po現在為約11:1(進料15中約18重量％的po)。閃蒸器21的底部殘留物為約150℃并通過管線19將其泵送至脫水區。將在每種情況下由送至脫水的產物混合物獲得的以kg/小時給出的二醇組成匯總于表1中：表1比較例1實施例1單丙二醇(mpg)15,88416,000二丙二醇(dpg)1,088990三丙二醇(tpg)4033以這種方式，mpg產量提高了0.7％，dpg降低了0.1％，且tpg降低了15％。總體上，本發明的方法以相同的能量(在兩種情況下均為約8.96mmkcal/小時，將用于加熱流13的能量加上比較例1中使流17脫水所需的能量與實施例1中使流19脫水所需的能量進行比較)提供了對單環氧烷烴更好的選擇性。在另一方面，可以操作實施例1的系統以獲得與比較例1中相同的二醇組成(即，在兩種情況下向反應器16供應相同總量的水)。以這種方式，因為更少的水被送至脫水區，所以可以實現節能，而不是提高所獲得的單亞烷基二醇的比例。總體效果是消耗降低到7.5mmkcal/小時(使流19脫水所需的能量)，相對于比較例1(約8.96mmkcal/小時，包括用于加熱流13的能量加上用于使流19脫水的能量)降低16％，而在兩種情況下獲得相同量的mpg、dpg和tpg。實施例2和比較例2：使用三個絕熱管式活塞流反應器的環氧丙烷(po)的熱水化在沒有閃蒸器(比較例2，即，根據現有技術)和有兩個閃蒸器(實施例2，即，根據本發明)的情況下模擬三個熱水化反應器的操作。參考圖8描述比較例2(根據現有技術)。向第一絕熱管式活塞流反應器31供應op22(15℃下4,331kg/小時)和水42(22,900kg/小時)以產生進料23。水流42來自較低溫度的水流41，所述水流41已通過與離開第一和第二絕熱管式活塞流反應器(分別為31和32)的流(24和27)進行能量交換而被加熱。當進入第一反應器31時，所述流23的溫度為142℃，而離開所述第一反應器32的流24的溫度為195℃。一旦冷卻，將流24與15℃下的另外4,331kg/小時的op(26)混合以產生進入第二反應器32并作為190℃下的流27離開的進料25。用冷卻器使所述流27冷卻并將其與15℃下的另外4,331kg/小時的op(29)混合以形成進入第三反應器33并在190℃下作為流30(其被送至脫水區)離開的流28。參考圖9描述實施例2(根據本發明)，所述實施例2與比較例2類似，不同之處在于，在第二反應器32之后包括第一閃蒸器50以及在第三反應器33之后包括第三閃蒸器51。將第一和第二閃蒸器中蒸發的水(分別為1,300kg/小時和2,900kg/小時)與水進料41(22,900kg/小時)混合以產生總計27,100kg/小時的水進料43。因此，向第一絕熱管式活塞流反應器31供應op22(15℃下4,331kg/小時)和水43(27,100kg/小時)以產生流23。離開所述第一反應器31的流24的溫度為195℃。一旦用最終粗產物39(見下文)冷卻，將流24與15℃下的另外4,331kg/小時的op(26)混合以產生進入第二絕熱管式活塞流反應器32并作為190℃下的流27離開的進料25。將所述流27在第一閃蒸器50(7巴，1,300kg/小時的閃蒸的水)中閃蒸，用冷卻器進一步冷卻，并與15℃下的另外4,331kg/小時的op(29)混合以形成進入第三絕熱管式活塞流反應器33并在190℃下作為流37離開的流36。將流37在第二閃蒸器51(3巴，2,900kg/小時的閃蒸的水)中閃蒸。如上所述，將最終粗產物39用作流24的冷卻裝置以提高所述流39在被送至脫水區之前的溫度。在每種情況下由送至脫水的產物混合物獲得的以kg/小時給出的二醇組成匯總于表2中：表2比較例2實施例2單丙二醇(mpg)14,38314,633二丙二醇(dpg)2,2552,077三丙二醇(tpg)192158以這種方式，mpg產量提高了1.7％，dpg降低了7.9％，且tpg降低了17.7％。總體上，本發明的方法以相同的能量(在兩種情況下均為約1.9mmkcal/小時，如比較例1和實施例1中，包括用于反應區和脫水的全部能量)提供了對單環氧烷烴更好的選擇性。另一方面，可以操作實施例2的系統以獲得與比較例2中相同的二醇組成(即，在兩種情況下向反應器31供應相同總量的水)。以這種方式，因為更少的水被送至脫水區，所以可以實現節能，而不是提高所獲得的單亞烷基二醇的比例。總體效果是消耗降低到1.5mmkcal/小時，相對于比較例1(約1.9mmkcal/小時)降低了22％，而在兩種情況下獲得了相同量的mpg、dpg和tpg。當前第1頁12