环氧乙烷.docx

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环氧乙烷

环氧乙烷．

第一节乙烯环氧化制环氧乙烷

一环氯乙烷的性质与用途

环氧乙烷（简称EO）是最简单最重要的环氧化物，在常温下为气体。

沸点10.4℃，可与水、醇、醚及大多数有机溶剂以任意比例混合，在空气中的爆炸限（体积分数）为2.6％～100％，有毒。

环氧乙烷易自聚，尤其当有铁、酸、碱、醛等杂质或高温下更是如此，自聚时放出大量热，甚至发生爆炸，因此存放环氧乙烷的贮槽必须清洁，并保持在0℃以下。

由于环氧乙烷具有含氧三元环结构，性质非常活泼，极易发生开环反应，在一定条件下，可与水、醇、氢卤酸、氨及氨的化合物等发生加成反应，其通式为

其中与水发生水合反应生成乙二醇，是制备乙二醇的主要方法。

与氨反应可生成一乙醇胺、二乙醇胺和三乙醇胺。

环氧乙烷本身还可开环聚合生成聚乙二醇。

环氧乙烷是以乙烯为原料产品中的第三大品种，仅次于聚乙烯和苯乙烯。

％，它是60环氧乙烷的主要用途是生产乙二醇，约占全球环氧乙烷总消费量的生产聚酯纤维的主要原料之一，其次是用于生产非离子表面活性剂以及乙醇胺类、乙二醇醚类、二甘醇、三甘醇等。

二环氧乙烷的生产方法

环氧乙烷的工业生产有氯醇法和乙烯直接氧化法。

氯醇法是早期的工业生产方法，分两步完成，首先由氯气和水反应生成次氯酸，次氯酸与乙烯反应生成氯乙醇，然后氯乙醇与氢氧化钙皂化生成环氧乙烷。

尽管氯醇法乙烯利用率高，但生产过程中消耗大量氯气，腐蚀设备，污染环境，产品纯度底，现已基本被淘汰。

直接氧化法又可分为空气氧化法和氧气氧化法。

1931年法国催化剂公司的Lefort发现乙烯在银催化剂作用下可以直接氧化成环氧乙烷，经过进一步的研究与开发形成乙烯空气直接氧化法制环氧乙烷技术，1937年美国U（℃公司首次采用此法建厂生产。

1958年美国Shell公司首次建成了氧气直接氧化法工业装置，氧气直接氧化法技术先进，适宜大规模生产，生产成本低，产品纯度可达99.99％，此外设备体积小，放空量少，氧气氧化法排出的废气量只相当于空气氧化法的2％，相应的乙烯损失也少；另外，氧气氧化法流程比空气氧化法短，设备少，建厂投资可减少15％～30％，考虑空分装置的投人，总投资会比空气氧化法高一些，但用纯氧作氧化剂可提高进料浓度和选择性，生产成本大约为空气氧化法的90％；同时，氧气氧化法比空气氧化法反应温度低，有利于延长催化剂的使用寿命。

因此，近年来新建的大型装置均采用纯氧作氧化剂，逐渐取代了空气法而成为占绝对优势的工业生产方法。

目前环氧乙烷的物耗、能耗水平以UCC技术为例，每生产1t乙二醇，需乙烯626.7kg，氧气696.1kg，甲烷5.6kg，电134kW·h，蒸汽1.226t。

三乙烯直接氧化法制环氧乙烷的反应。

乙烯在银催化剂上的氧化反应包括选择氧化和深度氧化，除生成目的产物．

环氧乙烷外，还生成副产物二氧化碳和水及少量甲醛和乙醛。

主反应

平行副反应

串联副反应

研究表明，二氧化碳和水主要由乙烯直接氧化生成，反应的选择性主要取决于平行副反应的竞争，环氧乙烷串联副反应是次要的。

环氧乙烷的氧化可能是先异构化为乙醛，再氧化为二氧化碳和水，而乙醛在反应条件下易氧化，所以产物中只有少量乙醛存在。

由于这些氧化反应都是强放热反应，具有较大的平衡常数，尤其是深度氧化，为选择性氧化反应放热的十多倍，因此为减少副反应的发生，提高选择性，催化剂的选择非常重要。

否则会因副反应进行而引起操作条件的恶化，甚至变得无法控制，造成反应器内发生“飞温”事故。

四乙烯直接环氧化催化剂与反应机理

催化剂1

乙烯直接氧化法生产环氧乙烷的工业催化剂为银催化剂。

在乙烯直接氧化制环氧乙烷生产过程中，原料乙烯消耗的费用占EO生产成本的70％左右，因此，降低乙烯单耗是提高经济效益的关键，最佳措施是开发高性能催化剂。

工业上使用的银催化剂由活性组分银、载体和助催化剂组成。

（1）载体主要功能是提高活性组分银的分散度，防止银的微小晶粒在高温下烧结。

银的熔点比较低（961.93℃），银晶粒表面原子在约500℃时即可具有流动性，所以银催化剂的一个显著特点是容易烧结，催化剂在使用过程中受热后银晶粒长大，活性表面减少，使催化剂活性降低，从而缩短使用寿命。

而乙烯环氧化过程存在的副反应为强放热反应，因此，载体的表面结构、孔结构及导热性能，对催化剂颗粒内部的温度分布、催化荆上银晶粒的大小及分布、反应原料气体及生成气体的扩散速率等有非常大的影响，从而显著影响其活性和选择性。

载体比表面积大，有利于银晶粒的分散，催化剂初始活性高，但比表面积大的催化剂孔径较小，反应产物环氧乙烷难以从小孔中扩散出来，脱离表面的速度慢，从而造成环氧乙烷深度氧化，选择性下降。

因此，工业上选用比表面积小、无孔隙或粗孔隙型的惰性物质作载体，常用的有α-氧化铝、碳化硅、2/g。

0.4m近期专利报道，一般载体比表面积在刚玉一氧化铝一二氧化硅等，0.3～2／g的载体，0.5～2m等公司已试用载体比表面积有提高的趋势，如Shell、SD空隙率50％左右，平均孔径4.4μm左右。

载体中的钠含量对载体表面酸碱性有一定影响，一般要求将钠含量控制在0.05％～1％以内。

Halcon公司研制出由无孔内核和多孔外层构成的双层结构的载体。

内核使用导热性能良好的无孔材料，如SiC等，外壳由能形成多孔结构的小颗粒材料涂覆在核上构成，活性组分集中在外层。

双层结构复合载体由于孔深度有限，反应产物在孔内停留时间短，深度氧化少，传质传热效果好，反应选择性高，还可减少活性组分用量。

．

载体的形状对催化剂的催化性能也有影响。

早期的乙烯氧化制环氧乙烷负载型催化剂的载体为球形，尽管球形载体的流动性好，但催化剂微孔内的气体不易扩散出来，造成深度氧化，选择性降低。

为了提高载体性能，尽量把载体制成传质传热性能良好的形状，如环形、马鞍型、阶梯型等。

同时，载体形状

选择应保证反应过程中气流在催化剂颗粒间有强烈搅动，不发生短路.床层阻力小。

（2）助催化剂只含活性组分银的催化剂并不是最好的，必须添加助催化剂。

研究表明，碱金属、碱土金属和稀土元素等具有助催化作用，两种或两种以上的助催化剂有协同作用，效果优于单一组分。

碱金属助催化剂的主要作用是使载体表面酸性中心中毒，以减少副反应的进行。

碱金属的添加量50～750mg／kg（催化剂）。

添加助催化剂，不仅能提高反应速率和环氧乙烷选择性，还可使最佳反应温度下降，防止银粒烧结失活，延长催化剂使用寿命。

有报道在烯酮银中添加碱金属，催化剂的选择性可达95％，ICI公司在催化剂中加入钠，选择性可达86％～92％。

助催化剂的选择应和特定的载体及特定的催化剂制备方法相配合。

Shell公司近年来以低钠高纯氧化铝为载体，通过添加铯、铼等多元助催化剂，开发了一系列催化剂，其中S880以上系列催化剂的选择性已大于88％，但该类催化剂活性较低，寿命较短。

除常见的铯、锂、铷、钾等外，近年来，见诸报道的助催化剂元素有VIB过渡金属（铬、钼、钨）、硫、铼及钪、钴、锰、氟等。

此外，还可添加活性抑制剂。

抑制剂的作用是使催化剂表面部分可逆中毒，使活性适当降低，减少深度氧化，提高选择性，见诸报道的有二氯乙烷、氯乙-6g／L的烯、氮氧化物、硝基烷烃等，有专利称在气相中添加2×102-硝基甲烷或2-硝基丙烷.反应转化率达30％。

选择性达87％。

工业生产中常添加微量二氯乙烷，二氯乙烷热分解生成乙烯和氯，氯被吸附在银表面，影响氧在催化剂表面的化学吸附，减少乙烯的深度氧化。

（3）银含量根据以前的研究结果，增加催化剂的银含量，可提高催化剂的活性，但会使选择性降低，因此，目前工业催化剂的银的质量含量基本在20％以下。

但最近的研究结果表明，只要选择合适的载体和助催化剂，高银含量的催化剂也能保证选择性基本不变，而活性明显提高。

UCC公司报道采用锰和钾作助催化剂，银含量达33.2％时，仍可使选择性达88.7％～89.6％。

（4）催化剂制备银催化剂的制备有两种方法，早期采用粘接法或称涂覆法，现在采用浸渍法。

粘接法使用粘接剂将活性组分、助催化剂和载体粘接在一起，制得的催化剂银的分布不均匀，易剥落，催化性能差，寿命短。

浸渍法一般采用水或有机溶剂溶解有机银如羧酸银及有机胺构成的银铵络台物作银浸渍液，该浸渍液中也可溶有助催化剂组分，将载体浸渍其中，经后处理制得催化剂。

银盐的选择、银盐和助催化剂浸渍次序和方法、还原剂的选择和制备过程工艺条件等，都对银粒在载体表面上的大小和分布有影响，从而影响催化剂的催化性能。

有专利认为，载体上的银粒为0.1,am左右时，催化剂的稳定性和选择性最好，银晶粒的几何形状也对催化剂的催化性能有影响。

浸渍法制备的银催化剂银晶粒分布均匀，与载体结合牢固，能承受高空速，催化剂寿命长，选择性高。

目前用氧气氧化法生产环氧乙烷的工业催化剂选择性已达83％～84％，实验室阶段更高，美国Shell、SD、UCC三家公司的技术代表了当今环氧乙烷生产的先进水平，中国银催化剂的研究也已达国际先进水平。

国内外代表性工业。

7-3生产环氧乙烷用银催化剂主要性能见表．

表1环氧乙烷工业生产用银催化剂主要性能

公司

催化剂型号

银含量质量分数）（

－１空速／h

①／时空收率-1-1）（kg-hkg

寿命／年

初始选择性

两年后选择性

Shell

S859

±（14.50.4）％

4000

0.205

2～4

81.0％

78.2％

S880系列

14.0％

2

86.0％～89.0％

SD

S1105

8.0％～9.0％

4460

0.192

3～5

82.5％

78.7％～79.1％

UCC

1285

（13.75+0.25）％

3800

0.194

5

82.0％

78.8％

新型号

84.0％

燕山石化

YS-5

±（14.00.5）％

7033

0.257

80.81％

YS-6①时空收率系指单位时间内单体质量催化剂所获产品的质量，有时也用催化剂体积计量。

7410

0.197

85.0％～86.0％（单管）

需要指出的是，制备的银催化剂必须经过活化后才具有活性，活化过程是将不同状态的银化合物分解、还原为金属银。

2反应机理

乙烯在银催化剂上直接氧化制环氧乙烷的反应机理至今尚无定论。

P.A.Kilty等根据氧在银催化荆表面的吸附、乙烯和吸附氧的作用以及选择性氧化反应，提出了氧在银催化剂表面上存在两种化学吸附态，即原子吸附态和分子吸附态。

2-，这种当有四个相邻的银原子簇组成的吸附位时，氧便解离形成原子吸附态O吸附的活化能低，在任何温度下都有较高的吸附速度，原子态吸附氧易与乙烯发生深度氧化。

活性抑制剂的存在，可使催化剂的银表面部分被覆盖，如添加二氯乙烷时，被氯覆盖，则无法形成四个相邻银原子簇组成的吸附位，从而4若银表面的1／抑制氧的原子态吸附和乙烯的深度氧化。

在较高温度下，在不相邻的银原子上也可产生氧的解离形成的原子态吸附，但这种吸附需较高的活化能，因此不易形成。

在没有四个相邻的银原子簇吸附位时，可发生氧的分子态吸附，即氧的非解离吸附，形成活化了的离子化氧分子，乙烯与此种分子氧反应生成环氧乙烷，同时产生一个吸附的原子态氧。

此原子态的氧与乙烯反应，则生成二氧化碳和水。

－是乙烯氧化生成环氧按照此机理，银催化剂表面上离子化分子态吸附氧O22-是完全氧化生成二氧化碳的氧种。

如果在O乙烷反应的氧种，而原子态吸附氧个相邻的银原子簇存在，或向反应体系中加入抑制剂，使4催化剂的表面没有氧的解离吸附完全被抑制，只进行非解离吸附，在不考虑其他副反应情况下，％。

但从目前的研究结果来看，乙85.776则乙烯环氧化的选择性最大为／，即％的上限，说明此机理不完全符合实烯氧化生成环氧乙烷的选择性已超出85.7际情况。

一些学者对此进行了修正，认为原子氧也可生成环氧乙烷，还有人认．

为催化剂表面上的原子态吸附氧可快速结合成分子态氧，再与乙烯反应生成环氧乙烷。

另一种机理认为，原子态吸附氧是乙烯银催化氧化的关键氧种，原子态吸附氧与底层氧共同作用生成环氧乙烷或二氧化碳，分子氧的作用是间接的。

乙

烯与被吸附的氧原子之问的距离不同，反应生成的产物也不同。

当与被吸附的氧原子间距离较远时，为亲电性弱吸附，生成环氧乙烷；距离较近时，为亲核性强吸附，生成二氧化碳和水。

氧覆盖度高产生弱吸附原子氧，氧覆盖度低产生强吸附原子氧，凡能减弱吸附态原子氧与银表面键能的措施均能提高反应选择性，根据该理论，选择性不存在85.7％的上限。

近年来的研究表明后一种机理更可能接近实际情况。

有文献报道了生成环氧乙烷的反应动力学方程

生成二氧化碳的反应动力学方程

研究表明，反应速率与反应温度、反应物浓度及催化剂性能等因素有关，尤以催化剂性能的影响更重要。

催化剂性能则由催化剂组成、制备工艺及条件等决定。

五反应条件对乙烯环氧化的影响

（1）反应温度乙烯环氧化过程中存在着平行的完全氧化副反应，反应温度是影响选择性的主要因素。

尽管催化反应机理和动力学还未取得一致的认识，但研究表明环氧化反应的活化能小于完全氧化反应的活化能。

反应温度升高，两个反应的速率都加快，但完全氧化反应的速率增加更快。

在反应温度为100℃时，反应产物几乎全是环氧乙烷，但反应速率很慢，转化率很低，无工业价值。

随着温度升高，转化率增加，选择性下降，在温度超过300℃时，产物儿乎全是二氧化碳和水。

此外，温度过高还会导致催化剂的使用寿命下降。

权衡转化率和选择性之间的关系，以达到环氧乙烷的收率最高，工业上一般选择反应温度在220～260℃。

（2）空速是影响乙烯转化率和EO选择性的另一因素，但与反应温度相比，该因素是次要的。

空速减小，也会导致转化率提高，选择性下降，但影响不如温度显著。

空速不仅影响转化率和选择性，还影响催化剂的空时收率和单位时间的放热量，应全面考虑。

空速提高，可增大反应器中气体流动的线速度，减小气膜厚度，有利于传热。

工业上采用的空速与选用的催化剂有关，还与反应-1左右。

催化剂活性高反应热可及时移8000h一般在4000～器和传热速率有关，出时可选择高空速，反之选择低空速。

（3）反应压力乙烯直接氧化的主副反应在热力学上都不可逆，因此压力对主副反应的平衡和选择性影响不大。

但加压可提高乙烯和氧的分压，加快反应速率，提高反应器的生产能力，也有利于采用加压吸收法回收环氧乙烷，故工业上大都采用加压氧化法。

但压力也不能太高，否则设备耐压要求提高，费用增大，环氧乙烷也会在催化剂表面产生聚合和积碳，影响催化剂寿命。

一般工业上采用的压力在2.0MPa左右。

（4）原料配比及致稳气对于具有循环的乙烯环氧化过程，进入反应器的混合气由循环气和新鲜原料气混合形成，它的组成不仅影响过程的经济性，也与

安全生产息息相关。

实际生产过程中乙烯与氧的配比一定要在爆炸限以外，同时必须控制乙烯和氧的浓度在合适的范围内，过低时催化剂的生产能力小，过高时反应放出的热量大，易造成反应器的热负荷过大，产生飞温。

乙烯与空气混合物的爆炸极限（体积分数）为2.7％～36％，与氧的爆炸极限（体积分数）为

2.7％～80％，实际生产中因循环气带人二氧化碳等，爆炸限也有所改变。

为了提高乙烯和氧的浓度，可以用加入第三种气体来改变乙烯的爆炸限，这种气体通常称为致稳气，致稳气是惰性的，能减小混合气的爆炸限，增加体系安全性；具有较高的比热容，能有效地移出部分反应热，增加体系稳定性。

工业上曾广泛采用的致稳气是氮气，近年来采用甲烷作致稳气。

在操作条件下，甲烷的比热是氮气的1.35倍，且比氮气作致稳气时更能缩小氧和乙烯的爆炸范围，使进口氧的浓度提高，还可使选择性提高1％，延长催化剂的使用寿命。

生产中由于使用的氧化剂不同，反应器进口混合气的组成也不相同。

用空气作氧化剂时，空气中的氮充作致稳气，乙烯的浓度为5％左右，氧浓度6％左右；以纯氧作氧化剂时，为使反应缓和进行，仍需加入致稳气，在用氮作致稳气时，乙烯浓度可达20％～30％，氧浓度7％～8％左右。

（5）原料气纯度许多杂质对乙烯环氧化过程都有影响，必须严格控制。

主要有害物质及危害如下。

①催化剂中毒。

如硫化物、砷化物、卤化物等能使催化剂永久中毒，乙炔会使催化剂中毒并能与银反应生成有爆炸危险的乙炔银。

②反应热效应增大。

氢气、乙炔、C以上的烷烃和烯烃可发生燃烧反应放出大3量热，使过程难以控制，乙炔、高碳烯烃的存在还会加快催化剂表面的积炭失活。

③影响爆炸限。

氲气和氢气是空气和氧气中带来的主要杂质，过高会改变混合气体的爆炸限，降低氧的最大容许浓度。

④选择性下降。

原料气及反应器管道中带人的铁离子会使环氧乙烷重排为乙醛，导致生成二氧化碳和水，使选-6-5g10C以上烃10<1×g／L，<5×择性下降。

因此，原料乙烯要求杂质含量:

乙炔3-6-6-6g／L10，氢气<5×。

二氧化碳对环氧化反应也有抑制作用，但适宜的含量会提高反应的选择性，提高氧的爆炸极限浓度，循环气中二氧化碳允许含量<9％。

（6）乙烯转化率单程转化率的控制与氧化剂的种类有关，用纯氧作氧化剂时，单程转化率一般控制在12％～15％，选择性可达83％～84％；用空气作氧化剂时，单程转化率一般控制在30％～35％，选择性达70％左右。

单程转化率过高时，由于放热量大，温度升高快，会加快深度氧化，使环氧乙烷的选择性明冠降低。

为了提高乙烯的利用率，工业上采用循环流程，即将环氧乙烷分离后未反应的乙烯再送回反应器，所以单程转化率也不能过低，否则因循环气量过大而导致能耗增加。

同时，生产中要引出10％～15％的循环气以除去有害气体如=:

氧化碳、氩气等，单程转化率过低也L会造成乙烯的损失增加。

六乙烯氧气氧化法生产环氧乙烷的工艺流程

乙烯直接氧化法生产环氧乙烷，工艺流程包括反应部分和环氧乙烷回收、精制两大部分。

下面介绍氧气法生产环氧乙烷的工艺流程，见图7-3所示。

1氧化反应部分

新鲜原料乙烯和含抑制剂的致稳气在循环压缩机的出口与循环气混合，然与氧气混合。

混合器的设计非常重要，要确保迅速混合，以免因3后经混合器．

混合不好造成局部氧浓度过高而超过爆炸极限浓度，进入热交换器时引起爆炸。

工业上采用多孔喷射器高速喷射氧气，以使气体迅速均匀混合，并防止乙烯循环气返混回含氧气体的配管中。

反应工序需安装自动分析监测系统、氧气自动切断系统和安全报警装置。

混合后的气体通过气一气热交换器2与反应生成气

换热后，进入反应器1。

由于细粒径银催化剂易结块.磨损严重，难以使用流化床反应器，工业上均采用列管式固定床反应器。

随着技术的进步，目前已可设计使用直径大于25mm的反应管，单管年生产环氧乙烷的能力可达10t以上。

列管式反应器管内充填催化剂，管间走冷却介质。

冷却介质可以是有机载热体等或加压热水，用于移出大量的反应热。

由于有机载热体闪点较低，如有泄漏，危险性大，同时传热系数比水小，因此，近年来多采用加压热水移热，还可副产蒸汽。

在反应器出口端，如果催化剂粉末随气流带出，会促使生成的环氧乙烷进一步深度氧化和异构化为乙醛，这样既增加了环氧乙烷的分离提纯难度，叉降低了环氧乙烷的选择性，而且反应放出的热量会使出口气体温度迅速升高，带来安全上的问题，这就是所谓的“尾烧”现象。

目前工业上采用加冷却器或改进反应器下封头的办法来加以解决。

氧气法生产环氧乙烷工艺流程示意图图1

1-环氧乙烷反应器；2-热交换器；3-气体混台器；4-环氧乙烷吸收塔；5-CO吸收塔；6-CO吸收液再生塔；227-解吸塔；8-再吸收塔；9-脱气塔；10-精馏塔；11-环氧乙烷贮槽

反应器流出的反应气中环氧乙烷摩尔分数含量通常小于3％，经换热器2冷却后进入环氧乙烷水吸收塔4，环氧乙烷可与水以任意比例互溶，采用水作吸收剂，可将环氧乙烷完全吸收。

从环氧乙烷吸收塔排出的气体，含有未转化的乙烯、氧、二氧化碳和惰性气体，应循环使用。

为了维持循环气中CO的含量不2过高，其中90％左右的气体作循环气，剩下的10％送往二氧化碳吸收装置5，用热碳酸钾溶液吸收CO，生成KHCO溶液，该溶液送至二氧化碳解吸塔6，32经加热减压解吸CO，再生后的碳酸钾溶液循环使用。

自二氧化碳吸收塔排出2的气体经冷却分离出夹带的液体后，返回至循环气系统。

2环氧乙烷回收精制部分

回收和精制部分包括将环氧乙烷自水溶液中解吸出来和将解吸得到的粗环氧乙烷进一步精制两步。

自环氧乙烷吸收塔塔底排出的环氧乙烷吸收液，含少量甲醛、乙醛等副产物和二氧化碳，需进一步精翎。

根据环氧乙烷用途的不同，提浓和精制的方法不同。

环氧乙烷吸收塔塔底排出的富环氧乙烷吸收液经热交换、减压闪蒸后进入解吸塔7顶部，在此环氧乙烷和其他气体组分被解吸。

被解吸出来的环氧乙烷和水蒸气经过塔顶冷凝器，大部分水和重组分被冷凝，解吸出来的环氧乙烷进

入再吸收塔8用水吸收，塔底可得质量分数为加％的环氧乙烷水溶液，塔顶排放解吸的二氧化碳和其他不凝气如甲烷、氧气、氮气等，送至蒸气加热炉作燃料。

所得环氧乙烷水溶液经脱气塔9脱除二氧化碳后，一部分可直接进往乙二醇装置。

剩下部分进入精馏塔10，脱除甲醛、乙醛等杂质，制得高纯度环氧乙

烷。

精馏塔95块塔板，在86块塔盘上液相采出环氧乙烷，纯度大于99.99％，塔顶蒸出的甲醛（含环氧乙烷）和塔下部采出的含乙醛的环氧乙烷，均返同脱气塔。

在环氧乙烷回收和精制过程中，解吸塔和精馏塔塔釜排出的水，经热交换后，作环氧乙烷吸收塔的吸收剂，闭路循环使用，以减少污水量。

以空气作氧化剂的工艺流程中与氧气法不同之处有两点:

其一是空气中N2就是致稳气；其二是不用碳酸钾溶液来脱除CO，因而没有CO吸收塔和再生22塔。

控制循环气中CO含量的方法足排放一部分循环气到系统外。

故排放量比2氧气法大得多，乙烯的损失亦大得多。

七环氧乙烷生产工艺技术的新进展

近年来.环氧乙烷生产工艺有了一些新进展。

在氧烃混合方面，日本触媒公司将含氧气体在吸收塔气液接触的塔盘七与反应生成气接触混合，吸收环氧乙烷后，混合气再经净化并补充乙烯，作反应原料。

由于塔盘上有大量的水存在，因此，该方法安全可靠，同时，可省去以前设置的专用混合器。

在环氧乙烷回收技术方面，Dow化学公司采用碳酸乙烯酯代替水作吸收剂，碳酸乙烯酯与水相比，具有对环氧乙烷溶解度大、比热小等特点。

因此，可减小吸收塔体积，降低解吸时的能耗。

Halcon公司采用超临界萃取技术，利用二氧化碳从环氧乙烷水溶液中萃取环氧乙烷，然后在亚临界条件下蒸馏回收环氧乙烷，与水溶液解吸法相比，可节约大量的能量。

SAM公司利用膜式等温吸收器，在50～60℃、0.1～3.0MPa下，等温水吸收反应生成气中的环氧乙烷，在膜式吸收器底部形成高浓度环氧乙烷水溶液，送往闪蒸器闪蒸，在其底部得不含惰性气体的环氧乙烷溶液，将其中残留的乙烯回收后，可直接送往乙二醇装置作为进料。

该方法具有明显的节能效果。

日本触媒化学公司使用热泵精馏等技术在环氧乙烷精制过程中开发利用低位能方面取得了进展。