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TWI746500B - 使用分隔壁塔蒸餾純化硫醇或噻吩 - Google Patents

使用分隔壁塔蒸餾純化硫醇或噻吩 Download PDF

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TWI746500B
TWI746500B TW106101719A TW106101719A TWI746500B TW I746500 B TWI746500 B TW I746500B TW 106101719 A TW106101719 A TW 106101719A TW 106101719 A TW106101719 A TW 106101719A TW I746500 B TWI746500 B TW I746500B
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蘿斯 阿葵亞
傑洛米 安斯祖茲
薩爾薇 卡米亞
安德魯 Ｒ 戈德
莎珊克 Ｎ 莎
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美商愛克瑪公司
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Abstract

本發明的多個方面涉及用於從含有硫醇、噻吩和其他組分的混合物的進料流中獲得所希望的硫醇或噻吩的系統和方法。在本發明的一個方面，用於從混合硫醇的進料流中分離一種或多種組分的系統包括與含有硫醇的進料流連接的一個或多個蒸餾塔，該蒸餾塔具有精餾段、汽提段、由分隔壁與側餾分段隔開的進料側段，該分隔壁從該精餾段延伸至該汽提段。該蒸餾塔進一步與冷凝器和再沸器連接；並且與餾出物流、側餾分流和塔底物流連接。

Description

使用分隔壁塔蒸餾純化硫醇或噻吩
本發明涉及用於從進料流中分離硫醇或噻吩以分離出所希望的化合物之系統及方法。
硫醇和噻吩被用來生產用於從聚合物改性劑到農業補充劑範圍的工業應用的各種化學品。具有四個以上的碳長度的硫醇通常是典型地藉由使烴、烯烴或醇與硫化氫反應生產的。該等反應往往會產生大量的具有相似的物理特性的副產物。
相應地，目前用於從由典型反應產生的硫醇的混合物中獲得所希望的組分的分離方法常常是廣泛的，要求多個順序蒸餾塔。因此，該等分離方法係非常昂貴的。此外，各種不希望的含硫有機化合物通常是由於高溫、進料中的雜質、以及硫醇產物的降解藉由該等分離方法生產的。
鑒於以上情況，對於降低硫醇產物的降解量的成本效益的分離方法存在需要。
本發明的多個方面涉及用於從進料流中分離硫醇或噻吩以獲得所希望的組分的系統和方法。在本發明的一個方面，用於從混合硫醇和/或噻吩的進料流中分離一種或多種組分的系統包括與含有硫醇和/或噻吩的進料流連接的一個或多個蒸餾塔。該蒸餾塔可以具有精餾段、汽提區、以及由分隔壁使得與側餾分段隔開的進料側段，該分隔壁從該精餾段延伸至該汽提段。該蒸餾塔可以進一步與冷凝器、再沸器、餾出物流、側餾分流和塔底物流連接。
根據本發明的另一個方面，用於從混合硫醇和/或噻吩的進料流中分離一種或多種組分的方法包括提供具有含有硫醇和/或噻吩的進料流的一個或多個蒸餾塔，該蒸餾塔具有精餾段、汽提段、由分隔壁使得與側餾分段隔開的進料側段，該分隔壁從該精餾段延伸至該汽提段；用冷凝器冷凝來自該蒸餾塔的蒸氣並且用再沸器加熱來自該蒸餾塔的液體；從該蒸餾塔的頂部區域移出餾出物流；從該蒸餾塔的側部區域移出側餾分流；並且從該蒸餾塔的底部區域移出塔底物流。
在本發明的一個實施方式中，具有分隔壁的蒸餾塔用於從含有其對應的二級硫醇和/或三級硫醇(具有相同的碳原子數)和/或其他較高揮發性的含硫化合物(如硫化物、噻吩等)以及具有至少多一個碳原子的硫醇和/或較低揮發性的含硫組分(如硫化物、噻吩等)的混合物中回收作為側餾分流的具有4-16的碳長度的一級硫醇。
在本發明的另一個實施方式中，具有分隔壁的蒸餾塔用於從含有其對應的三級硫醇(具有相同的碳原子數)和/或其他較高揮發性的含硫化合物(如硫化物、噻吩等)並且含有其對應的一級硫醇(具有相同的碳原子數)和/或具有至少多一個碳原子的硫醇和/或其他較低揮發性的含硫 組分(如硫化物、噻吩等)的混合物中回收作為側餾分流的具有4-16的碳長度的二級硫醇。
在本發明的另一個實施方式中，具有分隔壁的蒸餾塔用於從含有具有至少少一個碳原子的其硫醇和/或其他較高揮發性的含硫組分(如硫化物、噻吩等)並且含有其對應的一級硫醇和/或二級硫醇(具有相同的碳原子數)和/或具有至少多一個碳原子的硫醇和/或其他較低揮發性的含硫組分(如硫化物、噻吩等)的混合物中回收作為側餾分流的具有4-16的碳長度的三級硫醇。
在本發明的另一個實施方式中，具有分隔壁的蒸餾塔用於從含有較高揮發性的含硫組分(例如像，環狀不飽和硫醇，直鏈硫醇等)並且含有較小揮發性的含硫組分的混合物中回收並且純化作為側餾分流的環狀(例如，飽和和/或不飽和的)硫醇，最較佳的是環上有4個碳原子。
在本發明的另一個實施方式中，具有分隔壁的蒸餾塔較佳的是在合適的真空下操作以限制再沸器溫度到小於240℃(例如，以最小化較低揮發性組分的熱分解，這可能產生與該產物共蒸餾的不希望的副產物)。真空壓力較佳的是在這樣的範圍，使得塔頂餾出物可以用常規的冷卻介質(例如，水或空氣)進行冷凝，而無需冷凍或製冷。
在本發明的另一個實施方式中，具有分隔壁的蒸餾塔較佳的是在基本上大氣壓下操作(例如，760mmHg(托)，±20%)，使得塔頂餾出物可以用常規的冷卻介質(例如，冷卻水或冷卻空氣)進行冷凝，而無需真空系統、冷凍或製冷，其中再沸器溫度小於240℃。
在本發明的另一個實施方式中，在該分隔壁的任一側的蒸餾 塔的區段可以具有或可以不具有相等的截面面積，並且可以沿著該分隔壁的高度變化。該分隔壁可以被配置為容納在與該分隔壁相鄰的蒸餾塔的區段中的液壓流量(hydraulic traffic)，使得每個部在最佳液壓負荷範圍內(液泛(flood)百分比)操作，並且較佳的是使得該等部處在相同的液壓負荷範圍內(按液泛百分比計算)，從而有效地利用塔容量。
在本發明的另一個實施方式中，該蒸餾塔使用規整填料以提供必須理論級段(theoretical stage)數目，以便最小化該蒸餾塔的壓降區域和/或區段，以確保塔底真空係足夠深的從而限制再沸器的溫度到小於240°C，同時允許在冷凝器中有較輕度的真空以促進用未冷凍的常規冷卻介質對餾出物進行的冷凝。本實施方式的另一個優點係，規整填料使停留時間以及因此熱暴露歷程最小化，從而進一步使熱降解的可能性最小化。該規整填料可具有不同的比表面積(接觸面m2/規整填料體積m3)與在該塔的不同部中的床長度以提供必須理論級段數目，同時在整個蒸餾塔中平衡該分隔壁的任一側的壓降並且使液壓交通維持在最佳範圍內。
發明詳細說明
本發明涉及用於分離含有硫醇或噻吩的混合物的進料流以回收所希望的組分的系統和方法。本發明的多個方面可以特別適合用於回收一級硫醇、二級硫醇、三級硫醇、環硫醇、烯烴、未反應的烴、醇化合物、以及它們的類似物。本發明的系統和方法提供了改進的分離工藝的操作控制，需要減少數量的設備，提供較低的操作成本，並且產生較高濃度的所希望的產物。
參考圖1，系統100可以用來從含有硫醇的混合物的進料流中獲得所希望的組分(例如，硫醇和/或噻吩)。用於藉由系統100分離的合適的硫醇或噻吩的混合物可以由熟習該項技術者已知的任何方法或反應(包括例如在烴、烯烴、或醇與硫化氫之間的反應)獲得。在一個實施方式中，硫醇或噻吩的混合物係從烯烴或醇與硫化氫的反應獲得的，其中在該反應的過程中，該烯烴或醇係相對於硫化氫化學計量過量的。
作為總體綜述，系統100包括與進料流140、餾出物流142、塔底物流144、以及側餾分流146連接的蒸餾塔110。系統100還包括與塔110流體連通的冷凝器150和再沸騰器160。儘管系統100被配置為用於連續蒸餾，在至少一個實施方式中，塔110可以被配置為用於間歇蒸餾。
塔110包括分隔壁116，該分隔壁沿塔110的高度112在內表面的相對側面之間延伸。儘管分隔壁116被描繪為在塔110中從精餾段126延伸到提溜部128，在至少一個實施方式中，該分隔壁可以延伸穿過該精餾段或汽提段，並且可以連接到該蒸餾塔的頂部或底部的內表面。令人希望的是，來自該分隔壁116的一側的組成物不能水平地藉由到達分隔壁116的另一側而必須從分隔壁116上方或下方經過。分隔壁116將塔110的中央部分分成兩個或多個區段(例如，進料側段120和側餾分段130)，該等區段可以具有不同的橫截面面積，例如，塔110的橫截面面積的在51%與85%之間或在55%與65%之間可以分配到該分隔壁的一側。另外地或可替代地，分隔壁116可以這樣配置使得在與進料流140的連接處上方的區域具有比與進料流140的連接處下方的區域更大的橫截面面積。在一個實施方式中，在進料側段120中進料流140的上方的區域係塔110的橫截面面積的約35%，而在側餾分段130中側餾分流146的上方的區域係塔110的橫截面面積的約60%。分隔壁116可以同心地配置或配置成平面。如果同心地配置，無論環部或中央區域都可以起到該進料側段120的功能，其中該同心壁的另一側的區域起該側餾分段130的作用。
分隔壁116的高度118可以取決於塔110的高度112或在塔100內採用的理論級段數目。例如，分隔壁116可延伸塔110的一個或多個理論級段的大於45%並且小於80%。較佳的是，分隔壁116延伸塔110理論級段的 大於55%並且小於70%或塔110理論級段的大於60%並且小於三分之二。另外地或可替代地，分隔壁116的高度118可以是在塔110的高度112的5%與95%之間。在一個實施方式中，分隔壁116的高度118係在塔110的高度112的35%與80%之間。在另一個實施方式中，分隔壁116的高度118係在塔110的高度112的45%與70%之間。
塔110可以是板式塔、填充塔、塔板和填料的組合，或者可以包括提供液相與氣相之間接觸的任何合適的設備。塔110被配置為具有不同的區段，包括但不限於進料側段120、精餾段126、汽提段128和側餾分段130。塔110的每個區段120、126、128、和/或130藉由提供其中組成物的氣相部分與液相部分之間接觸來純化其中的組成物，從而有利於氣-液平衡。在該氣相部分與該體相部分接觸時，較高揮發性的組分集中在該氣相部分中並且較低揮發性的組分集中在該液相部分中。為了達到所希望濃度的在餾出物流142中的較高揮發性的組分與在塔底物流144中的較低揮發性的組分的氣相與液相之間接觸的量可以由理論級段數目來確定。理論級段數目對應於該氣相部分和液相部分應達到氣-液平衡以實現在該餾出物和塔底物中所希望的濃度的理論次數數目。熟習該項技術者將基於本文和已知的相關檔的描述容易理解如何確定塔110的區段120、126、128、和/或130所需的實際塔板數或填料床高度。
進料側段120位於塔110的中央部分，並且可以延伸到具有大約等於分隔壁116的高度118的高度。進料側段120含有進料盤或分佈器，其適配為接收來自進料流140的含有硫醇或噻吩的混合物的進料組成物。該進料盤或分佈器可以定位在該進料側段120中使進料組成物的分離優化的位置，如在該進料側段120的中間區域或上半部分。例如，該進料盤或分佈器 可定位在進料側段120內，使得進料側段120理論級段的在10%與60%之間係在該進料盤或分佈器上方。在一個實施方式中，該進料側段120理論級段的在20%與50%之間係在該進料盤或分佈器上方。在另一個實施方式中，該進料側段120理論級段的在30%與40%之間係在該進料盤或分佈器上方。較佳的是，進料側段120起預分餾器的作用，該預分餾器在上方進料分餾器段122中集中進料流140的較高揮發性的組分並且在下方進料分餾器段124中集中較低揮發性的組分。
側餾分段130也位於塔110的中央區域，但是藉由分隔壁116與進料側段120隔開的。側餾分段130含有側餾分盤或再分佈器，該側餾分盤或再分佈器與側餾分流146流體連通。該側餾分盤或再分佈器可以被定位在側餾分段130內，以優化在側餾分流146中的組分回收，例如，該側餾分盤或再分佈器可以被定位在側餾分段130的中間區域或下部區域。在一個實施方式中，側餾分段130理論級段的在40%與90%之間係在該側餾分盤或再分佈器上方。在另一個實施方式中，側餾分段130理論級段的在50%與75%之間係在該側餾分盤或再分佈器上方。在又另一個實施方式中，側餾分段130理論級段的在55%與65%之間係在該側餾分盤或再分佈器上方。
側餾分段130可以具有比進料側段分120更多或更少的理論級段。為促進區段120和130中的氣相和液相的所希望流速，實際的塔板和/或填料的類型和/或幾何結構可以在區段120和130中不同的。令人希望的是，區段120和130被配置為使得每個區段120和130具有類似的壓力分佈。在一個實施方式中，側餾分段130具有與側餾分段130大約相同的壓力分佈。
精餾段126位於分隔壁116上方並且從進料側段120和/或側餾分段130接收蒸氣。精餾段126藉由流152、156、和154與冷凝器150流體連 通。離開精餾段126的蒸氣(又稱為餾出物)藉由流152被引向冷凝器150。餾出液藉由流156的方式進入精餾段126。令人希望的是，離開精餾段126的液體被可控地分佈到塔110的進料側段120和側餾分段130，例如藉由收集在精餾段126的底部區域的液體並且藉由流148a和148b分佈該液體。離開精餾段126的液體的大部分(例如60%、70%、75%、80%、85%、90%、95%或更多)被分佈到側餾分段130。在一個實施方式中，來自該精餾段126的液體的按體積計小於20%進入進料側段120。在另一個實施方式中，來自該精餾段126的液體的按體積計小於10%進入進料側段120。
汽提段128位於分隔壁116下方並且從進料側段120和/或側餾分段130接收液體。汽提段128藉由流162、164、和166與再沸器160流體連通。離開汽提段128的液體(又稱為塔底物)藉由流162被引到再沸器160。已藉由再沸器160加熱的塔底物的一部分藉由流166回到汽提段128。
塔110的高度112和寬度114可以根據系統100的設計要求或所希望的性能而變化很大。例如，為了實現高水平的分離(例如，餾出物中高濃度的較高揮發性組分與塔底物中高濃度的較低揮發性組分)，可以增加理論級段數目和/或可以增加餾出物和/或塔底物的回流量。然而，增加理論級段數目通常會增加塔110的成本，因為增加理論級段數目通常會增加塔110的高度112。類似地，增加回流量通常增加系統100的操作成本，因為冷凝器150和再沸器160要求更多能量。此外，增加回流比可能要求增加塔110的寬度114，以容納在塔110內的額外的液壓流量。塔110可以被配置為藉由優化高度112和寬度114來以最小成本實現設計參數。例如，在塔110的一個實施方式中，理論級段數目係要求達到所希望的分離的最小回流比的在1.05與1.25之間。
塔110的寬度114可沿塔110的整個高度112或沿區段120、130、126、和/或128變化以容納較大體積的液壓流量。在一個實施方式中，寬度114在該進料盤或分佈器下方可以是更大的，例如，在該進料盤下方的寬度114可以比在該進料盤或分佈器上方寬度114大20%與40%之間、40%與60%之間、60%與80%之間、或80%與更大之間。然而，在另一個實施方式中，寬度114不沿塔110的高度112變化。
冷凝器150可以是適合於冷凝蒸氣的任何類型的熱交換器。較佳的是，冷凝器150被配置為在或低於大氣壓下操作。在一個實施方式中，真空壓力範圍係這樣的，使得冷凝器150中使用的冷卻劑可以是常規的冷卻介質，例如冷卻水、空氣、或類似物。冷凝器150接收來自流152的氣相中的餾出物並且產生在液相中的餾出物。餾出物回流比為經由流156引到精餾段126的餾出物的量與餾出物流142中餾出物的量的比例。系統100可以使用任何合適的回流比，例如像，在0.05與300之間、在10與40之間、或在0.5與20之間。在至少一個實施方式中，其中該餾出物含有低沸點組分，可以較佳的是在升高的壓力下操作塔110，從而減少在冷凝器150中使用冷凍/亞環境溫度的冷卻劑的需要。當塔110在升高的壓力下操作時，塔110較佳的是包括多個塔板。
再沸器160可以包括配置成在低於300℃的溫度下操作的任何合適的熱交換器。根據系統100的設計參數，再沸器160可將塔底物加熱到寬的溫度範圍內，包括，例如到在100℃與300℃之間、在130℃與270℃之間、160℃與240℃之間、在190℃與240℃之間等。較佳的是，再沸器160將該塔底物加熱到250℃或以下的溫度。在一個實施方式中，再沸器160將該塔底物加熱到低於200℃的溫度。
系統100的操作條件可以根據進料和待從該進料中回收的所希望的硫醇或噻吩的組成物來調整。例如，當一級硫醇係所希望的產物時，可以藉由側餾分流146的方式移出該一級硫醇組分，因為一級硫醇比其對應的二級異構物和三級異構物的揮發性低，該等異構物可藉由餾出物流142的方式移出。作為另一個實例，當三級硫醇係所希望的產物時，該三級硫醇組分可藉由餾出物流142的方式移出，因為三級硫醇比一級硫醇和二級硫醇的揮發性高，該等異構物可藉由側餾分流146的方式移出。作為又一個實例，當二級硫醇係所期望的產物時，該二級硫醇組分時可以藉由側餾分流146的方式移出，而三級異構物可以藉由餾出物流142的方式移出並且一級硫醇與該較低揮發性組分一起藉由塔底物流144的方式移出。作為另一個實例，當環狀硫醇係所希望的產物時，該環狀硫醇可以藉由側餾分流146移出，而較高揮發性物質和/或輕質副產物可以藉由餾出物流150移出並且較低揮發性物質和/或重質副產物可以藉由塔底物流144的方式移出。在一個實施方式中，系統100被配置為使得從該側餾分流中移出的一種或多種化合物選自由以下各項組成之群組：一級硫醇、二級硫醇、三級硫醇、環硫醇、烯烴、未反應的烴、以及醇化合物。
系統100可以在輸出流142、146、和/或146中回收所希望的硫醇或噻吩，同時使用少於三個蒸餾塔110。在一個實施方式中，系統100僅使用一個蒸餾塔110。藉由使用比傳統方法更少的蒸餾塔，系統100減少了用於分離硫醇或噻吩的組成物的所需資本成本。此外，需要比多塔系統更少的總能量。另外，由於需要較少的蒸餾塔，系統100可以被配置為使得所希望的硫醇或噻吩組分通過較少再沸器160。較佳的是，所希望的硫醇或噻吩組分在被回收之前通過僅一個再沸器160。在一個實施方式中，系統100被配置為使得來自下組的成分的一種或多種在被回收之前通過僅一個再沸 器160，該組由以下各項組成：一級硫醇、二級硫醇、三級硫醇、以及環硫醇。在另一個實施方式中，系統100被配置為使得來自由一級硫醇、二級硫醇、三級硫醇、以及環硫醇組成的組的成分的一種或多種在被回收之前不通過再沸器160。在又一個實施方式中，系統100被配置為使得來自由一級硫醇、二級硫醇、三級硫醇、以及環硫醇組成的組的成分的兩種或更多種(例如三種或更多種)在被回收之前不通過再沸器160。另外或可替代地，系統100可以被配置為使得塔底物流144含有高濃度的較低揮發性組分，從而可以回收該塔底物而無需經過額外的蒸餾過程。在一個實施方式中，該塔底物在被回收之前只通過再沸器160。
因為硫醇或噻吩通常是熱敏性的，系統100有利地使所希望的硫醇或噻吩能夠以最小降解被回收。例如，在一個實施方式中，來自由一級硫醇、二級硫醇、三級硫醇、以及環硫醇組成的組的組分的一種或多種的按重量計小於3%在系統100內進行分離的過程中被降解。在另一個實施方式中，來自由一級硫醇、二級硫醇、三級硫醇、以及環硫醇組成的組的組分的一種或多種的按重量計小於2%在系統100內進行分離的過程中被降解。在又一個實施方式中，來自由一級硫醇、二級硫醇、三級硫醇、以及環硫醇組成的組的組分的一種或多種的按重量計小於1.5%在系統100內進行分離的過程中被降解。在又另一個實施方式中，來自由一級硫醇、二級硫醇、三級硫醇、以及環硫醇組成的組的組分的兩種或更多種(例如三種或更多種)的按重量計小於1.5%在系統100內進行分離的過程中被降解。
本發明的多個方面包括：
1. 一種用於使用蒸餾塔從混合硫醇的進料流中分離一個或多個組分的系統，該系統包括： 與含有硫醇的進料流連接的一個或多個蒸餾塔，該蒸餾塔具有精餾段、汽提段、以及由分隔壁使得與側餾分段隔開的進料側段，該分隔壁從該精餾段延伸至該汽提段；該蒸餾塔與冷凝器和再沸器連接；並且與餾出物流、側餾分流和塔底物流連接。
2. 如申請專利範圍第1項所述之系統，其中該進料流含有由烯烴或醇與硫化氫的反應得到的化合物。
3. 如申請專利範圍第2項所述之系統，其中在該反應過程中，該烯烴或醇係相對於硫化氫化學計量過量的。
4. 項如前述申請專利範圍中任一項所述之系統，其中使用一個或兩個蒸餾塔。
5. 項如前述申請專利範圍中任一項所述之系統，其中使用一個蒸餾塔。
6. 項如前述申請專利範圍中任一項所述之系統，其中送到該塔底物流的化合物僅通過一個再沸器。
7. 項如前述申請專利範圍中任一項所述之系統，其中該進料側段起預分餾器的作用。
8. 如申請專利範圍第7項所述之系統，其中該進料側段包含該塔橫截面面積的小於40%。
9. 項如前述申請專利範圍中任一項所述之系統，其中該等硫醇的大於90%一次或較少次地通過一個或多個再沸器。
10. 如申請專利範圍第9項所述之系統，其中該餾出物流和該側餾分流一起含有來自該進料物流的硫醇的大部分。
11. 項如前述申請專利範圍中任一項所述之系統，其中從該側餾分流中移出的一種或多種化合物選自由以下各項組成之群組：一級硫醇、二級硫醇、三級硫醇、環硫醇、烯烴、未反應的烴、以及醇化合物。
12. 項如前述申請專利範圍中任一項所述之系統，其中該再沸器在240攝氏度或更低的溫度下操作。
13. 項如前述申請專利範圍中任一項所述之系統，其中該冷凝器利用了冷卻劑，並且該冷卻劑選自由以下各項組成之群組：冷卻空氣和冷卻水。
14. 項如前述申請專利範圍中任一項所述之系統，其中來自該精餾段的液體被可控地分佈到該蒸餾塔的進料側段和側餾分段。
15. 如申請專利範圍第14項所述之系統，其中來自該精餾段的液體的按體積計小於10%進入該進料側段。
16. 項如前述申請專利範圍中任一項所述之系統，其中該分隔壁的高度為該蒸餾塔的高度的在35%與80%之間。
17. 項如前述申請專利範圍中任一項所述之系統，其中該分隔壁延伸該蒸餾塔的一個或多個理論級段的大於45%並且小於80%。
18. 項如前述申請專利範圍中任一項所述之系統，其中該分隔壁延伸該蒸餾塔的理論級段的大於55%並且小於70%。
19. 項如前述申請專利範圍中任一項所述之系統，其中該分 隔壁延伸該蒸餾塔的理論級段的大於60%並且小於三分之二。
20. 一種用於使用蒸餾塔從混合硫醇的進料流中分離一種或多種組分的方法，該方法包括：提供具有含有硫醇的進料流的一個或多個蒸餾塔，該蒸餾塔具有精餾段、汽提段、由分隔壁使得與側餾分段隔開的進料側段，該分隔壁從該精餾段延伸至該汽提段；用冷凝器冷凝來自該蒸餾塔的蒸氣並且用再沸器加熱來自該蒸餾塔的液體；從該蒸餾塔的頂部區域移出餾出物流；從該蒸餾塔的側部區域移出側餾分流；並且從該蒸餾塔的底部區域移出塔底物流。
在本說明書中，已經對實施方式以使得能夠書寫清楚並且簡明的說明書的方式進行描述，但是所打算的並且將理解的是實施方式可以不同地組合或分離而不脫離本發明。例如，將理解的是在此所描述的所有較佳的特徵適用於在此所描述的本發明的所有方面。
100‧‧‧系統
110‧‧‧蒸餾塔
112‧‧‧高度
114‧‧‧寬度
116‧‧‧分隔壁
118‧‧‧高度
120‧‧‧進料側段
122‧‧‧上方進料分餾器段
124‧‧‧下方進料分餾器段
126‧‧‧精餾段
128‧‧‧汽提段
130‧‧‧側餾分段
140‧‧‧進料流
142‧‧‧餾出物流
144‧‧‧塔底物流
146‧‧‧側餾分流
148a‧‧‧流
148b‧‧‧流
150‧‧‧冷凝器
152‧‧‧流
154‧‧‧流
156‧‧‧流
160‧‧‧再沸騰器
162‧‧‧流
164‧‧‧流
166‧‧‧流
在結合附圖閱讀時，從以下詳細說明更好地理解本發明，其中相同的元件具有相同的參考號。當存在多個類似元件時，單個參考號可以用指代具體元件的小字母命名分配給該多個類似元件。當集體地指代元件或指代該等元件中的不具體的一個或多個元素時，可丟棄小字母命名。根據通常的做法，附圖的各個特徵不是按比例繪製的，除非另有說明。相反，為清楚起見可以將該等不同的圖的尺寸擴大或減小。在附圖中包括以下圖：圖1描繪了根據本發明的多個方面用於從硫醇或噻吩的混合 物中分離化合物的系統；圖2係根據本發明的多個方面用於從含有硫醇和噻吩的混合物的進料流中獲得正十二烷基硫醇的系統之示意圖；圖3係根據本發明的多個方面用於從含有硫醇和噻吩的混合物的進料流中獲得正辛基硫醇的系統之示意圖；圖4係根據本發明的多個方面用於從含有硫醇和噻吩的混合物的進料流中獲得正十二烷基硫醇的常規系統之示意圖；並且圖5係根據本發明的多個方面用於從含有硫醇和噻吩的混合物的進料流中獲得正辛基硫醇的常規系統之示意圖。
以下實例係本發明的非限制性的實施方式，包括在本文中以展示從本發明的多個方面獲得的有利結果。該等實例係使用Aspen Plus過程模擬器程式以類比和/或計算其中的以下過程產生的，包括包括但不限於該蒸餾塔的各部分的氣-液平衡、能量要求、液體和蒸氣流量、壓降(基於不同填料的內在相關性)、橫截面面積和/或直徑，以及估計的液泛能力百分比。
實例1-含正十二烷基硫醇的進料流的分離
目的是回收最低濃度為99.5%並且含有小於100ppm的正十四烷基硫醇(NTM)的正十二烷基硫醇(NDM)，同時回收該進料中總NDM量的99%。該進料流含有89wt%的NDM、4.9wt%的二級十二烷基硫醇(SDM)、0.9wt%的NTM、0.8wt%的十二碳烯、以及4.4wt%的具有比NTM(“重質餾分”)高的沸點的組分。該進料流的質量流速係4000磅每小時。
根據本發明的多個方面在本實例中使用具有分隔壁的蒸餾塔。該蒸餾塔被建模為預分餾器塔(例如，沒有再沸器或冷凝器)(表示具有分隔壁的蒸餾塔的進料側段)以及具有側餾分流的主蒸餾塔，該主蒸餾塔表示在該具有分隔壁的蒸餾塔的其他部內發生的動力學過程。在此使用的蒸餾塔的模型示於圖2。
該等目的是藉由利用根據本發明的多個方面的系統來實現的。該系統使用具有以下參數的蒸餾塔。該塔被指定為4英尺的直徑並且具有75的總理論分離級段，包括再沸器和冷凝器。
該精餾段具有18個理論級段，含有Sulzer MellapakPlus 452Y規整填料和相當於13英寸的理論板(HETP)的高度。
該上方進料分餾器段含有具有8英寸HETP的Sulzer MellapakPlus 752Y規整填料的19個理論級段。該進料側段包含該蒸餾塔的橫截面面積的36%。在該進料流上方的側餾分段的區域含有具有16英寸HETP的Sulzer MellapakPlus 252Y規整填料的19個理論級段。
在進料側段和側餾分段二者中該進料流下方和該側餾分流上方的區域含有16個理論級段。在該進料側段和側餾分段二者中，該理論 級段利用具有16英寸HETP的Sulzer MellapakPlus 252Y規整填料。該進料側段包含在此區域中的蒸餾塔的橫截面積的42%。
在進料側段和側餾分段二者中該進料流和該側餾分流下方的區域含有15個理論級段。在該進料側段和側餾分段二者中，該理論級段利用具有16英寸HETP的Sulzer MellapakPlus 252Y規整填料。在此區域中該進料側段包含該蒸餾塔的橫截面面積的50%。
該汽提段含有Sulzer MellapakPlus 452Y規整填料和13英寸HETP的5個理論級段。
該蒸餾塔在39托的頂部真空(在冷凝器處)、35.1的回流比以及250℉的餾出物冷凝溫度下操作。將來自精餾段的液體的8.5%送到該分隔壁的預分餾器側。塔底溫度係441℉。在汽提段中最大液泛(%)係71%。所需的再沸器負荷係175百萬BTU/小時。
實例2-含正辛基硫醇的進料流的分離
目的是從具有1208千克每小時的質量流速並且含有86.6wt%的正辛基硫醇(NOM)、1.1wt%二級辛基硫醇(SOM)、1.1wt%正癸基硫醇(C10-SH)、6.8wt%的辛烯、2.0wt%的輕質餾分(例如，比SOM揮發性更高的物質)和2.6wt%的重質餾分(例如，硫化物和二硫化物)的進料流中獲得正辛基硫醇(NOM)。另一個目的是該NOM的流具有至少99.0wt%的濃度並且含有小於0.5wt%的SOM，同時從該進料流中回收了NOM的99wt%。在此使用的蒸餾塔的模型示於圖3。
該等目的是藉由利用根據本發明的多個方面的系統來實現的。使用類似於實例1的方法建模該系統。該系統使用具有以下參數的蒸餾 塔。該蒸餾塔具有總共45個理論級段，包括再沸器和冷凝器。
頂部精餾段具有19個理論級段。上方進料分餾器段含有7個理論級段。下方進料分餾器段含有8個理論級段。在側餾分段中的側餾分流上方的區域含有18個理論級段。在側餾分段中的側餾分流下方的區域含有2個理論級段。汽提段含有4個理論級段。
該蒸餾塔在80絕對毫巴的頂部真空(在冷凝器處)、13.5的回流比以及45℃的冷凝溫度下操作。將來自精餾段的液體的15%送到該進料側段。塔底溫度係191℃。所需的再沸器負荷為0.330Gcal/h。
對比例1-含正十二烷基硫醇的進料流的分離
使用傳統的用於分離硫醇和噻吩的系統實現與實例1相同的目標。該系統採用傳統的兩塔蒸餾方法，其中在第一塔中移出較高揮發性組分，並且從第二塔中獲得正十二烷基硫醇，如圖4所描述的。
該第一塔具有四英尺的直徑並且含有55個理論級段，包括再沸器和冷凝器。該等理論級段含有Sulzer MellapakPlus 452Y規整填料和13英寸的HETP。該第一塔在39托的頂部真空(在冷凝器處)、33.3的回流比以及250℉的冷凝溫度下操作。塔底溫度係366℃。在該進料下方的區域中，最大液泛(%)係79%。所需的再沸器負荷係175百萬BTU/小時。
該第二蒸餾塔具有三英尺的直徑並且具有30個理論級段，包括再沸器和冷凝器。該等理論級段被設計為具有13英寸HETP的Sulzer MellapakPlus 452Y規整填料。該第二蒸餾塔在36托的頂部真空(在冷凝器處)、0.6的回流比以及335℉的冷凝溫度下操作。塔底溫度係441℉。在該進料上方的區域中，最大液泛(%)係72%。所需的再沸器負荷係71萬BTU/ 小時。這兩個塔的組合再沸器負荷係246萬BTU，這個值比實例1中DWC的再沸器負荷大40.6%。
對比例2-含正辛基硫醇的進料流的分離
使用傳統的用於分離硫醇和噻吩的系統實現與實例2相同的目標。該系統採用傳統的兩塔蒸餾方法，其中在第一塔中移出較高揮發性組分，並且從第二塔中獲得正十二烷基硫醇，如圖5所描述的。
該第一蒸餾塔被配置為藉由塔底物流的方式移出C10-SH和較低揮發性組分，並且將其餾出物(含SOM、NOM和輕質組分)作為進料送到該第二塔。該第二蒸餾塔在塔底物流中回收NOM並且藉由餾出物的方式移出SOM和較高揮發性組分。
該第一蒸餾塔具有0.65米的直徑和15個理論級段，包括再沸器和冷凝器。該等理論級段含有具有500mm的HETP的Sulzer MellapakPlus 250X規整填料。該塔在80絕對毫巴的頂部真空(在冷凝器處)、0.2的回流比以及45℃的冷凝溫度下操作。塔底溫度係179℃。在該進料下方的區域中，最大液泛(%)係60%。所需的再沸器負荷為0.143Gcal/h。
該第二蒸餾塔具有1.1米的直徑和35個理論級段，包括再沸器和冷凝器。該等理論級段含有Sulzer MellapakPlus 750Y規整填料並且具有200mm的HETP。該第二蒸餾塔在80絕對毫巴的頂部真空(在冷凝器處)和15的回流比以及45℃的冷凝溫度下操作。塔底溫度係131℃。在該進料上方的區域中，最大液泛(%)係75%。所需的再沸器負荷為0.278Gcal/h。這兩個塔的組合再沸器負荷係0.421Gcal/h，這個值比實例2中DWC的再沸器負荷大27.6%。
實例1與對比例1的比較
以下所示的表1提供了用於實例1和比較例1中使用的系統的各種指令引數。值得注意的是，實例1的系統相比對比例1中使用的系統提供了以下優點：
■ 低29%的能耗；
■ 高11%的能力(基於在該蒸餾塔中的每個區域中的最高的%最大液泛)；
■ 該產品不暴露於高(再沸器)外表溫度下
■ 少12%的總理論級段以完成回收率和純度目標；
■ 僅需一個塔和附屬設備，大幅度地降低了所要求的資本投資；以及
■ 更高的產品質量(殘留NTM雜質的一半)。
Figure 106101719-A0202-12-0021-1
實例2與對比例2的比較
實例2的系統相比對比例2中使用的系統提供了以下優點：
■ 低21%的能耗；
■ 該產品不暴露於高(再沸器)外表溫度下
■ 少10%的總理論級段以完成回收率和純度目標；以及
■ 僅需一個塔和附屬設備，大幅度地降低了所要求的資本投資。
雖然在此參照特定的實施方式對本發明進行了展示和說明，但無意將本發明限制於所示的細節。相反，在本申請專利範圍的等效物的範圍和程度之內並且不背離本發明的情況下可以在細節上做出不同的修改。
100‧‧‧系統
110‧‧‧蒸餾塔
112‧‧‧高度
114‧‧‧寬度
116‧‧‧分隔壁
118‧‧‧高度
120‧‧‧進料側段
122‧‧‧上方進料分餾器段
124‧‧‧下方進料分餾器段
126‧‧‧精餾段
128‧‧‧汽提段
130‧‧‧側餾分段
140‧‧‧進料流
142‧‧‧餾出物流
144‧‧‧塔底物流
146‧‧‧側餾分流
148a‧‧‧流
148b‧‧‧流
150‧‧‧冷凝器
152‧‧‧流
154‧‧‧流
156‧‧‧流
160‧‧‧再沸騰器
162‧‧‧流
164‧‧‧流
166‧‧‧流

Claims (15)

  1. 一種用於使用蒸餾塔從進料流中分離作為側餾分流的具有4-16的碳長度的一級硫醇及視需要的噻吩之方法，該進料流包含含有一級硫醇、二級硫醇及三級硫醇之混合物，該方法包括：提供具有該進料流的一個或多個蒸餾塔，該蒸餾塔具有精餾段、汽提段、由分隔壁使得與側餾分段隔開的進料側段，該分隔壁從該精餾段延伸至該汽提段；用冷凝器冷凝來自該蒸餾塔的蒸氣並且用再沸器加熱來自該蒸餾塔的液體；從該蒸餾塔的頂部區域移出餾出物流；從該蒸餾塔的側部區域移出該具有4-16的碳長度的一級硫醇之側餾分流；並且從該蒸餾塔的底部區域移出塔底物流。
  2. 如申請專利範圍第1項所述之方法，其中使用一個或兩個蒸餾塔。
  3. 如申請專利範圍第1項所述之方法，其中使用一個蒸餾塔。
  4. 如申請專利範圍第1項所述之方法，其中送到該塔底物流的化合物僅通過一個再沸器。
  5. 如申請專利範圍第1項所述之方法，其中該進料側段包含該塔橫截面面積的小於40%。
  6. 如申請專利範圍第1項所述之方法，其中超過90%的該等硫醇係一次地或較少次地通過一個或多個再沸器。
  7. 如申請專利範圍第6項所述之方法，其中該餾出物流和該側餾分流一起 含有來自該進料物流的大部分的硫醇。
  8. 如申請專利範圍第1項所述之方法，其中該再沸器在240攝氏度或更低的溫度下操作。
  9. 如申請專利範圍第1項所述之方法，其中該冷凝器使用冷卻劑，且該冷卻劑係選自由以下各項組成之群組：冷卻空氣和冷卻水。
  10. 如申請專利範圍第1項所述之方法，其中來自該精餾段的液體被可控制地分佈到該蒸餾塔的進料側段和側餾分段。
  11. 如申請專利範圍第10項所述之方法，其中來自該精餾段的液體的按體積計小於10%進入該進料側段。
  12. 如申請專利範圍第1項所述之方法，其中該分隔壁的高度為該蒸餾塔的高度的在35%與80%之間。
  13. 如申請專利範圍第1項所述之方法，其中該分隔壁延伸該蒸餾塔的一個或多個理論級段的大於45%且小於80%。
  14. 如申請專利範圍第1項所述之方法，其中該分隔壁延伸該蒸餾塔的理論級段的大於55%且小於70%。
  15. 如申請專利範圍第1項所述之方法，其中該分隔壁延伸該蒸餾塔的理論級段的大於60%且小於三分之二。
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Families Citing this family (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US10792585B2 (en) * 2018-03-29 2020-10-06 Uop Llc Folded fractionation column and process
US10792586B2 (en) 2018-03-29 2020-10-06 Uop Llc Folded fractionation column and process
CN109502587B (zh) * 2018-12-31 2020-07-28 山东新和成氨基酸有限公司 一种使用隔壁塔提纯二硫化碳的方法
EP4069395B1 (en) * 2019-12-05 2025-01-01 ExxonMobil Technology and Engineering Company Dividing wall column separator with intensified separations
EP4045613A1 (en) * 2019-12-07 2022-08-24 Sulzer Management AG Place and cost efficient plant and process for separating one or more purified hydrocarbon streams from crude hydrocarbon streams, such as for naphtha stabilization and lpg recovery
US11161810B1 (en) * 2020-06-10 2021-11-02 Arkema Inc. Continuous photochemical production of high purity linear mercaptan and sulfide compositions
WO2025144840A1 (en) 2023-12-27 2025-07-03 Arkema Inc. Integrated manufacturing process for tertiary mercaptan products

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20030116474A1 (en) * 2001-07-09 2003-06-26 Towler Gavin P. Fractionation for full boiling range gasoline desulfurization
US20120103013A1 (en) * 2010-10-28 2012-05-03 Uop Llc Vapor and liquid flow control in a dividing wall fractional distillation column
CN104093466A (zh) * 2011-09-19 2014-10-08 凯洛格·布朗及鲁特有限公司 用于α-甲基苯乙烯和枯烯蒸馏的分隔壁塔

Family Cites Families (13)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3049567A (en) 1959-06-03 1962-08-14 Monsanto Chemicals Purification of dodecyl mercaptan
DE1768826B1 (de) 1968-07-04 1971-08-26 Degussa Verfahren zur Gewinnung von niederen aliphatischen Mercaptanen
SU825515A1 (ru) * 1978-10-03 1981-04-30 Предприятие П/Я В-8585 Способ получения высших первичных алкилмеркаптанов 1
ES2123053T3 (es) 1992-05-08 1999-01-01 Clark Robert Smith Aparato y metodo de extraccion de compuestos de una solucion.
US5595634A (en) 1995-07-10 1997-01-21 Chemical Research & Licensing Company Process for selective hydrogenation of highly unsaturated compounds and isomerization of olefins in hydrocarbon streams
US5755933A (en) * 1995-07-24 1998-05-26 The M. W. Kellogg Company Partitioned distillation column
US6083378A (en) * 1998-09-10 2000-07-04 Catalytic Distillation Technologies Process for the simultaneous treatment and fractionation of light naphtha hydrocarbon streams
US6930206B1 (en) * 2001-07-05 2005-08-16 Catalytic Distillation Technologies Process and apparatus for catalytic distillations
ATE337297T1 (de) * 2002-10-22 2006-09-15 Bayer Materialscience Ag Verfahren zur reinigung von diisocyanatotoluol unter verwendung einer destillationskolonne mit trennwand in der endreinigung
FR2895417B1 (fr) 2005-12-23 2011-10-14 Inst Francais Du Petrole Procede de desulfurisation comprenant une etape de transformation et une etape d'extraction des composes soufres
US8246816B2 (en) * 2009-03-04 2012-08-21 Uop Llc Zone or system for providing one or more streams
US8628656B2 (en) 2010-08-25 2014-01-14 Catalytic Distillation Technologies Hydrodesulfurization process with selected liquid recycle to reduce formation of recombinant mercaptans
BR112015016172A2 (pt) * 2013-01-16 2017-07-11 Lg Chemical Ltd dispositivo para preparar alcanol

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20030116474A1 (en) * 2001-07-09 2003-06-26 Towler Gavin P. Fractionation for full boiling range gasoline desulfurization
US20120103013A1 (en) * 2010-10-28 2012-05-03 Uop Llc Vapor and liquid flow control in a dividing wall fractional distillation column
CN104093466A (zh) * 2011-09-19 2014-10-08 凯洛格·布朗及鲁特有限公司 用于α-甲基苯乙烯和枯烯蒸馏的分隔壁塔

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