特許 6174352 エチレンオキシドの製造方法

(19)【発行国】日本国特許庁(JP)

(12)【公報種別】特許公報(B2)

(11)【特許番号】6174352

(24)【登録日】2017年7月14日

(45)【発行日】2017年8月2日

(54)【発明の名称】エチレンオキシドの製造方法

(51)【国際特許分類】

   C07D 301/10 20060101AFI20170724BHJP

   C07D 303/04 20060101ALI20170724BHJP

   B01D 53/14 20060101ALN20170724BHJP

   C07B 61/00 20060101ALN20170724BHJP

【ＦＩ】

   C07D301/10ZAB

   C07D303/04

   !B01D53/14 220

   !C07B61/00 300

【請求項の数】1

【全頁数】15

(21)【出願番号】特願2013-75050(P2013-75050)

(22)【出願日】2013年3月29日

(65)【公開番号】特開2014-198694(P2014-198694A)

(43)【公開日】2014年10月23日

【審査請求日】2015年12月4日

(73)【特許権者】

【識別番号】000004628

【氏名又は名称】株式会社日本触媒

(74)【代理人】

【識別番号】110000671

【氏名又は名称】八田国際特許業務法人

(72)【発明者】

【氏名】渡邊 明正

(72)【発明者】

【氏名】瀧波 孝広

(72)【発明者】

【氏名】森川 規司

【審査官】 新留 素子

(56)【参考文献】

【文献】 特開昭６３−１７０２０６（ＪＰ，Ａ）

【文献】 特開昭６３−０３０４７６（ＪＰ，Ａ）

【文献】 特開昭６３−０１７８７３（ＪＰ，Ａ）

【文献】 特開昭６２−１０３０７２（ＪＰ，Ａ）

(58)【調査した分野】（Int.Cl.，ＤＢ名）

Ｃ０７Ｄ ３０１／１０

Ｃ０７Ｄ ３０１／３２

Ｃ０７Ｄ ３０３／０４

ＪＳＴＰｌｕｓ／ＪＭＥＤＰｌｕｓ／ＪＳＴ７５８０（ＪＤｒｅａｍＩＩＩ）

ＣＡｐｌｕｓ／ＲＥＧＩＳＴＲＹ（ＳＴＮ）

(57)【特許請求の範囲】

【請求項1】

エチレンを銀触媒の存在下、分子状酸素含有ガスにより接触気相酸化させるエチレン酸化反応工程において生成したエチレンオキシドを含有する反応生成ガスをエチレンオキシド吸収塔へ供給し、前記エチレンオキシド吸収塔へ供給された吸収液と接触させ、エチレンオキシドを含有する前記エチレンオキシド吸収塔の塔底液をエチレンオキシド精製系へ供給し、前記エチレンオキシド精製系においてエチレンオキシドを精製する工程と、
前記エチレンオキシド吸収塔の塔頂部から排出される炭酸ガス含有ガスの少なくとも一部を炭酸ガス吸収塔へ供給し、前記炭酸ガス含有ガスを吸収液と接触させて得られる炭酸ガス濃厚吸収液を前記炭酸ガス吸収塔の塔底液として抜き出して炭酸ガス放散塔の上部へ供給し、前記炭酸ガス濃厚吸収液から炭酸ガスを放散させて前記炭酸ガス放散塔の塔頂部から排ガスとして排出させる工程と、
を含むエチレンオキシドの製造方法であって、
前記エチレンオキシド精製系が下部にリボイラーを備えたエチレンオキシド精製塔を有し、前記リボイラーを加熱するための加熱媒体を前記排ガスとの熱交換により加熱することを特徴とする、エチレンオキシドの製造方法。

【発明の詳細な説明】

【技術分野】

【0001】

本発明は、エチレンオキシドの製造方法に関する。

【背景技術】

【0002】

エチレンオキシドは、今日ではエチレンを銀触媒の存在下で分子状酸素含有ガスにより接触気相酸化して製造される。そして、エチレンオキシドの製造プロセスにおける精製方法は大略以下のとおりである（例えば、特許文献１を参照）。

【0003】

まず、エチレンと分子状酸素含有ガスとを銀触媒上で接触気相酸化して、エチレンオキシドを含む反応生成ガスを得る（反応工程）。次いで、得られた反応生成ガスをエチレンオキシド吸収塔へ導き、水を主成分とする吸収液と接触させて、エチレンオキシドを水溶液として回収する（吸収工程）。次いで、回収されたエチレンオキシド水溶液をエチレンオキシドの精製系へと送り、いくつかの段階を経て高純度エチレンオキシドが得られる。このエチレンオキシドの精製系は通常、放散工程、脱水工程、軽質分分離工程、重質分分離（精製）工程などからなっている。

【0004】

なお、エチレンオキシドの製造プロセスにおける多くの工程（例えば、精製系における重質分分離（精製）工程）が熱エネルギーを必要としており、その供給源としては主に水蒸気が用いられている。したがって、エチレンオキシドの製造量が増加すれば、熱エネルギー源としての水蒸気量も増大し、ランニングコストの上昇や収益の減少の要因となる。

【0005】

従来、エチレンオキシドの製造プロセスにおいて熱エネルギーを回収する技術として、反応工程で生じる反応熱を利用して水蒸気を発生させ、それをポンプなどの動力源や発電機の駆動源、酸化エチレン製造プラントおよびエチレングリコール製造プラントのプロセス蒸気として用いる技術が提案されている（例えば、特許文献２を参照）。また、蒸留塔の塔頂からの排出ガスの排熱を回収する例として、エチレンオキシド放散塔の塔頂排ガスの排熱をエチレンオキシド精製塔の熱源として回収する技術が知られている（例えば、特許文献３を参照）。

【0006】

ところで、従来、エチレンオキシド吸収塔の塔頂部から排出される未反応エチレン、副生した炭酸ガス（二酸化炭素；ＣＯ_２）や水、さらには不活性ガス（窒素、アルゴン、メタン、エタン等）を含む排出ガスについては、そのままエチレン酸化工程に循環させるか、またはその一部を抜き出し、炭酸ガス吸収塔に導きアルカリ性吸収液により炭酸ガスを選択的に吸収させ、この吸収液を炭酸ガス放散塔に供給して炭酸ガスを放散回収することが通常行われている（例えば、特許文献４を参照）。また、炭酸ガス放散塔において放散回収された炭酸ガスを含む炭酸ガス含有ガスは、通常、炭酸ガス放散塔の塔頂部から排出されて大気中にパージされている（例えば、非特許文献１を参照）。

【先行技術文献】

【特許文献】

【0007】

【特許文献1】特開昭６２−１０３０７２号公報

【特許文献2】特開２０１２−２１４３９９号公報

【特許文献3】特開昭６３−３０４７６号公報

【特許文献4】特開昭６０−１３１８１７号公報

【非特許文献】

【0008】

【非特許文献1】忠末逸男著、「エチレンオキサイド，エチレングリコール」、ＰＥＴＲＯＴＥＣＨ，第２０巻，第３号（１９９７）

【発明の概要】

【発明が解決しようとする課題】

【0009】

上述したように、従来、エチレンオキシド製造プロセスにおける省エネルギー化を目指して、種々の技術が提案されている。しかしながら、上述した技術を採用したとしてもプロセスの省エネルギー化は十分に達成されたとは言い難いのが現状であり、よりいっそうのエネルギー効率の向上が望まれているのが現状である。特に、エチレンオキシドの製造プロセスにおけるエネルギー効率の改善は、短期的に見ればごくわずかなものであったとしても、生産量が年産数万トンを誇っている現状に鑑みれば、その経済上のメリットは計り知れない。

【0010】

そこで本発明は、エチレンオキシド製造プロセスにおけるエネルギー効率のよりいっそうの改善を達成することが可能な新規な技術を提供することを目的とする。

【課題を解決するための手段】

【0011】

本発明者らは、エチレンオキシド製造プロセスにおけるエネルギー効率のよりいっそうの改善を図るべく鋭意研究を行った。その結果、炭酸ガス放散塔の塔頂排ガスの排熱を、エチレンオキシド精製系におけるエチレンオキシド精製塔の熱源として利用することで、上記課題が解決されうることを見出し、本発明を完成させるに至った。

【0012】

すなわち、本発明の一形態は、エチレンオキシドの製造方法に関する。当該製造方法は、まず、エチレンを銀触媒の存在下、分子状酸素含有ガスにより接触気相酸化させるエチレン酸化反応工程において生成したエチレンオキシドを含有する反応生成ガスをエチレンオキシド吸収塔へ供給し、エチレンオキシド吸収塔へ供給された吸収液と接触させ、エチレンオキシドを含有するエチレンオキシド吸収塔の塔底液をエチレンオキシド精製系へ供給し、エチレンオキシド精製系においてエチレンオキシドを精製する工程を含む。また、当該製造方法は、エチレンオキシド吸収塔の塔頂部から排出された炭酸ガス含有ガスの少なくとも一部を炭酸ガス吸収塔へ供給し、炭酸ガス含有ガスを吸収液と接触させて得られる炭酸ガス濃厚吸収液を炭酸ガス吸収塔の塔底液として抜き出して炭酸ガス放散塔の上部へ供給し、炭酸ガス濃厚吸収液から炭酸ガスを放散させて炭酸ガス放散塔の塔頂部から排ガスとして排出させる工程を含む。

【0013】

そして、本形態に係るエチレンオキシドの製造方法において、エチレンオキシド精製系は、下部にリボイラーを備えたエチレンオキシド精製塔を有しており、かつ、エチレンオキシド精製塔のリボイラーを加熱するための加熱媒体を、上述した炭酸ガス放散塔の塔頂部からの排ガスとの熱交換により加熱する点に特徴がある。

【発明の効果】

【0014】

本発明によれば、エチレンオキシドの製造プロセスにおいて、エチレンオキシド精製塔のリボイラーの加熱媒体（温水など）を加熱するために従来用いられていた水蒸気などの熱源が不要となる。その結果、エチレンオキシド製造プロセスにおけるエネルギー効率のよりいっそうの改善が図られるという、工業的にきわめて有利な効果が奏される。

【図面の簡単な説明】

【0015】

【図1】本発明の一実施形態に係るエチレンオキシドの製造方法を実施する製造プロセスの構成例を示すブロック図である。図１は、後述する実施例で採用されたプロセスに対応している。

【図2】図２は、本発明の一実施形態に係るエチレンオキシドの製造方法を実施するプロセスの構成例を示すブロック図である。図２は、後述する実施例で採用された放散工程に対応している。

【図3】放散されたエチレンオキシドが最終的に精製されるまでの精製工程の構成例を示すブロック図である。

【図4】エチレンオキシドの製造方法を実施する従来の製造プロセスの構成例を示すブロック図である。図４は、後述する比較例で採用されたプロセスに対応している。

【発明を実施するための形態】

【0016】

以下、図面を参照しながら、本発明を実施するための具体的な形態について詳細に説明するが、本発明の技術的範囲は特許請求の範囲の記載に基づいて定められるべきであり、下記の形態のみには限定されない。

【0017】

≪反応系≫
まず、図１を参照しつつ、エチレンの酸化反応によってエチレンオキシドを製造する系（以下、単に「反応系」とも称する）について説明する。図１は、本発明の一実施形態に係る炭酸ガスの回収方法を実施するエチレンオキシドの製造プロセスの構成例を示すブロック図である。図１に示すエチレンオキシドの製造プロセスは、大きく分けて反応系、炭酸ガス系、および精製系の３つの系から構成されている。図１は、後述する実施例で採用された製造プロセスに対応している。

【0018】

本発明で用いられる「エチレンオキシドを含有する反応生成ガス」は、エチレンを銀触媒の存在下、分子状酸素含有ガスにより接触気相酸化させる工程（以下、「エチレン酸化反応工程」とも称する）で生成したものであればよい。この接触気相酸化反応の技術自体は広く知られたものであり、本発明の実施にあたっても、従来公知の知見が適宜参照されうる。なお、反応生成ガスの組成等の具体的な形態に特に制限はない。一例として、反応生成ガスは、通常０．５〜５容量％のエチレンオキシドの他、未反応酸素、未反応エチレン、生成水、二酸化炭素、窒素、アルゴン、メタン、エタン等のガスに加えて、ホルムアルデヒド、アセトアルデヒドのアルデヒド類、酢酸等の有機酸類を微量含有している。

【0019】

図１を参照すると、まず、エチレンや分子状酸素を含有する原料ガスは、昇圧ブロワ４で昇圧された後、熱交換器（図示せず）で加熱されてエチレン酸化反応器１に供給される。エチレン酸化反応器１は通常、銀触媒が充填された反応管を多数備えた多管式反応器である。エチレン酸化反応工程で生成した反応生成ガスは、熱交換器（図示せず）を通過することで冷却された後、エチレンオキシド吸収塔（以下、単に「吸収塔」とも称する）２に供給される。具体的には、反応生成ガスは吸収塔２の塔底部から供給される。一方、吸収塔２の塔頂部からは、水を主成分とする吸収液が供給される。これにより、吸収塔２の内部において気液の向流接触が行われ、反応生成ガスに含まれるエチレンオキシド（通常は９９質量％以上）が吸収液に吸収される。また、エチレンオキシドの他にも、エチレン、酸素、二酸化炭素、不活性ガス（窒素、アルゴン、メタン、エタン等）、並びにエチレン酸化反応工程で生成したホルムアルデヒド等の低沸点不純物、アセトアルデヒド、酢酸等の高沸点不純物もその実質量が同時に吸収される。なお、吸収塔２に供給される反応生成ガスの温度は、好ましくは約２０〜８０℃である。また、吸収液の組成について特に制限はなく、水を主成分とするもののほか、特開平８−１２７５７３号公報に開示されているようなプロピレンカーボネートが吸収液として用いられてもよい。また、必要に応じて、吸収液には添加剤が添加されうる。吸収液に添加されうる添加剤としては、例えば、消泡剤やｐＨ調整剤が挙げられる。消泡剤としては、エチレンオキシドおよび副生エチレングリコール等に対して不活性であり、吸収液の消泡効果を有するものであればいかなる消泡剤も使用されうるが、代表的な例としては、水溶性シリコンエマルションが吸収液への分散性、希釈安定性、熱安定性が優れているため、効果的である。また、ｐＨ調整剤としては、例えば、カリウム、ナトリウムといったアルカリ金属の水酸化物や炭酸塩等の、吸収液に溶解しうる化合物が挙げられ、水酸化カリウムまたは水酸化ナトリウムが好ましい。なお、吸収液のｐＨは、好ましくは５〜１２であり、より好ましくは６〜１１である。

【0020】

吸収塔２としては、通常、棚段塔形式または充填塔形式の吸収塔が用いられうる。吸収塔２の操作条件としては、反応生成ガス中のエチレンオキシド濃度が０．５〜５容量％、好ましくは１．０〜４容量％であり、吸収塔２の操作圧は０．２〜４．０ＭＰａ ｇａｕｇｅ、好ましくは１．０〜３．０ＭＰａ ｇａｕｇｅである。吸収操作は、高圧ほど有利であるが、そのとりうる値は酸化反応器の運転圧力に応じて決定されうる。また、反応生成ガスに対する吸収液のモル流量比（Ｌ／Ｖ）は、通常０．３０〜２．００である。また、反応生成ガスの標準状態における空間線速度（ＧＨＳＶ［ＮＴＰ］）は、通常４００〜６０００ｈ^−１である。

【0021】

吸収塔２において吸収されなかったエチレン、酸素、二酸化炭素、不活性ガス（窒素、アルゴン、メタン、エタン）、アルデヒド、酸性物質等を含有するガスは、吸収塔２の塔頂部から導管３を通じて排出される。そして、この排出ガスは、昇圧ブロワ４によって圧力を高められた後、導管５を通じてエチレン酸化反応器１へと循環される。なお、エチレン酸化反応工程の詳細については上述したとおりである。ここで、エチレン酸化反応工程は通常、銀触媒が充填された反応管を多数備えた酸化反応器中で、加圧（１．０〜３．０ＭＰａ ｇａｕｇｅ程度の圧力）条件下にて行われる。このため、吸収塔２の塔頂部からの排出ガスをエチレン酸化反応工程へと循環する前に、昇圧ブロワ４等の昇圧手段を用いて昇圧する必要があるのである。

【0022】

≪炭酸ガス系≫
好ましい実施形態においては、図１に示すように、吸収塔２の塔頂部から排出されるガス（炭酸ガス含有ガス）の少なくとも一部を、昇圧ブロワ４等の昇圧手段により昇圧し、導管６を通じて炭酸ガス吸収塔７へ供給する。以下、図１を参照しつつ、炭酸ガス吸収塔７へのガスの導入に始まる炭酸ガス回収系（以下、単に「炭酸ガス系」とも称する）について説明する。

【0023】

上述したように吸収塔２の塔頂部から排出されるガスが加圧されて（導管６を通じて）炭酸ガス吸収塔７へ導入される場合、その際のガス圧力は０．５〜４．０ＭＰａ ｇａｕｇｅ程度に調節され、ガス温度は８０〜１２０℃程度に調節される。炭酸ガス吸収塔７の後段には炭酸ガス放散塔８が設置されており、この炭酸ガス放散塔８の塔底部からはアルカリ性吸収液が炭酸ガス吸収塔７の上部へ供給される。そして、このアルカリ性吸収液との向流接触により、炭酸ガス吸収塔７へ導入されたガスに含まれる炭酸ガスや、少量の不活性ガス（例えば、エチレン、メタン、エタン、酸素、窒素、アルゴン等）が吸収される。炭酸ガス吸収塔７の塔頂部から排出される未吸収ガスは導管３へ循環され、新たに補充される酸素、エチレン、メタン等と混合された後、エチレン酸化反応器１へ循環される。

【0024】

炭酸ガス吸収塔７において炭酸ガスを吸収した炭酸ガス濃厚吸収液は、炭酸ガス吸収塔の塔底部から抜き出された後、圧力０．０１〜０．５ＭＰａ ｇａｕｇｅ、温度８０〜１２０℃程度に調節され、塔底部にリボイラー９を備えた炭酸ガス放散塔８の上部に供給される。炭酸ガス放散塔８の上部の供液部において吸収液は、炭酸ガス吸収塔７と炭酸ガス放散塔８との圧力差によって圧力フラッシュを起こす。これにより、吸収液中の１０〜８０容量％の炭酸ガスおよび大部分の不活性ガスは吸収液から分離され、炭酸ガス放散塔８の塔頂部から排ガスとして排出される。本発明の特徴の１つは、この排ガスの排熱を精製系におけるエチレンオキシド精製塔の熱源として利用することにあるが、その詳細については、後述する。ここで、炭酸ガス放散塔８のリボイラー９への投入蒸気量を削減するという観点からは、炭酸ガス放散塔８の運転圧力は小さいほど好ましい。具体的には、炭酸ガス放散塔８の運転圧力は、好ましくは０〜０．１ＭＰａ ｇａｕｇｅであり、より好ましくは０．０１〜０．０１５ＭＰａ ｇａｕｇｅである。

【0025】

なお、上述した圧力フラッシュにより炭酸ガスの一部を分離された残りの炭酸ガス吸収液は、供液部の下方に設けられた気液接触部１０に入り、リボイラー９より発生した蒸気および気液接触部１０以下の部分から発生した炭酸ガスを主とするガスと向流接触して吸収液中の炭酸ガスの一部およびその他の不活性ガスの大部分が吸収液から分離される。炭酸ガス系におけるこれら一連のプロセスにより、気液接触部１０の最上部から下方、好ましくは気液接触に必要な一理論段数以上に相当する気液接触部１０の下部の炭酸ガス放散塔８の内部から、高純度の炭酸ガスが得られる。すなわち、気液接触部１０で炭酸ガス吸収液中の不活性ガスは、下部から上昇してくるごく微量の不活性ガスを含む炭酸ガスと水蒸気とによって向流気液接触を起こして放散され、これにより不活性ガスの濃度は極めて低くなる。したがって、この放散後のガスを取り出せば高純度の炭酸ガスが得られる。

【0026】

≪精製系≫
吸収塔２においてエチレンオキシドを吸収した吸収液は、当該吸収塔２の塔底液として、エチレンオキシド精製系（以下、単に「精製系」とも称する）へと送られる。精製系の具体的な形態について特に制限はなく、従来公知の知見が適宜参照されうる。一例として、精製系は通常、放散工程、脱水工程、軽質分分離工程、重質分分離（精製）工程などからなっている。以下、図２および図３を参照しつつ、これらのうちのいくつかの工程からなる精製系について説明する。図２は、本発明の一実施形態に係るエチレンオキシドの製造プロセスを実施するためのプロセスの構成例を示すブロック図である。

【0027】

吸収塔２の塔底液（吸収液）は、エチレンオキシド放散塔（以下、単に「放散塔」とも称する）１１へ供給される前に、通常は放散塔１１における放散に適した温度にまで予め加熱される。具体的には、図２に示すように、吸収塔２の塔底液（吸収液）は導管１２を通じて熱交換器１３へ供給される。そして、この熱交換器１３において、放散塔１１の塔底液との間での熱交換が行われ、さらに必要であれば加熱器１４によって加熱され、吸収塔２の塔底液（吸収液）は７０〜１１０℃程度の温度まで加熱される。本実施形態において、放散塔１１の塔底液との熱交換によって加熱された吸収塔２の塔底液（吸収液）は、導管１５を通じて気液分離タンク１６に供給される。気液分離タンク１６においては、一部エチレンオキシドおよび水を含む不活性ガスの軽質分ガスが分離され、導管１７を通じて排出される。一方、軽質分ガスをフラッシュした残部の吸収液は、導管１８を通じて放散塔１１の上部へ供給される。なお、導管１８のように特に高温条件下でエチレンオキシドが水と共存する部位については、その配設距離を可能な限り短くするように配慮することで、吸収液の滞留時間を短くすることができ、その結果、エチレングリコールの副生の防止に資することができる。

【0028】

続いて、例えば、図２に示すように水蒸気等の加熱媒体をリボイラー１９へ供給し、当該リボイラー１９において加熱された加熱媒体を用いて放散塔１１を加熱するか、または、放散塔１１の塔底部へ直接水蒸気を供給することによって放散塔１１を加熱する。このようにして放散塔１１が加熱されることによって、放散塔１１の上部から供給された吸収液に含まれるエチレンオキシド（通常はその９９質量％以上）が放散し、放散塔１１の塔頂部から導管２０を経て排出される。なお、放散塔１１の操作条件は、塔頂圧力が通常０．０１〜０．２０ＭＰａ ｇａｕｇｅ、好ましくは０．０３〜０．０６ＭＰａ ｇａｕｇｅである。塔頂圧力は小さいほど塔内の温度が低下し、その結果として塔内におけるエチレンオキシドからのエチレングリコールの副生が抑制される傾向がある。しかしながら、エチレンオキシドは比較的着火しやすい物質であるため、系内への酸素の漏れ込みを防止するという観点から、大気圧以下での運転は通常行われず、上述したように大気圧よりもやや大きい圧力で運転される。なお、放散塔１１の温度条件としては、塔頂温度は通常８５〜１２０℃であり、塔底温度は通常１００〜１３０℃である。

【0029】

エチレンオキシドが放散された後の残部の吸収液は、図２に示すように、放散塔１１の塔底液として抜き出され、吸収塔２における吸収液として吸収塔２の上部へ供給され、循環使用されうる。ただし、吸収液の組成を調節する目的で、別途設けた導管を通じて、新鮮な水や、必要に応じて上述した添加剤を吸収塔２へと供給してもよい。また、吸収塔２へ供給される吸収液中のエチレングリコール濃度を一定に保持することが好ましい。このため、吸収塔２と放散塔１１との間を循環する吸収液の一部は放散塔１１の塔底部から抜き出される。ここで、放散塔１１の塔底液はエチレンオキシドを実質的に含まない。具体的には、当該塔底液中に含まれるエチレンオキシドの濃度は、好ましくは１０質量ｐｐｍ以下であり、より好ましくは０．５質量ｐｐｍ以下である。この塔底液は、エチレン酸化反応工程とエチレンオキシド放散工程との間で吸収液中に副生したエチレングリコールを含有しており、その一部は、導管２１および導管２２を通じて抜き出される。導管２２を通じて抜き出された液は、燃焼処理に供されるか、または、含有するエチレングリコールを濃縮して回収するためのエチレングリコール濃縮工程に供給される。さらに、場合によっては、抜き出された液に含まれるエチレングリコールをそのまま、またはエチレングリコール濃縮工程を経た後に、特公昭４５−９９２６号公報や特公平４−２８２４７号公報等に開示されているような化学的処理のほか、場合によっては物理的処理を施すことによって、繊維グレード製品として回収することも可能である。なお、放散塔１１の塔底液は、ホルムアルデヒド等の低沸点不純物、アセトアルデヒドおよび酢酸等の高沸点不純物をも含有していることから、上述したようにその一部を系外に抜き出すことで、吸収塔２に循環される吸収液中へのこれらの不純物の蓄積を防止することができるという利点も得られる。一方、導管２２を通じて抜き出されなかった放散塔の塔底液は、熱交換器１３を通過することで吸収塔２の塔底液との熱交換により冷却されて、吸収塔２の塔頂部へと循環される。

【0030】

放散塔１１の塔頂部から放散された、エチレンオキシドを含む放散物は、導管２０を通じて、導管２３および導管２４に冷却水が通る放散塔凝縮器２５へ送り、凝縮液は導管２６を通じて放散塔１１の塔頂部へ還流し、未凝縮蒸気は導管２７を通じて脱水塔２８（図３）へ供給される。

【0031】

脱水塔２８に供給されたエチレンオキシドを含む蒸気は、導管２９を通して還流される液と接触してよりエチレンオキシド濃度の高い蒸気となり、塔底から抜き出されるエチレンオキシド濃度の低い液は導管を通して放散塔凝縮器２５へ送られる。

【0032】

脱水塔２８の塔頂部から排出された、エチレンオキシドを含む蒸気は、導管３０を通じて、導管３１および導管３２に冷却水が通る脱水塔凝縮器３３へ送られ、凝縮液の一部は導管２９を通して脱水塔２８の塔頂部へ還流し、脱水塔凝縮器３３の未凝縮蒸気（エチレンオキシド含有未凝縮ガス）は導管３４を通してエチレンオキシド再吸収塔（図示せず）へ供給される。エチレンオキシド再吸収塔では、上述した吸収塔２と同様に、吸収液との向流接触によってエチレンオキシドが再吸収される。ここで、再吸収塔３５においてエチレンオキシドの再吸収に用いられる吸収液の組成やｐＨ、再吸収塔の形態（棚段塔形式または充填塔形式）や操作条件などについては、吸収塔２について上述したのと同様である。なお、エチレンオキシド再吸収塔の塔底液は、上述した吸収塔２の塔底液と同様に精製系（本実施形態では、具体的には放散塔１１）へと循環される。一方、エチレンオキシド再吸収塔において吸収されなかった未凝縮ガスは塔頂部から排出される。エチレンオキシド再吸収塔から排出された未凝縮ガスは、加圧手段によって圧力を高めた後に、吸収塔２に循環させることができる。ただし、この未凝縮ガスを炭酸ガス吸収塔７へ供給することがより好ましい。この未凝縮ガスには炭酸ガスが多く（通常は５〜６０体積％程度）含まれていることから、かような構成とすることで、吸収塔２から炭酸ガス吸収塔７に供給されるガス中の炭酸ガス濃度を増加させることができる。その結果、炭酸ガス吸収塔７に供給されるガス中の炭酸ガス量の増加に起因する問題の発生が防止され、エチレンオキシドの製造プロセスからの炭酸ガスの回収をより効率的に行うことができる。より具体的には、炭酸ガス放散塔８のリボイラー９に投入する蒸気量の削減、炭酸ガス吸収促進剤の投入量の削減、吸収塔２から炭酸ガス吸収塔７に送られるガス風量の低減による昇圧ブロア動力の低減、炭酸ガス吸収塔７の設備の小型化、エチレン酸化反応器１入口の炭酸ガス濃度の低減によるエチレンオキシドの収率向上、の少なくとも１つの工業的にきわめて有利な効果が得られる。

【0033】

脱水塔凝縮器３３の凝縮液の残部は導管３６を通して軽質分分離塔３７へ供給される。軽質分分離塔３７のリボイラー３８により水蒸気等の加熱媒体で導管３９を通じて加熱する方式により加熱し、軽質分分離塔３７の塔頂部より軽質分を含むエチレンオキシド蒸気は導管４０を通じて導管４１および導管４２に冷却水が通る軽質分分離塔凝縮器４３へ送り、凝縮液は導管４４を通じて軽質分分離塔３７の塔頂部へ還流し、軽質分分離塔凝縮器４３の未凝縮蒸気（エチレンオキシド含有未凝縮ガス）は導管４５を通してエチレンオキシドを回収するため上記のエチレンオキシド再吸収塔へ供給される。

【0034】

軽質分分離塔３７の塔底液は導管４６を通してエチレンオキシド精製塔（以下、単に「精製塔」とも称する）４７へ供拾される。精製塔４７は塔底部にリボイラー４８を備えている。そして、本実施形態では、精製塔４７のリボイラー４８へは、当該リボイラー４８を加熱するための加熱媒体として、圧力０．０５〜０．１０ＭＰａ ｇａｕｇｅ程度の水蒸気が供給されている。ただし、加熱媒体はほかの物であってもよく、例えば、グリコール水溶液、温水などが用いられうる。

【0035】

本発明では、精製塔４７のリボイラー４８を加熱するための加熱媒体を、上述した炭酸ガス放散塔８の塔頂部からの排ガスとの熱交換によって加熱する点に特徴がある。これを達成すべく、上記加熱媒体（水蒸気）のリボイラー４８への循環経路５６上には熱交換器５７が設置されている。そして、この熱交換器５７には炭酸ガス放散塔８の塔頂部からの排ガスが導管５８を通じて供給されており、これにより上記加熱媒体（水蒸気）との間で熱交換が起こって、当該加熱媒体（水蒸気）が加熱される。なお、熱交換器５７で熱交換された後の排ガスは、図１に示すように再度炭酸ガス放散塔８の気液分離部１０に循環させた後に大気中にパージすればよい。

【0036】

ここで、精製塔４７は、安全上の理由から高温下での運転は好ましくないことから、精製塔４７の温度は他の蒸留塔に比べて運転温度が低いという特徴がある。本発明者らの検討によれば、炭酸ガス放散塔８の塔頂温度は８７℃と比較的低温であり、この温度の排ガスであれば、精製塔４７の熱源としての利用が可能であることを見出したものである。すなわち、炭酸ガス放散塔８の塔頂部からの排ガスは炭酸ガスを含んだ蒸気であり、排ガス中の蒸気の熱回収効率を高めるためには、熱交換される物どうしの温度差が大きいほど好ましいことから、上記排ガスを熱交換に用いる先の温度は低いほど好ましいのである。

【0037】

上述したように加熱媒体がリボイラー４８に供給されることにより、精製塔４７の塔底温度３５〜８０℃、精製塔４７の塔底圧力０．１０〜０．８０ＭＰａ ｇａｕｇｅで精製を行い、精製塔４７の塔頂部から、塔頂温度１２〜７５℃、塔頂部圧力０．１０〜０．８０ＭＰａ ｇａｕｇｅのエチレンオキシド蒸気が、導管４９および導管５０に冷却水が通る精製塔凝縮器５１へ送られる。そして、精製塔凝縮器５１においてエチレンオキシドを液化させ、一部は導管５２を通して精製塔４７の塔頂部へ還流液として供給し、残部は導管５３を通して製品エチレンオキシド（製品ＥＯ）として抜き出す。精製塔凝縮器５１の未凝縮蒸気（エチレンオキシド含有未凝縮ガス）は導管５４を通してエチレンオキシドを回収するため上記のエチレンオキシド再吸収塔へ供給される。

【0038】

なお、精製塔４７の塔底液は、アセトアルデヒド、水、および酢酸等の高沸点不純物の重質分分離のため、必要により導管５５を通して抜き出される。

【0039】

上述したように、精製系から排出される未凝縮蒸気（図３に示す実施形態では、脱水塔凝縮器３３、軽質分分離塔凝縮器４３、および精製塔凝縮器５１由来の未凝縮蒸気）はエチレンオキシドを含有している。このため、これらの未凝縮蒸気は、上記のエチレンオキシド再吸収塔へ供給される。

【実施例】

【0040】

以下、実施例を用いて本発明の実施形態をより詳細に説明するが、本発明の技術的範囲は下記の形態のみには限定されない。

【0041】

［比較例］
図２〜図４に示すエチレンオキシドの製造プロセスによりエチレンオキシドを製造した。ここで、本比較例の定常運転時における、図４に示す丸数字１〜丸数字２３までの各部位のいくつかにおける成分量および運転条件、並びに運転に必要とされた水蒸気および冷却水の量を下記の表１に示す。

【0042】

【表1】

【0043】

［実施例］
図１〜図３に示すエチレンオキシドの製造プロセスによりエチレンオキシドを製造した。ここで、本実施例の定常運転時における、図１に示す丸数字１〜丸数字２４までの各部位のいくつかにおける成分量および運転条件、並びに運転に必要とされた水蒸気および冷却水の量を下記の表２に示す。

【0044】

【表2】

【0045】

表１および表２に示す結果から、回収熱量は５３０Ｍｃａｌ／ｈｒであり、エチレンオキシドの年間生産量を６．７万トンとし、プロセスの運転のための熱源として用いられる水蒸気の発生のためのボイラーの燃料としてＣ重油を用いると仮定すると、炭酸ガス放散塔８のリボイラー９に投入される水蒸気の量は年間９０００トン削減されることになる。また、Ｃ重油の燃焼により発生する二酸化炭素（ＣＯ_２）も、同様に年間１５００トンも削減されることになる。

【符号の説明】

【0046】

１ エチレン酸化反応器
２ エチレンオキシド吸収塔
４ 昇圧ブロワ
７ 炭酸ガス吸収塔
８ 炭酸ガス放散塔
９ リボイラー
１０ 気液接触部
１１ エチレンオキシド放散塔
１３ 熱交換器
１４ リボイラー
１６ 気液分離タンク
１９ 放散塔リボイラー
２５ 放散塔凝縮器
２８ 脱水塔
３３ 脱水塔凝縮器
３７ 軽質分分離塔
３８ 軽質分分離塔リボイラー
４３ 軽質分分離塔凝縮器
４７ エチレンオキシド精製塔
４８ 精製塔リボイラー
５１ 精製塔凝縮器
５６ 循環経路
５７ 熱交換器
５８ 導管

【図1】

【図2】

【図3】

【図4】