用于具有活性氢原子的化学物质的连续高温短时间烷氧基化(乙氧基化、丙氧基化)的方法和装置

摘要

本发明公开了用于将液体氧化烯烃与包含具有活性氢原子的有机化合物和催化剂的液体物质在反应器中进行连续反应的方法，其中（1）所述氧化烯烃在进入反应空间之前被分拆成第一部分和第二部分以及任选的其他部分，（2）所述第一部分的氧化烯烃在第一位置处进入所述反应器的反应空间，（3）液体有机物质在所述第一位置下游的第二位置处被供应到所述反应器的内部，（4）所述液体氧化烯烃在所述第一位置处经由所述位置处的反应空间或反应间隙的整个横截面进入所述反应器，（5）所述第二部分和任选的其他部分的氧化烯烃在所述第一位置处被分出，并从所述第一位置被导流到第三位置以及当分出其他部分的氧化烯烃时被导流到反应空间或反应间隙中的其他位置，所述导流通过插入到所述反应空间中、从反应器空间的所述第一位置分别向所述第三位置或所述其他位置延伸的用于各部分氧化烯烃的独立的管来实现，（6）所述第三位置和任选的其他位置位于所述第二位置下游，并且在反应器装料的流动方向上距所述第二位置有一定距离并且彼此之间有一定距离，并且（7）所述第二部分和任选的其他部分的液体氧化烯烃在所述第三位置和所述任选的其他位置处进入所述反应空间，与液体反应混合物掺混并在下游通往反应器末端的路上与所述液体反应混合物反应；本发明还公开了用于执行所述方法的优选装置。

说明书

本发明涉及用于将液体氧化烯烃与包含具有一个或多个活性氢原 子的有机化合物和选自碱金属氢氧化物和碱金属醇化物的催化剂的液 体物质在反应器中进行连续反应的方法和装置，所述液体物质在后文 中也被称为“液体催化原材料”，所述反应器选自

（a）管式反应器，其包含至少一个反应管，所述反应管在所述管 的内部提供了反应空间，和

（b）环形间隙反应器，其包含外管和纵向插入到所述外管中的内 管，所述外管和内管形成了环形反应间隙，所述环形反应间隙在形成 反应间隙的外部边界的外管内表面与形成反应间隙的内部边界的内管 外表面之间延伸。

DE 735 418公开了一种方法，其中使用包含一个反应管的管式反 应器，在沿着所述反应管的大于一个的位置处的部分中，将有机羟基 化合物特别是烷基酚以及氢氧化钠与所述有机羟基化合物的混合物连 续烷氧基化。对用于添加液体氧化烯烃的位置彼此之间的距离以及在 单一位置处供应的氧化烯烃的量进行选择，以使反应温度可以被保持 足够低，使得管中的反应温度不显著升高至超过200℃，并且可以避免 不想要的副反应。在例如使用两个氧化烯烃进料位置执行所述方法的 情况下，将有机羟基化合物与液体氧化烯烃全部所需量的约一半混合， 并使用高压泵将该混合物供应到所述管的第一区段中进行反应。在通 过所述第一区段后，将反应产物从料流管中取出，并在中间冷却后， 与剩余量的所需液体氧化烯烃混合，用另一个高压泵将该混合物供应 到料流管的第二区段，并在所述区段中进一步反应成最终产物，然后 将所述最终产物取出。然而，所公开的方法具有许多缺点，特别是包 括需要长度为200米的反应器管，必须在反应管中维持超过100bar的 高压以避免供应的氧化烯烃立即气化，以及必须通过独立的质量流量 控制器来控制在每个进料位置处供应的氧化烯烃的量。此外，这种反 应器只能被用在使用单一反应管就已足够的中试厂规模上，而正如出 于生产目的所需要的，使用成束反应管将需要在成束反应管中的每个 反应管中的大量氧化烯烃入口，每个入口都带有质量流量控制器。这 些用于控制烷氧基化的技术尝试如此昂贵，以致这种方法在工业实践 中永远不会获得认可。

DE 10054462描述了一种类似的连续烷氧基化方法，其中将相对 少量的液体氧化乙烯进料到管式反应器中或沿着反应管的大量不同位 置处（在该文献的实施例中例如在15个位置处）的管束反应器中。由 于反应物的混合速度慢，并且对沿着反应管的所有区段的共同冷却不 允许具体控制每个区段中的温度，因此为了避免由进料点处氧化乙烯 的不受控制的反应引起的反应器失控，需要多次进料少量氧化烯烃。 此外，这种方法的设计同样具有必须为每个进料位置独立测定氧化烯 烃流量的缺点。

要求DE102005060816的优先权的US2008/0306295描述了一种连 续的多步骤方法，其被具体设计用于执行气态反应物和液体反应物之 间的快速、高度放热反应，特别是用于将SO₃/空气混合物与液体有机 化合物进行反应，所述液体有机化合物包括烷基酚及其氧化烯烃衍生 物以及数种其他化合物。所述反应在选自下列的反应器中执行：

（a）管式反应器，其包含至少一个反应管，所述反应管在所述管 的内部提供了反应空间，和

（b）环形间隙反应器，其包含外管和纵向插入到所述外管中的内 管，所述外管和内管形成了环形反应间隙，所述环形反应间隙在形成 反应间隙的外部边界的外管内表面与形成反应间隙的内部边界的内管 外表面之间延伸，

所述反应器（a）或（b）是薄层降膜反应器，并且与气态SO₃/空 气混合物源相连，其中

（1）气态SO₃/空气混合物经由单一入口接口被供应到所述反应 器，并且所述SO₃/空气混合物在进入反应空间或反应间隙之前被分拆 成第一部分和第二部分

（2）所述第一部分的SO₃/空气混合物在第一位置处进入所述反应 器（a）或（b）的反应空间或反应间隙，

（3）所述液体有机化合物在反应器的位于所述第一位置下游的第 二位置处被作为膜供应到管式反应器（a）的至少一个反应管的内表面 上或供应到环形间隙反应器（b）的外管内表面和/或内管外表面上，并 与所述气态SO₃/空气混合物发生接触，以形成在所述表面上朝着反应 器的末端向下游移动的所述反应物的反应混合物的液体膜，并且

（4）SO₃/空气混合物在所述第一位置处经由所述位置处的反应空 间或反应间隙的整个横截面进入反应器，并且

（5）所述第二部分的SO₃/空气混合物在所述第一位置处被分出， 并从所述第一位置被导流到反应空间或反应间隙中的第三位置，所述 导流分别在管式反应器（a）的情况下通过管、或者在环形间隙反应器 （b）的情况下通过双管来实现，所述管或双管插入到所述反应空间或 反应间隙中，分别从反应器空间或间隙的所述第一位置向所述第三位 置延伸，并具有比所述反应管的内径或所述反应间隙的外部边界更小 的直径，从而在一侧分别为所述管或双管的外表面与另一侧分别为所 述反应管的内表面或所述反应间隙的外部边界之间留下反应空间，

（6）所述第三位置位于所述第二位置下游，

（7）所述第二部分的SO₃/空气混合物在所述第三位置处进入反应 器的反应空间或反应间隙，在所述第三位置处与在所述表面上朝着反 应器的末端向下游移动的反应混合物的液体膜发生接触，并在通往反 应器出口的路上与所述液体膜反应，以形成最终反应产物。

所公开的管式反应装置有约10m的长度（管直径为1英寸），所 公开的环形间隙反应装置有约2m的长度（环形间隙宽度为6.5mm）。 尽管这种长度的反应器可用于将有机羟基化合物与反应性非常高的 SO₃气体进行反应，但对于这样的化合物与反应性比SO₃气体低得多的 液体氧化烯烃的反应来说，一般认为它们是过短的。

然而，现在令人吃惊地发现，在进行某些改进后，上述设计和长 度的反应器也可用于具有反应性氢原子的液体有机材料的烷氧基化， 并且这些改进的反应器的使用避免了现有技术的烷氧基化方法的上述 缺点，例如高温峰，形成不想要的副产物例如二噁烷、深色终产物的 风险，对在反应器中以超过100bar的压力运行的要求，许多方法对每 摩尔液体有机化合物原料仅仅4-6摩尔氧化烯烃的烷氧基化等级的限 制。这些改进具体来说包括通过使用环形狭缝喷嘴来供应具有反应性 氢原子的液体有机材料，以几乎立即为进入反应器中的有机化合物与 液体氧化烯烃提供非常密集的混合的方式将具有反应性氢原子的液体 有机材料供应到反应器中。其他改进包括以下的一个或多个：在反应 物被进料到反应器中的位置处及其下游的位置处使用进一步提高混合 过程效能的静态混合元件，使用凭借液体冷却或加热介质而允许有效 控制反应器中的反应温度的两个以上独立的调温夹套，以及使用与反 应空间相比优选具有更大内部宽度的后反应区。与现有技术的长度为 约200m的反应器相比更短长度的反应器导致反应混合物在反应器中 的停留时间非常短（数分钟，相比之下，在现有技术的反应器中为长 达1小时），这继而导致不想要的副产物的生产显著降低，因此导致 终产物的质量显著提高。

因此，根据本发明，第一方面，本发明涉及用于将液体氧化烯烃 与包含具有一个或多个活性氢原子的有机化合物和选自碱金属氢氧化 物和碱金属醇化物的催化剂的液体物质进行连续反应的方法，所述方 法在选自下列的反应器中进行：

（a）管式反应器，其包含至少一个反应管，所述反应管在所述管 的内部提供了反应空间，和

（b）环形间隙反应器，其包含外管和纵向插入到所述外管中的内 管，所述外管和内管形成了环形反应间隙，所述环形反应间隙在形成 反应间隙的外部边界的外管内表面与形成反应间隙的内部边界的内管 外表面之间延伸，

并且其中

（1）液体氧化烯烃向反应器的供应受到单一质量流量控制器的控 制，所述液体氧化烯烃通过经由所述质量流量控制器与液体氧化烯烃 源相连的单一入口接口被进料到所述反应器（a）或（b），并且所述 氧化烯烃在进入反应空间或反应间隙之前被分拆成第一部分和第二部 分以及任选的其他部分，

（2）所述第一部分的氧化烯烃在第一位置处进入所述反应器（a） 或（b）的反应空间或反应间隙，

（3）所述液体有机物质在位于所述第一位置处或其下游的反应器 的第二位置处被供应到所述管式反应器（a）的反应空间内部或被供应 到所述环形间隙反应器（b）的反应间隙内部，并与液体氧化烯烃掺混 形成液体反应混合物，所述液体反应混合物朝着反应器的末端向下游 移动，

（4）所述液体氧化烯烃在所述第一位置处经由所述位置处的反应 空间或反应间隙的整个横截面进入反应器，

（5）所述第二部分和任选的其他部分的氧化烯烃在所述第一位置 处或其上游被分出，并从所述第一位置被导流到反应空间或反应间隙 中的第三位置以及当分出其他部分的氧化烯烃时被导流到其他位置， 所述导流分别在管式反应器（a）的情况下通过用于各部分氧化烯烃的 独立的管，或者在环形间隙反应器（b）的情况下通过独立的双管来实 现，所述管或双管插入到反应空间或反应间隙中，分别从反应器空间 或间隙的所述第一位置向所述第三位置或所述其他位置延伸，并具有 比所述反应管的内径或所述反应间隙的外部边界更小的直径，从而在 一侧分别为所述管或双管的外表面与另一侧分别为反应管的内表面或 反应间隙的外部边界之间留下反应空间，

（6）所述第三位置和任选的其他位置位于所述第二位置下游，并 且在反应器装料的流动方向上距所述第二位置有一定距离并且彼此之 间有一定距离，

（7）所述第二部分和任选的其他部分的液体氧化烯烃在所述第三 位置和所述任选的其他位置处进入反应器的反应空间或反应间隙，与 所述液体反应混合物掺混，并在下游通往反应器末端的路上与所述液 体反应混合物反应，并且

（8）所述反应器的内部压力被保持在不使进入反应器的氧化烯烃 气化的压力水平下。

此外，本发明涉及用于将液体氧化烯烃与包含具有一个或多个活 性氢原子的有机化合物和选自碱金属氢氧化物和碱金属醇化物的催化 剂的液体物质进行连续反应的装置，其包含选自下列的反应器

（a）管式反应器，其包含至少一个反应管，所述反应管在所述管 的内部提供了反应空间，和

（b）环形间隙反应器，其包含外管和纵向插入到所述外管中的内 管，所述外管和内管形成了环形反应间隙，所述环形反应间隙在形成 反应间隙的外部边界的外管内表面与形成反应间隙的内部边界的内管 外表面之间延伸，

以及液体氧化烯烃源，使用用于所述氧化烯烃的管线经由单一质 量流量控制器将所述液体氧化烯烃源连接到用于所述氧化烯烃的所述 管式反应器（a）或所述环形间隙反应器（b）的单一入口接口，其中 所述反应器包含：

（1）在反应器的顶部的入口，其用于氧化烯烃进入至少一个反应 管的反应空间或环形间隙反应器的反应间隙，所述入口在所述反应空 间或反应间隙的第一位置处延伸在所述反应空间或反应间隙的整个横 截面上，

（2）环形狭缝喷嘴，其用于将所述液体物质进料到管式反应器（a） 的至少一个反应管的内部，并将其与氧化烯烃混合，所述环形狭缝喷 嘴位于所述反应管中第二位置处，所述第二位置位于反应空间的所述 第一位置处或其下游，或者

两个环形狭缝喷嘴，其用于将所述液体物质进料到所述环形间隙 反应器（b）的反应间隙的内部，并将其与氧化烯烃混合，一个环形狭 缝喷嘴位于所述外管中第二位置处，另一个环形狭缝喷嘴位于所述内 管中第二位置处，所述外管和内管形成反应间隙的边界，所述第二位 置位于反应间隙的所述第一位置处或其下游，

（3）在管式反应器（a）的情况下插入到至少一个反应管的每一 个中的第一管，或者在环形间隙反应器（b）的情况下插入到反应间隙 中的第一双管，所述第一管或第一双管在所述反应器的反应产物出口 方向上从所述第一位置或所述第一位置上游的位置向反应空间或反应 间隙中距所述第一位置和第二位置有一定距离的第三位置延伸，以及 任选的，在管式反应器（a）的情况下插入到至少一个反应管的每一个 中的其他管，或者在环形间隙反应器（b）的情况下插入到反应间隙中 的其他双管，所述其他管或其他双管在所述反应器的反应产物出口方 向上从所述第一位置或所述第一位置上游的位置向反应空间或反应间 隙中的其他位置延伸，所述其他位置在反应器装料的流动方向上距所 述第三位置有一定距离并且彼此之间有一定距离，所述第一管和任选 的其他管将液体氧化烯烃从所述第一位置导流到所述第三位置和其他 位置，将其在所述位置处分发到反应空间或反应间隙，其中所述第一 管或第一双管和任选的其他管或其他双管的直径小于所述反应管的内 径或所述反应间隙的外部边界，从而在一侧分别为每个管或双管的外 表面与另一侧分别为所述反应管的内表面或所述反应间隙的外部边界 之间留下反应空间，

（4）优选地，用于支持液体氧化烯烃与所述液体物质混合的位于 所述第二位置处的一个或多个静态混合元件以及任选的位于反应空间 或反应间隙中所述第二位置与所述第三位置之间的一个或多个其他静 态混合元件，和/或位于反应空间或反应间隙中所述第三位置处和/或所 述第三位置下游、用于支持液体氧化烯烃与在反应器中所述第二位置 和第三位置之间形成的所述液体反应混合物混合的一个或多个静态混 合元件，

（5）优选两个以上、更优选三个独立的调温夹套，即冷却夹套或 加热夹套，其在反应器的纵向方向上被连续安装到所述管式反应器（a） 的反应管上或被连续安装到所述环形间隙反应器（b）的外管和内管上， 所述调温夹套中的第一调温夹套优选部分或完全位于所述第二位置和 第三位置之间的位置处，第二调温夹套优选直接位于所述第一调温夹 套之后并部分或完全位于所述第三位置之后，并且任选的第三调温夹 套和其他调温夹套连续位于所述第二调温夹套之后，以及

（6）反应产物出口，其位于反应空间或反应间隙中所有所述其他 位置下游的位置处。

尽管总的来说可以将氧化烯烃反应物的全部量分成许多部分，所 述许多部分在不同的位置处被进料到反应器，但一般来说分成大于两 个的部分不是必需的，因为一般来说可以将高达所需氧化烯烃总量的 约95%在一个位置处供应到反应器空间或间隙，然后可以容易地在第 二位置处供应剩余部分。例如，可以将与液体物质反应的液体氧化烯 烃的全部量分拆，使得例如10-90%的氧化烯烃在第一位置处进入反应 空间或反应间隙，剩余量在所述第三位置处进入。事实上，将全部所 需量的氧化烯烃仅分拆成两部分就已足够，正是本发明方法的特别优 点，这是因为，尽管仅仅在反应器空间或间隙的两个不同位置处供应 全部所需的氧化烯烃，但由于可以采取下文中描述的一种或多种措施， 可以控制反应从而避免高温峰，形成不想要的副产物例如二噁烷、深 色终产物的风险，对在反应器中使用超过100bar压力的要求，和/或每 摩尔液体有机化合物原料仅仅4-6摩尔氧化烯烃的烷氧基化等级的限 制。对用于氧化烯烃的两个位置以及因此仅仅一个插入管或双管的限 制，也简化了反应器设计，并且因此在反应器设计和构造方面也是优 选的。另一方面，使用大于一个的插入管或双管还能够降低反应器的 长度。

对于氧化烯烃向反应器的两阶段添加的所提到的优选性来说，在 下面使用这样的两阶段方法和两阶段反应器的实例来描述本发明的方 法和装置的许多特征。然而，应该指出，所描述的优选措施在大多数 情况下也可以被容易地应用于使用三个或甚至更多个不同的位置向反 应器空间或间隙供应氧化烯烃并因此需要两个以上插入管或双管的方 法或装置。

图1A是对于具有混合元件的两阶段环形间隙反应器来说，本发明 的原理的图示。

图1B是具有后反应区的两阶段环形间隙反应器的图示，其中所述 环形间隙具有比反应器的所述主反应间隙更大的内部宽度。

图2是对于两阶段环形间隙反应器来说，本发明的原理的顶视图。

图3是对于具有混合元件的两阶段多管式反应器来说，本发明的 原理的图示。

图4是对于两阶段（多）管式反应器来说，本发明的原理的顶视 图。

图5示出了实施例1的两阶段环形间隙反应器中反应混合物中的 温度进展和冷却/加热温度。

图6示出了实施例1的两阶段环形间隙反应器中的分压进展。

在最通用的形式中，本发明的装置包含液体氧化烯烃源，使用用 于所述氧化烯烃的管线并经由单一质量流量控制器将所述液体氧化烯 烃源连接到位于反应器顶部附近、用于氧化烯烃进入反应器的单一入 口接口。用于液体氧化烯烃进入反应器空间或间隙、与所述入口接口 相连并延伸在反应空间或反应间隙的整个横截面上的入口（用于氧化 烯烃的主入口）位于反应器空间或间隙的用于与氧化烯烃反应的液体 催化原材料的入口处或其上游。氧化烯烃的所述主入口与液体化合物 入口之间的距离不是关键性的，但是优选相当小或者甚至为零，使得 氧化烯烃与所述原材料的反应区在尽可能多的反应器长度上延伸。向 反应器供应其他氧化烯烃是在被插入到管式反应器的反应管中并且直 径比反应管更小的一个或任选多个管上实现的，或者在环形间隙反应 器的情况下，是在被插入到环形间隙中的一个或任选多个双管上实现 的。如果使用大于一个的插入管或双管，这些管或双管优选是同心的， 并且不同管或双管的外径随着相应管的长度增加而减小。这些插入的 管或双管被放置成使得用于液体氧化烯烃进入这些管或双管的入口也 位于用于液体催化原材料进入反应器的反应空间或反应间隙的入口处 或优选位于其上游，并优选与氧化烯烃的主入口相一致，但是它们的 出口位于催化原材料入口的下游，以便在所述管的出口处向催化原材 料与已在氧化烯烃的主入口处和任何前面终结的任选存在的插入管或 双管的出口处被供应到上游反应空间或反应间隙的氧化烯烃的至少部 分反应的混合物提供新鲜的氧化烯烃。这种反应器设计允许氧化烯烃 添加的自主分配，因为在反应空间或反应间隙中的不同供应点处被供 应到反应物料的氧化烯烃的量的分布，在管式反应器的情况下是由直 径最小的插入管的横截面与每个插入管与其相邻的较大插入管或最终 反应管本身之间的环形横截面之比决定的，或者是由插入双管的环形 横截面与相当于以下三者的总和的面积之比决定的：插入双管之间的 所有环形横截面、环形间隙的内部边界与内径最小的插入双管之间的 环形横截面、和直径最大的插入双管与反应器环形间隙的外部边界之 间的环形横截面。因此，选择具有适当选择的尺寸的插入管或双管足 以控制氧化烯烃向反应器的添加，使得在每个进入点处用于氧化烯烃 的昂贵的质量流量控制器不是必需的，并且只需要一个质量流量控制 器来控制被供应到反应器的氧化烯烃总量。使用本发明的插入的管或 双管将氧化烯烃分配到反应空间或反应间隙中的其他位置，允许可以 使用单一泵来执行氧化烯烃的供应，所述泵将液体氧化烯烃递送至反 应器顶部中的氧化烯烃主入口。

催化原材料和任选的氧化烯烃在进入反应器之前可以在热交换器 中被预热，以使整个反应器容积仅用于反应（而不用于预热）。催化 原材料的适合的预热温度在例如100至180℃的范围内，氧化烯烃的适 合的预热温度在例如20至60℃的范围内。

另一方面，流过插入管或双管的液体氧化烯烃在任何情况下都在 其通过位于反应区中的这些管或双管的路上被预热，以便以简单方式 改善已部分烷基化并因此反应性更低的材料与氧化烯烃的进一步反 应。同时，插入管中较冷的氧化烯烃支持从反应混合物去除反应热。

由于反应空间或反应间隙中相当湍急的料流，因此，当按照本发 明以液体形式供应氧化烯烃时，氧化烯烃一般在与催化原材料接触后 立即与其混合。

在本发明方法的特别优选实施方式中，使用环形狭缝喷嘴将液体 有机物质进料到所述管式反应器（a）的反应空间内部或所述环形间隙 反应器（b）的反应间隙内部。这种技术也显著改善了注入到反应空间 或反应间隙中的液体催化原材料与氧化烯烃的混合效率和速度。

此外，在氧化烯烃进入反应空间或反应间隙的入口处或沿着反应 物料通往反应器出口的路上，优选使用固定（或静态，它们在本文中 同义使用）混合元件来支持和改善并进一步加速氧化烯烃与原材料或 部分反应的物料的混合。静态混合器是已知的并已被使用了约50年， 是用于将两种流体材料、最常见为液体进行混合的装置。所述装置由 被包含在壳体例如管中的混合元件构成。它们的尺寸可以在约6mm至 数厘米直径的范围内变化。静态混合器元件由一系列例如由金属制成 的挡板构成。用于静态混合器组件的典型构造材料包括例如不锈钢。 例如，两种液体料流被递送到静态混合器系统中。当这些料流移动通 过混合器时，不移动的固定混合元件连续掺混该材料。混合取决于多 种变量，例如流体性质、管的内径、元件数量和混合元件的设计。静 态混合器系统也是可商购的，例如从Robbins & Myers,Inc或Sulzer  Chemtech Ltd商购（例如Sulzer SMX混合器，参考Sulzer Technical  Review2+3/2009,23-25）。根据本发明，静态混合元件优选位于所述 第二位置处，催化原材料在所述第二位置处被注入到反应空间或反应 间隙中。任选地，一个或多个其他静态混合元件位于反应空间或反应 间隙中所述第二位置与提到的第三位置之间，第二部分的液体氧化烯 烃在那里被进料到反应器中，所述其他静态混合元件用于支持液体氧 化烯烃与液体催化原材料的混合和反应。此外，一个或多个静态混合 元件可以位于反应空间或反应间隙中所述第三位置处和/或所述第三位 置下游，用于支持液体氧化烯烃与在所述第二位置和第三位置之间形 成的液体反应混合物的混合，和/或位于反应器中向反应混合物添加其 他液体氧化烯烃的任选的其他位置处或其下游。

插入管或双管的长度决定了在单一反应区内获得的反应程度，即 一般来说，插入管或双管越短，在相应管或双管所穿过的反应器的反 应空间或反应间隙的区域中发生的反应程度越低，并且在所述管或双 管之后的残留转化越多。反应器空间或间隙的总长度的优选参考值在 约2至约25米的范围内，优选在约5至10米的范围内，但是当然在 某些情况下可以不同。插入管或双管的长度的优选参考值在反应空间 或反应间隙的总长度的约4至90%的范围内。

优选情况下，反应器还装备有两个以上、更优选三个独立的调温 夹套，即冷却夹套或加热夹套，其在反应器的纵向方向上被连续安装 到所述管式反应器（a）的反应管上或被连续安装到所述环形间隙反应 器（b）的外管和内管上，所述调温夹套中的第一调温夹套例如部分或 完全位于所述第二位置和第三位置之间的位置处，第二调温夹套直接 位于所述第一调温夹套之后并部分或完全位于所述第三位置之后，并 且任选的第三调温夹套和其他调温夹套连续位于所述第二调温夹套之 后。通过这种方式，能够通过所述两个或任选三个以上独立的调温夹 套中存在的适合温度的液体冷却或加热介质，以避免反应混合物的任 何局部过热的方式来独立地控制反应混合物的温度，并在另一方面实 现氧化烯烃的尽可能完全的反应。优选情况下，不同区段中冷却/加热 介质的温度被适当地调整，以将反应器中反应混合物的温度维持在该 反应的优选水平处，即140-250℃、更优选170-220℃。正如所指出的， 在不同的调温区中对反应混合物进行加热或对其进行冷却，可能是必 需的。

在本发明方法的进一步优选的实施方式中，反应混合物在离开反 应器之前通过附加的后反应区或空间，所述附加的后反应区或空间在 管式反应器的情况下位于反应管之后，或者在环形间隙反应器（b）的 情况下位于主反应区之后的反应器区域中所述环形反应间隙之后，其 中环形间隙的内部宽度优选大于所述主反应间隙。后反应区的存在可 以显著改善氧化烯烃的最终转化率，以致可以容易地获得未反应的氧 化烯烃残留含量低于例如5ppm或甚至低于1ppm或更低的终产物。 后反应空间的体积优选为反应器输入物（氧化烯烃+有机原材料）总体 积的0.5-5%。在管式反应器的情况下，人们可以认为主反应区的长度 相当于液体催化原材料进入反应空间的入口位置与反应管末端之间的 距离。在环形间隙反应器的情况下，当后反应区具有增加的内部宽度 时，主反应区的长度可以被认为相当于液体催化原材料进入反应间隙 的入口位置与环形间隙的内部宽度增加的区域的起点之间的距离。当 在后反应区中环形间隙的内部宽度不增加以致主反应区不可察觉地转 变到后反应区时，出于本发明的目的，主反应区的长度可以被认为相 当于液体催化原材料进入反应间隙的入口位置与固定于反应器的在反 应器出口方向上的最后一个上述调温夹套的末端之间的距离。

本发明方法的特别优选的实施方式在选自下列的反应器中执行：

（a）管式反应器，其包含至少一个反应管，所述反应管在所述管 的内部提供了反应空间，和

（b）环形间隙反应器，其包含外管和纵向插入到所述外管中的内 管，所述外管和内管形成了环形反应间隙，所述环形反应间隙在形成 反应间隙的外部边界的外管内表面与形成反应间隙的内部边界的内管 外表面之间延伸，并且

（1）液体氧化烯烃向反应器的供应受到单一质量流量控制器的控 制，液体氧化烯烃通过经由所述质量流量控制器与液体氧化烯烃源相 连的单一入口接口被进料到所述反应器（a）或（b），并且氧化烯烃 在进入反应空间或反应间隙之前被分拆成第一部分和第二部分

（2）所述第一部分的氧化烯烃在第一位置处进入所述反应器（a） 或（b）的反应空间或反应间隙，

（3）液体有机物质经由环形狭缝喷嘴被供应到所述管式反应器 （a）的反应空间内部，所述环形狭缝喷嘴用于将所述液体物质进料到 管式反应器（a）的至少一个反应管的内部并将其与氧化烯烃混合，所 述环形狭缝喷嘴位于每个所述反应管中第二位置处，所述第二位置位 于反应空间的所述第一位置处或其下游，或经由两个环形狭缝喷嘴， 所述环形狭缝喷嘴用于将所述液体物质进料到所述环形间隙反应器 （b）的反应间隙内部并将其与氧化烯烃混合，其中一个环形狭缝喷嘴 位于所述外管中第二位置处，另一个环形狭缝喷嘴位于所述内管中第 二位置处，所述外管和内管形成了反应间隙的边界，所述第二位置位 于反应间隙的所述第一位置处或其下游，并与液体氧化烯烃掺混形成 液体反应混合物，所述液体反应混合物朝着反应器对的末端向下游移 动，

（4）液体氧化烯烃在所述第一位置处并经由所述位置处的反应空 间或反应间隙的整个横截面进入反应器，

（5）所述第二部分的氧化烯烃在所述第一位置处或其上游被分 出，并从所述第一位置被导流到反应空间或反应间隙中的第三位置， 所述导流分别在管式反应器（a）的情况下通过管或者在环形间隙反应 器（b）的情况下通过双管来实现，所述管或双管插入到反应空间或反 应间隙中，分别从反应器空间或间隙的所述第一位置向所述第三位置 延伸，并具有比所述反应管的内径或所述反应间隙的外部边界更小的 直径，从而在一侧分别为所述管或双管的外表面与另一侧分别为反应 管的内表面或反应间隙的外部边界之间留下反应空间，

（6）所述第三位置在反应器装料的流动方向上位于所述第二位置 的下游，

（7）所述第二部分的液体氧化烯烃在所述第三位置处进入反应器 的反应空间或反应间隙，与所述液体反应混合物掺混，并在下游通往 反应器末端的路上与所述液体反应混合物反应，在反应器末端通过反 应产物出口离开反应器，并且

（8）反应器的内部压力被保持在不使进入反应器的氧化烯烃气化 的压力水平下，特别是约20至70bar。

除了上述方法特征之外，

（9）在本发明方法的所述特别优选的实施方式中，通过将适合温 度的液体调温介质输送通过两个或三个独立的调温夹套来控制反应混 合物的温度，所述调温夹套在反应器的纵向方向上被连续安装到所述 管式反应器（a）的反应管上或被连续安装到所述环形间隙反应器（b） 的外管和内管上，所述调温夹套中的第一调温夹套部分或完全位于所 述第二位置和第三位置之间的位置处，第二调温夹套直接位于所述第 一调温夹套之后并部分或完全位于所述第三位置之后，并且任选的第 三调温夹套连续位于所述第二调温夹套之后，

（10）通过位于所述第二位置处的一个或多个静态混合元件并任 选地通过位于反应空间或反应间隙中所述第二位置与所述第三位置之 间的一个或多个其他静态混合元件来进一步支持液体氧化烯烃与所述 液体物质的混合，和/或通过位于反应空间或反应间隙中所述第三位置 处和/或所述第三位置下游的一个或多个静态混合元件来进一步支持液 体氧化烯烃与在反应器中所述第二位置和第三位置之间形成的所述液 体反应混合物的混合。

（11）反应器中反应混合物的温度被维持在140和250℃之间、优 选170-220℃，

（12）反应混合物在离开反应器之前通过附加的后反应空间，所 述附加的后反应空间在管式反应器的情况下位于反应管之后，或者在 环形间隙反应器（b）的情况下位于主反应间隙之后的反应器区域中所 述环形反应间隙之后，其中所述环形间隙具有比所述主反应间隙更大 的内部宽度，并且

（13）离开反应器的材料的残留氧化烯烃含量优选低于1ppm。

本发明的优选实施方式使用单一插入管或双管，并且所述单一管 或双管的横截面积为所述横截面积与第一位置处的反应空间或反应间 隙的横截面积之和的50至5%。

按照本发明的方法，各种有机材料可以有利地与氧化烯烃反应。 具体来说，直链伯醇或支链脂肪醇，例如从天然油或脂肪制造的直链 天然醇，如在商品名Lorol下销售的脂肪醇（例如Lorol C12-14）以及 合成的Ziegler醇，特别是从乙烯制造的直链醇如作为Condea Alfol 12-16销售的C12-16脂肪醇，以及羰基合成醇（通过向烯烃添加通常 合并在一起作为合成气的一氧化碳（CO）和氢气，使用加氢醛化反应 获得醛，然后对所述醛加氢以获得醇例如正丁醇、2-乙基己醇或异壬醇 而制备的醇），可以被烷氧基化。不饱和脂肪醇也可以被烷氧基化， 例如牛脂脂肪醇。很少使用的是仲醇。此外，正烷基酚或具有支链烷 基链的烷基酚例如辛基酚、壬基酚、三丁基酚、脂肪酸、脂肪酸烷醇 酰胺、脂肪胺、含有中性油例如蓖麻油的羟基脂肪酸和来自于多羟基 化合物的脂肪酸酯，可以被用作起始原料。

优选连续地进行催化原材料的制造。将一部分用于烷氧基化的液 体化合物与碱金属氢氧化物水溶液或碱金属醇化物醇溶液优选在薄膜 蒸发器中进行预混。在升高的温度和真空下去除来自于碱金属氢氧化 物溶液的水和反应水。同样地，在较高温度和真空下将来自于碱金属 醇化物溶液的醇和在醇化物形成期间产生的其他醇去除直至低于0.05 重量%。因此，将聚二醇或烷基聚二醇的形成降至最低。然后将该预混 物与剩余的液体化合物混合，使得催化原材料含有约0.1至1摩尔%的 催化剂。催化原材料可以被立即进料到反应器中并与氧化烯烃反应， 以避免所述材料的温度损失。

用于本发明的优选氧化烯烃是氧化乙烯、氧化丙烯及其混合物。

在本发明的特定实施方式中，生产了烷基酚与高达9摩尔和更高 例如3至9摩尔的氧化乙烯（EO）反应的产物，三丁基酚与例如约7 摩尔氧化乙烯反应的产物，以及天然伯醇和合成脂肪醇与例如2-3摩尔 氧化乙烯反应的产物，所述产物通常在工业实践中用于进一步磺化。 后者的产物代表了全世界主要量的乙氧基化物质，并且通过随后与SO₃磺化成醚磺酸盐（月桂基醚磺酸盐）、具有2-3Mol EO的LES C_12-14、 醇醚磺酸盐、具有2-3Mol EO的AES C_12-14/15而产生。这些醚磺酸盐 被用在例如日用产品、个人护理产品、美容产品、液体餐具洗涤用去 污剂、洗发剂和泡沫浴中。这样的磺化阴离子表面活性剂的每年世界 总产量为约4,000,000吨。

此外，例如二甲基脂肪烷基胺盐酸盐可以被例如0.9Mol氧化乙烯 进行烷氧基化。在这种情况下，按照本发明的方法特别容易执行烷氧 基化，因为用于烷氧基化的氧化乙烯的摩尔量越低，反应热越低。当 然，显然需要为反应器选择耐受原材料的氯离子的适合的构造材料。

本发明的烷氧基化方法一般产生具有特别狭窄的分子量分布的烷 氧基化产物，这与其中使用半分批反应器的方法相反，后者产生具有 宽得多的分子量分布范围的产物。

出于本发明的目的，使用管式反应器是特别优选的，因为这种设 计总体来说在机械上更稳定。

本发明的另一种重要实施方式是将如上所述的催化原材料在具有 单一插入双管的环形间隙反应器中连续烷氧基化。这种反应器设计导 致将液体氧化烯烃分成三股料流，一股料流经由从所述插入双管的外 表面向反应间隙的外部边界延伸的环形横截面I在第一位置处进入反 应间隙，第二股料流经由从反应间隙的内部边界向插入双管的内表面 衍生的环形横截面II也在所述第一位置处进入反应间隙，第三股料流 被导流通过插入双管并在所述双管的出口末端处进入反应间隙。

出于本发明的目的，这种两阶段环形间隙反应器的尺寸优选使得 10至90%的氧化烯烃经由横截面I和II进入反应间隙，剩余量通过插 入双管进入反应间隙。

更优选情况下，上述间隙反应器的插入双管的长度为反应器的整 个反应间隙的长度的4-70%。

这种装置的设计被示意性显示在图1A、1B和2（顶视图）中。环 形间隙反应器的长度优选为5至20m、更优选约5至15m，反应间隙 的总内部宽度优选在5和15mm之间。环形间隙反应器由两个同心带 夹套的管即内部反应器管（14、18）和外部反应器管（8）构成，并在 反应间隙（反应室）（15、17）中带有插入双管（16）。夹套被设计 成具有各自分成三个区段的冷却/加热区域。液体催化原材料通过内管 （4）和外管（11）中的环形分配狭缝（环形狭缝喷嘴）（3和13）被 均匀地供应到反应间隙内部。预热的液体氧化烯烃被施加到反应器顶 部（1）上，使得一部分氧化烯烃在第一接合点处经由过反应间隙的两 个环形横截面（15I和15II）被直接进料，所述两个环形横截面由插入 双管的外壁和外部反应管的内壁以及内部反应管的外壁和插入双管的 内壁限定。所述双管优选被内部稳定化（22）。剩余量的氧化烯烃经 由形成所述双管（16）的入口的第三环形横截面进入插入的双管，并 被导流通过所述双管到达反应间隙中的低点（7），所述低点取决于双 管在反应间隙中的插入距离。

优选情况下，所述第一位置处的插入双管的环形横截面积为所述 横截面积、从所述插入双管的外表面向反应间隙的外部边界延伸的环 形横截面积（I）和从反应间隙的内部边界向插入双管的内表面延伸的 环形横截面积（II）之和的90至10%。

氧化烯烃分配系统（2）按照上面提到的氧化烯烃在第一接合点处 进入反应间隙的两个环形横截面和插入双管的入口侧的环形横截面进 行自主分配。氧化烯烃进入反应间隙的第二进料点由插入双管（16） 的长度决定。插入双管环形间隙的入口位于液体催化原材料的分配狭 缝（环形狭缝喷嘴）（3和13）的上方。

氧化烯烃入口点处的湍流导致经由内部（13）和外部（11）分配 狭缝（环形狭缝喷嘴）装入的液体原材料在其下游的路上与氧化烯烃 迅速均匀混合。优选情况下，通过固定在反应区内的混合元件（12） 改善混合效率。

形成反应间隙的内管和外管的热交换夹套（6）的三个区段允许根 据需要控制过程的温度。经由入口（5）和（21）施加调温（冷却或加 热）介质。介质的流出经由集合管（10、19）进行。反应混合物（20） 离开反应区域（17）并在中途被配置在停留室（9）中，在那里进行后 反应（后反应空间）。该产物混合物离开停留室并被导入旋风分离器 中，以去除会污染终产物的原材料的气体杂质（烃、醛、CO₂）和其他 物质（氧化烯烃、二氧戊环、二噁烷）。随后将终产物冷却，并且在 需要时用例如乳酸中和。随后可以进行该中和产物的最终过滤。

图1B示出了如图1A中所示的环形间隙反应器，其中反应器的后 反应区中反应间隙的内部边界由直径比形成主反应间隙的内部边界的 管直径更小的内管形成，导致后反应空间（9）具有比所述主反应间隙 更大的内部宽度。反应器的后反应区的体积增加有助于降低反应器长 度而不降低反应混合物在反应器中的总停留时间，从而增加了反应产 物的残留氧化烯烃含量。

本发明的另一种实施方式是将如上所述的催化原材料在特殊的多 管式反应器中连续烷氧基化。这种多管式反应器在其多个反应管中的 每一个中包含一个较小的插入管。利用所述插入管将液体氧化烯烃分 成两股料流。优选情况下，多管式反应器的插入管的长度为所述反应 管的长度的约10至50%。

这种装置的示例性设计被更详细地示出在图3和4中。

用于执行烷氧基化的多管式反应器与管式热交换器类似，由多个 反应管（8）和每个反应器管顶部处的内部空间中的插入管（13）构成。 每个插入管优选位于反应管中央。反应器长度优选为5至20m，更优 选为约5至15m，特别是5至10m，反应管优选具有10至25mm的 直径。具有例如三个不同区段（6）的热交换夹套或壳（5）允许根据 方法的需要来控制温度。经由位于反应管中的特制原材料分配器（3）， 特别是经由环形狭缝喷嘴，均匀地供应液体催化原材料（4）。将氧化 烯烃供应到反应器顶部（1），使得一部分通过分配室直接到达反应管 入口（11）的第一氧化烯烃接合点，进入反应管中的第一反应区（12）， 并且剩余量通过插入的较小管（13）到达较低的第二氧化烯烃接合点 （7），并进入反应器中位于下部的第二反应区（14）。氧化烯烃总供 应量的自主分配发生在位置（2）处，所述自主分配按照插入管（13） 的横截面相对于由反应器管的横截面减去插入管的横截面所表示的环 形面积的比率来进行。

在由管和插入管所形成的环形间隙中，氧化烯烃氧化乙烯的料流 速度和优选存在的固定的混合元件（17）引起与从原材料分配装置（3） 供应的原材料立即均匀混合。三个热交换区段允许对温度进行单独控 制。冷却或加热介质分别经由集合管（10）来供应。介质流出通过管 线（16）发生。来自于反应空间的第二区（14）的反应混合物（15） 流过最后的反应室（9）以进行后反应。然后在旋风分离器中进行最后 脱气以去除原材料的残留惰性气体例如乙醛或CO₂以及反应期间在终 产物中形成的物质例如二噁烷或二氧戊环。然后将终产物冷却，并且 在需要时用乳酸中和。如果需要，可以对中和的产物进行过滤。

使用这种方法，实现了两步骤的反应，例如级联反应。在第一个 步骤中，只供应化学计量上所需的液体氧化烯烃的一部分，以便限制 反应材料的量并因此限制反应热和反应器中得到的温度，这是因为当 使用比最终产物所需的量更少的量的氧化烯烃（例如70%，相当于在 两个方法步骤中以70:30的氧化烯烃的量进行分配）开始反应时，仅发 生部分反应。因此反应热的发生显著较少，由此避免了反应器第一区 段中强烈的升温，并且可以通过冷却夹套更好地去除反应热。由于这 种处理，烷氧基化的放热反应和温度行为更容易控制得多。

在其中有机原材料经由狭缝（环形狭缝喷嘴）被供应到外管内壁 与内管外壁之间的间隙中的环形间隙反应器的情形中，双管被插入到 环形间隙中（插入双管），一部分氧化烯烃通过所述双管被提供到更 下游的反应间隙，并被添加到已经在反应器上游中部分烷氧基化的混 合物中。通过这种方式，按照反应间隙的部分环形横截面15I和15II （参见图2）之和与插入双管的环形横截面之间的关系，实现了被计划 用于与催化原材料反应的全部量的氧化烯烃自主控制地分配成两个部 分。

取决于插入双管的长度，可以调整反应器的第一部分中的转化程 度和第二区中的残留转化。

在本发明的多管式反应器中，发生相当类似的自主控制的氧化烯 烃分配。在多管式反应器的每个反应管中插入较小的插入管。被计划 用于反应的氧化烯烃总量的第一部分在每个反应管的顶上经由反应管 和插入管之间的环形空间被供应，并直接与反应管的催化原材料发生 接触。第二部分的氧化烯烃在每个反应管中插入管末端之后的下游与 已经部分烷氧基化的反应产物进行反应。在每个反应管中氧化烯烃的 第一供应位置处和每个插入管的末端处添加的氧化烯烃的量由插入管 的横截面和插入管的外径与相关反应管的内径之间的环形横截面决 定。通过这种方式，确定了第一和第二烷氧基化步骤之间的反应程度。 同样，通过改变插入管的长度，可以调整反应器的第一部分中的转化 程度和第二区中的残留转化。

（多）管式反应器中的插入管或环形间隙反应器中的插入双管的 长度可以在例如反应器空间或间隙的长度的20至70%的范围内。

插入管和插入双管的设计简单，可以容易地连接于反应器并通过 间隔件置于反应空间或反应间隙的中央。这些间隔件也在反应材料中 引起湍流和混合效应。

此外，由于反应体积小并且反应室中的氧化烯烃比例被最小化， 因此以前出于安全原因而使用氮气进行惰性化变得不再是必需的。

下面的的实施例被提供用于进一步举例说明本发明，并且不限制 本发明的范围。具体来说，对于本领域的普通技术人员来说，可以容 易地为用于不同容量的装置进行设计和确定尺寸。反应进展被示出在 图5中（容量、反应混合物中的温度发展、冷却/加热温度）。氧化乙 烯分压的发展被示出在图6中。

实施例

实施例1-正壬基苯酚与7摩尔氧化乙烯在本发明的5m长的5 英寸环形间隙反应器中的反应，所述反应装置有插入双管，在原材料 输入点下游和第二氧化乙烯输入点处具有静态混合元件，所述双管的 长度为1.750m（反应器总长度的35%），所述反应器的容量为250.8 kg/h，这相当于2008吨/年。

环形间隙反应装置有图1和2的几何形状，其中外管的内径为5 英寸=127.0mm，内管的外径为114.0mm，反应器长度为5.000m，环 形间隙宽度为6.5mm（环形空间容积为11.31升），并且经由外管内 壁中的环形狭缝喷嘴和内管外壁中的另一个环形狭缝喷嘴供应液体催 化原材料。两个同心管是具有三个冷却或加热区段的带夹套的管（参 见图1A/B），其中上部夹套区段占夹套全长的35%，中间夹套也占35%， 下部夹套占30%。环形间隙（环形空间）含有薄壁插入双管。反应器 的壁厚度为10mm（参见图2），冷却/加热区的间隙合计为6mm，后 反应器容积合计为0.02m³。插入双管的壁厚度（内管和外管壳）合计 为0.5mm，外径=122.67mm，内径=118.33mm，从带夹套的外管 和内管到插入双管的壁的距离合计分别为（127-122.67）/2=2.17mm 和（118.33-114）/2=2.17mm（参见图1），插入双管的长度为1.75m （=反应器总长度的35%）。在这种情况下，所确定的包含的双管直 径的尺寸使得约82.25%的氧化乙烯被供应通过外部和内部反应器管之 间的两个横截面，最后17.75%被供应通过包含的双管的横截面。

为了制造催化剂，将一部分总原材料7.15kg/h=0.0325kmol/h的 正壬基苯酚（MW=220）和相当于0.19kg/h100%苛性钠=0.0048 kmol/h=相对于正壬基苯酚部分计14.64摩尔%的0.38kg/h50%苛性 钠溶液，在预混后在约50℃的温度下供应到具有0.125m²蒸发器表面 的薄膜蒸发器（TFE）中。使用减压蒸汽将夹套温度调整至150℃=约 4bar（受控的压力）。通过具有约30mbar绝对压力的真空泵系统来排 出待蒸馏掉的来自于苛性钠溶液和反应水的水量（总计约0.28kg/h）。 将形成的剩余水含量<0.05%的正壬基苯酚钠通过特制的泵从抽气后的 TFE中取出，并被进料通过自清洁的狭缝过滤器以去除杂质。在该程 序步骤后，将其在静态混合器中与97.36kg/h=0.4425kmol/h的新鲜正 壬基苯酚混合（于是，该混合物含有1摩尔%正壬基苯酚钠作为催化 剂）。

在本发明的带有插入双管的环形间隙反应器中，将上部夹套中加 压的冷却水/热水的运行前温度调整至35℃，并将水回路流量设置为5 m³/h。通过监测进入压力回路的压力蒸汽（在预加热的情况下）和水（在 冷却的情况下）的进料，“分程”自动控制器将入口温度保持恒定。 在中间夹套区段中，水回路流量被调整至5m³/h和55℃，在下部夹套 中也是如此。

通过特制的TFE排料泵，将新鲜正壬基苯酚和催化的正壬基苯酚 的混合物（所述混合物现在含有0.6摩尔%催化剂）泵过设定温度为165 ℃的热交换器，并将104.62kg/h正壬基苯酚、包括形成的作为催化剂 的醇盐以与间隙成比例的量泵过由质量流量控制器控制的两个分配狭 缝（环形狭缝喷嘴），进入内部和外部同心带夹套的管之间的空间中。 经由反应器顶部上的供应管，使用高压泵来进料146.32kg/h=3.3257 kmol/h的氧化乙烯（正壬基苯酚相对于氧化乙烯=1比7.0）。25.37kg/h （=17.75%）的量的氧化乙烯流过插入的双管（1.750m=从顶部起反 应器总长度的35%），约120.35kg/h（=82.25%）的剩余量的氧化乙 烯流过环形间隙的横截面（I+II）（参见图2）。在反应器的第一区段 （反应器长度的35%）中氧化乙烯转化比例应为25%，在第二区段（反 应器长度的35%）中为35%，在第三区段（反应器长度的30%）中为 40%。

温度为约236℃的反应混合物经由压力控制阀（50bar）离开环形 室（约0.02m³），进入旋风分离器进行脱气（来自于氧化乙烯的惰性 气体，形成的副产物例如二噁烷）。然后用水环形真空泵将气体排出 并将其进行燃烧或导到涤气罐中。在旋风分离器中，维持约700mbar 绝对压力的低真空。如果需要，也可以将汽提蒸汽导入旋风分离器。 由此将获得更好的脱气。然后将终产物在热交换器和通往旋风分离器 的再循环回路中冷却至约60℃。

为了通过动态混合器用乳酸（0.54kg/h）进行中和，以约5m³/h 将反应混合物泵过回路中的热交换器。从回路排出终产物以进行过滤 或进入储存罐。

在烷氧基化反应器启动期间，程序步骤如下进行：首先在环形间 隙反应器中装入来自于薄膜蒸发器的浓缩且过滤过的催化剂混合物和 在静态混合器中混合的新鲜的正壬基苯酚。将含有0.6摩尔%催化剂的 混合物在预热至165℃后以预设的每小时流量进料到反应器。在旋风分 离器中获得低液体水平（受控的水平）后，立即将氧化乙烯也以预设 的每小时流量泵过预加热器进入反应器中。将反应器输出管线中的压 力控制阀调整至50bar（氧化乙烯在165℃下的蒸气压为约50bar）。 将反应器的三个加热/冷却回路的每个区段的温度控制器调整至所需温 度。

产物技术规格

羟基值（mg KOH/g）：         106，计算MW=528=7.0摩尔EO

颜色（目测）：               浅黄色

颜色（APHA）：               最大20

50℃下的密度：               约1.04g/cm³

倾点：                       7℃

50℃下的动态粘度：           约65mPa

二噁烷含量（顶部空间GC）：   最大1ppm

氧化乙烯：                   最大1ppm

聚二醇：                     1%

水分（Karl Fischer）：       0.05重量%

实施例2-正壬基苯酚与15摩尔氧化乙烯在本发明的5m长的5 英寸环形间隙反应器中的反应，所述反应装置有插入双管，在原材料 输入点下游和第二氧化乙烯输入点处具有静态混合元件，所述双管的 长度为1.750m（反应器总长度的35%），所述反应器的容量为260kg/h， 这相当于2008吨/年。

与实施例1（7摩尔氧化乙烯）相比，保留了相同反应器尺寸的容 量。由于较高的氧化乙烯量（15摩尔）造成反应热增加，因此反应器 温度略高一些。对于实施例2来说，使用与实施例1中相同的图1和2 的环形间隙反应器（尺寸如实施例1中所述）和相同的薄膜蒸发器设 备。

为了制造催化剂，将一部分总原材料（65kg/h）即4.45kg/h= 0.0202kmol/h的正壬基苯酚和相当于0.12kg/h100%NaOH（苛性钠） =0.0030kmol/h=相对于正壬基苯酚计14.64摩尔%的0.24kg/h50% NaOH溶液两者，在预混后在50℃下进料到薄膜蒸发器（0.125m²）中。 通过4bar蒸汽将薄膜蒸发器（TFE）加热至约150℃（受控的压力）。 通过喷水式推进器（30mbar绝对压力）排出待蒸馏掉的来自于苛性钠 溶液和反应水的水量（总计0.17kg/h）。将剩余水含量低于0.05%的正 壬基苯酚钠通过齿轮泵从抽气后的薄膜蒸发器中取出，并通过狭缝过 滤器与杂质分离。随后将其在静态混合器中与相当于0.2752kmol/h的 60.55kg/h的新鲜正壬基苯酚混合（于是，该掺混物含有0.6摩尔%正 壬基苯酚钠作为催化剂）。

将上部反应器夹套区段中加压的冷却/加热水的运行前温度设置 为136℃，并将水回路流量设置为5m³/h。通过“分程”控制来控制入 口温度，所述“分程”控制通过将蒸汽或冷却水注入回路中来保持温 度。将中间夹套与5m³/h和23℃的水回路相连，将下部夹套与5m³/h 和35℃的水回路相连。

排料齿轮泵将催化的（0.6摩尔%）正壬基苯酚（65.07kg/h，质量 流量计）从薄膜蒸发器泵过设定温度为165℃的热交换器，通过内部和 外部分配狭缝（环形狭缝喷嘴）同等地进入相应的反应空间中。在反 应器顶部上，通过压力泵装入195.00kg/h液体氧化乙烯（=2.0683 kmol/h）（正壬基苯酚与氧化乙烯的比例为1：15）。插入双管的尺寸： 长度为反应器总长度的70%，即3.500m。通过带夹套的同心内管和外 管（直径d_内=114mm，d_外=127mm）的环形横截面，装入82.25%=160.39 kg/h。通过插入双管的横截面（实施例1），装入剩余量的氧化乙烯， 即43.61kg/h=17.75%（3.5m）。在反应器的第一区段（反应器长度 的35%）中氧化乙烯转化比例应为15%，在第二区段（反应器长度的 35%）中为35%，在第三区段（反应器长度的30%）中为50%。

反应混合物离开经由压力阻力阀控制的环形室（约0.02m³），并 进行脱气以去除来自于氧化乙烯的惰性气体和形成的副产物例如二噁 烷。然后在热交换器和通往旋风分离器的再循环回路中冷却至60℃。

为了用乳酸（0.34kg/h）进行中和，将反应混合物泵过动态混合 器和随后的在回路中的冷却器（5m³/h）。来自于中和器回路的终产物 通过过滤器并被排到储存罐中。

产物技术规格

羟基值（mg KOH/g）：         63，计算MW=880=15.0摩尔EO

颜色（目测）：               浅黄色

颜色（APHA）：               最大20

50℃下的密度：               约1.07g/cm³

倾点：                       25℃

50℃下的动态粘度：           约80mPa

二噁烷含量（顶部空间GC）：   最大1ppm

氧化乙烯：                   最大1ppm

聚二醇：                     1%

水分（Karl Fischer）：       0.05重量%

实施例3-使用3摩尔氧化乙烯在本发明的5m长的5英寸环形 间隙反应器中制备正壬基苯酚乙氧基化物，所述反应装置有插入双管， 在原材料输入点下游和第二氧化乙烯输入点处具有静态混合元件，所 述双管的长度为1.750m（反应器总长度的35%），所述反应器的容量 为704kg/h，这相当于5653吨/年。

与实施例1相比，因为由相同反应器尺寸中较低的氧化乙烯份数 （3摩尔）造成的反应热较少，因此通量被升高至高于上述比例。

对于实施例3来说，使用相同的图1和2的环形间隙反应器（尺 寸如实施例1中所述，以及与实施例1中相同的薄膜蒸发器设备）。

对于实施例3中的催化剂制造来说，将一部分总原材料（440kg/h） 即相当于0.1368kmol/h的30.10kg/h正壬基苯酚和等同于0.480kg/h 100%NaOH（苛性钠）=0.0120kmol/h=相对于正壬基苯酚计8.78摩尔 %的0.96kg/h50%NaOH溶液两者，（在预混后）在50℃下进料到交 换器表面为0.125m²的薄膜蒸发器中。通过6bar蒸汽加热薄膜蒸发器 （受控的压力）。通过喷水式推进器（30mbar绝对压力）排出待蒸馏 掉的来自于苛性钠溶液和反应水的水量（0.7kg/h）。将剩余水含量低 于0.05%的得到的正壬基苯酚钠通过齿轮泵从抽气后的薄膜蒸发器中 取出，并通过旋转狭缝过滤器过滤掉污染物。随后将催化剂在静态混 合器中与409.90kg/h=1.8632kmol/h的新鲜正壬基苯酚混合（于是， 该混合物含有0.6摩尔%正壬基苯酚钠）。

将上部反应器夹套中的冷却/加热水的供应温度设置为75℃，并将 水回路流量设置为约5m³/h。通过“分程”控制来控制恒定的入口温度。 中间夹套允许5m³/h和75℃的回路水流量，下部夹套在5m³/h和75 ℃下运行。

排料齿轮泵将催化的（0.6摩尔%）和新鲜的正壬基苯酚（440.26 kg/h，通过质量流量计测定）从薄膜蒸发器泵过设定温度为165℃的热 交换器，同等地通过反应器壁之间的内部和外部分配狭缝（环形狭缝 喷嘴）。通过压力泵经由反应器顶部装入264kg/h的液体氧化乙烯= 6.000kmol/h（正壬基苯酚与氧化乙烯的比例为1:3）。插入双管的尺寸： 长度为反应器总长度的35%，即1.750m。通过带夹套的同心内管和外 管（直径d_内=114mm，d_外=127mm）的环形横截面，装入82.25%=217.14 kg/h氧化乙烯。通过插入双管的横截面，装入剩余量的氧化乙烯，即 46.86kg/h=17.75%（距第一进料位置1.75m）。在反应器的第一区段 （反应器长度的35%）中氧化乙烯转化比例应为20%，在第二区段（反 应器长度的35%）中为40%，在第三区段（反应器长度的30%）中为 40%。

反应混合物离开经由压力阻力阀（调节后压力为50bar）控制的 环形室（约0.02m³），并进行脱气以去除来自于氧化乙烯的惰性气体 和形成的副产物例如二噁烷。这些气体在水泵的帮助下被排出用于燃 烧或进入涤气罐。然后在热交换器中冷却至60℃，并部分再循环到旋 风分离器。

为了用乳酸（1.54kg/h，以重量计70%，分子量为90g/mol）进行 中和，将反应混合物泵过动态混合器和随后的在回路中的冷却器（5 m³/h）。将来自于中和器回路的终产物在通过过滤器后导到储存罐中。

产物技术规格

羟基值（mg KOH/g）：         159.4，计算MW=352=3.0摩尔EO

颜色（目测）：               浅黄色

颜色（APHA）：               最大20

二噁烷含量（顶部空间GC）：   最大1ppm

氧化乙烯：                   最大1ppm

聚二醇：                     1%

水分（Karl Fischer）：       0.05重量%

实施例4-使用3摩尔氧化乙烯和作为催化剂的0.6摩尔%NaOH 在本发明的10m长的5英寸环形间隙反应器中制备正壬基苯酚乙氧基 化物，所述反应器在原材料输入点下游和第二氧化乙烯输入点处具有 静态混合元件，具有长度为6m的插入双管（反应器总长度的60%）， 所述反应器的容量为704kg/h，这相当于5653吨/年

与实施例3相比具有相同容量，反应器长度增加至10m。反应现 在散布在更大的长度上，因此最高温度则降低至209℃。

对于实施例4来说，使用相同的图1和2的环形间隙反应器（尺 寸如实施例1中所述）。

实施例4的催化剂制造以类似于实施例3的方式进行。

在齿轮泵的帮助下，将催化的正壬基苯酚与0.6摩尔%苛性钠泵过 设定温度为165℃的热交换器，并被同等地供应通过内部和外部反应管 之间的两个分配狭缝（环形狭缝喷嘴）。在反应器顶部上，通过泵装 入264.00kg/h=6.000kmol/h氧化乙烯（正壬基苯酚与氧化乙烯比例为 1:3）。通过插入双管横截面（反应器长度的60%=6.000m）装入46.86 kg/h=17.75%的氧化乙烯，并通过由内部和外部反应管所形成的环形 横截面装入217.14kg/h=82.25%的氧化乙烯。在反应器的第一区段（反 应器长度的35%）中氧化乙烯转化比例应为40%，在第二区段（反应 器长度的35%）中为40%，在第三区段（反应器长度的30%）中为20%。

将反应混合物在209℃下经由压力阻力阀膨胀进行脱气（来自于 氧化乙烯的惰性气体和形成的副产物例如二噁烷），进入旋风分离器。 在脱气后，在热交换器（通往旋风分离器的再循环回路）中冷却至60 ℃。

将上部夹套中的加压（5m3/h）冷却/加热水回路的供应温度调整 到73℃。通过负责蒸汽和冷却水进料的“分程”控制器来进行三个夹 套（反应区段）的入口温度的维持。中间夹套水回路在5m³/h和116 ℃下运行。下部夹套水回路在5m³/h和141℃下运行。

将反应混合物泵入回路中，通过动态混合器和5m³/h冷却器用乳 酸（0.23kg/h）进行中和。在离开回路后，将终产物在过滤后导到储 存罐中。

产物技术规格

羟基值（mg KOH/g）：           159.4，计算MW=352=3.0摩尔EO

颜色（APHA）：                 最大20

二噁烷含量（顶部空间GC）：     最大1ppm

氧化乙烯：                     最大1ppm

聚二醇：                       1%

实施例5-在本发明的10m长的5英寸环形间隙反应器中使用2 摩尔氧化乙烯制备C_12-14脂肪醇乙氧基化物，所述反应器在原材料输入 点下游和第二氧化乙烯输入点处具有静态混合元件，具有长度为6m 的插入双管（反应器总长度的60%），所述反应器的容量为852kg/h， 这相当于6816吨/年。

在实施例5中，将脂肪醇C_12-C14与2摩尔氧化乙烯反应。相对于 实施例4，使用了相同的反应器尺寸，但输入量增加，这是由于氧化乙 烯添加量较小引起释放的反应热较少。于是，最高温度达到208℃。在 反应器中的平均停留时间合计为55秒，在后反应器中的停留时间为283 秒（总共约5分钟）。

对于实施例5来说，使用相同的图1和2中的环形间隙反应器（尺 寸与实施例1中相同）。

为了制造催化剂，将一部分总原材料（104.51kg/h）即40.22kg/h =0.2052kmol/h的C_12-14脂肪醇（C₁₂=65-71%，C₁₄=22-28%，C₁₆= 4-8%，摩尔重量=196（从羟基值获得）和1.44kg/h50%苛性钠溶液= 0.72kg/h100%NaOH=0.0180kmol/h，等同于相对于C_12-14脂肪醇份数 计8.77摩尔%，在预混后在约50℃的温度下进料到蒸发器表面为0.125 m²的薄膜蒸发器（TFE）中。通过压力蒸汽将TFE的夹套温度调整至 150℃=约4bar（压力控制）。通过水环形泵（约30mbar真空）排 出待蒸馏掉的来自于苛性钠溶液的水和反应水（总计约1.04kg/h）。 将形成的剩余水含量低于0.05%的C_12-14脂肪醇钠通过特制的泵从真空 取出，并通过狭缝过滤器以分离杂质。然后将滤液在静态混合器中与 新鲜C_12-14脂肪醇547.78kg/h=2.705kmol/h混合（于是，该掺混物含 有0.6摩尔%C_12-14醇钠作为催化剂）。

在齿轮泵的帮助下，将催化的C_12-14脂肪醇引导通过设定温度为 165℃的热交换器，并均等地引导通过两个分配器狭缝（环形狭缝喷 嘴），进入两个同心反应管的壁之间的间隙。经由反应器顶部处的进 料管线，通过高压泵供应264.00kg/h氧化乙烯（=6.000kmol/h）（C_12-14脂肪醇与氧化乙烯之比=1比2）。通过插入双管（反应器总长度的 60%=6.000m）并经由环形间隙和插入双管的上述两个横截面，将 82.25%=217.14kg/h的氧化乙烯供应到插入双管的内部和外部环形间 隙之间。经由插入双管在距反应器顶部6.000m后导入剩余量的氧化乙 烯46.86kg/h=17.75%。在反应器的第一部分（反应器长度的35%）中 氧化乙烯转化比例达到40%，在第二部分（反应器长度的35%）中为 40%，在第三部分（反应器长度的30%）中为20%。反应混合物在208 ℃下离开反应器末端，然后经由压力控制阀从环形室（约0.02m³）排 出，进入旋风分离器进行脱气（来自于EO的惰性气体，形成的副产物 例如二噁烷）。随后在热交换器中，通过通往旋风分离器的再循环回 路冷却至约60℃。

将上部夹套中的加压的加热/冷却水供应温度，通过5m³/h回路流 量调整到85℃。通过“分程”自动控制蒸汽或冷却水供应向压力水回 路中的进料，将每个区段的入口温度保持恒定。在中间夹套区段中将 回路流量调整至5m³/h水和129℃，在下部夹套中将水回路流量调整至 5m³/h和153℃。

为了用乳酸（2.31kg/h）进行中和，将反应混合物泵入回路，通 过动态混合器和随后的冷却器（回路流量为约5m³/h）。来自于中和回 路的终产物在过滤后被导到储存罐中。

如果将反应混合物直接供应到硫酸化工厂，则用乳酸中和不是必 需的。未中和的产物可以在氮气覆盖层下暂时储存在缓冲容器中。

实施例6-在本发明的10m长的36英寸环形间隙反应器中使用3 摩尔氧化乙烯和1摩尔%催化剂制备C_12-14脂肪醇乙氧基化物，所述反 应器在原材料输入点下游和第二氧化乙烯输入点处具有静态混合元 件，具有长度为6m的插入双管（反应器总长度的60%），所述反应 器的容量为4920kg/h，这相当于39360吨/年。

与实施例3相比，乙氧基化在长度为10m的36英寸环形间隙反 应器中进行，催化剂浓度为1摩尔%并且插入双管的长度为6m长（总 长度的60%）。在这里，使用反应器对氧化乙烯和脂肪醇进行预热。 氧化乙烯的进料温度为20℃，脂肪醇温度为40℃。

图1和2的环形间隙反应器由内径为36英寸=914.4mm的外管和 外径为895.2mm的内管构成，反应器长度为10m，具有9.6mm的环 形宽度（环形空间容积为0.272m³），并在具有三个冷却/加热区段的 内部和外部带夹套的反应管中具有原材料分配器狭缝（环形狭缝喷嘴） （参见图1）。上部和中间夹套各覆盖反应器总长度的35%，下部夹套 覆盖30%。在环形间隙（环形空间）中包含薄壁双管。反应器的壁厚 度合计为19mm，冷却/加热夹套的间隙为8mm，后反应器容积合计为 0.08m³。插入双管的壁厚度为0.5mm，外径为908.0mm，内径901.6 mm，狭缝宽度合计为（908.0-901.60）/2=3.20mm。插入双管的长度 合计为6m=反应器总长度的60%。

插入双管的直径尺寸被设计成使得77.08%的氧化乙烯通过内部和 外部环形间隙被装入，剩余的22.92%通过插入双管被装入。

为了制造实施例6的催化剂，将一部分总原材料（2940.00kg/h） 即201.11kg/h=1.0261kmol/h的C_12-14脂肪醇（C₁₂=65-71%，C₁₄= 22-28%，C₁₆=4-8%，摩尔重量=196（从羟基值获得））和12.00kg/h 50%苛性钠溶液=6.00kg/h100%NaOH、等同于0.15kmol/h=相对于 C_12-14脂肪醇计14.62摩尔%，在预混后在约50℃的温度下全部一起进 料到蒸发器表面为1.0m²的薄膜蒸发器（TFE）中。通过蒸汽将TFE 的夹套温度设置为150℃=约4bar（压力控制）。通过喷水式泵在约 30mbar真空下吸出待蒸馏掉的来自于苛性钠溶液的水和反应水（总计 约8.70kg/h）。将形成的剩余水含量低于0.05%的C_12-14脂肪醇钠泵出 抽气后的TFE，并被引导通过狭缝过滤器以去除污染物。随后将其在 静态混合器中与2738.89kg/h=13.9739kmol/h新鲜C_12-14脂肪醇混合 （于是，该混合物含有1.0摩尔%C_12-14脂肪醇钠）。

将上部夹套区段中具有10m³/h流量的加压的冷却/加热水回路的 供应温度设置为112℃。在“分程”控制的帮助下，通过将具有恒定压 力的蒸汽（特别是用于预热）或冷却水供应到压力水回路，来调整入 口温度。对于中间夹套来说，将加压水回路调整至10m³/h和150℃， 对于下部夹套来说，也调整至10m³/h水回路和150℃。

使用齿轮泵，将用1.0摩尔%催化的C_12-14脂肪醇盐通过热交换器 预热至165℃的温度，并以2943.30kg/h（质量流量计）C_12-14脂肪醇盐 （包括作为催化剂的形成的脂肪醇盐）的量通过两个分配器狭缝（环 形狭缝喷嘴）均匀地装入到内部和外部反应管壁之间。经由反应器顶 部上的集合管，通过压力泵装入1980kg/h=45.00kmol/h氧化乙烯 （C_12-14脂肪醇盐与氧化乙烯的比例=1比3）。通过插入双管（反应器 总长度的60%=6.000m）并经由插入双管内部和外部的上述环形间隙 横截面，将氧化乙烯经由环形间隙装入（77.08%=1526.18kg/h）。剩 余量的氧化乙烯453.82kg/h=22.92%通过插入双管运行至下方约 6.000m。在反应器的第一部分（反应器长度的35%）中氧化乙烯转化 比例应为57%，在第二部分（反应器长度的35%）中为28%，在第三 部分（反应器长度的30%）中为15%。然后，反应混合物经由压力控 制阀（调整至50bar）离开后反应器（环形室，约0.08m³），进入旋 风分离器进行脱气（来自于EO的惰性气体，形成的副产物例如二噁 烷）。由水环形真空泵排出的废气可以被用于燃烧或导到涤气罐中。 随后在通往旋风分离器的再循环回路中在热交换器中冷却至约60℃。

为了用19.29kg/h70重量%的乳酸（摩尔重量=90）进行中和，将 反应混合物泵过动态混合器并通过回路中的冷却器（约10m³/h）。离 开中和器回路的终产物在过滤后流入储存罐。

实施例7-在本发明的10m长的36英寸环形间隙反应器中使用3 摩尔氧化乙烯和1摩尔%催化剂制备正壬基苯酚乙氧基化物，所述反应 器在原材料输入点下游和第二氧化乙烯输入点处具有静态混合元件， 具有长度为5.500m的插入双管（反应器总长度的55%），所述反应器 的容量为5707kg/h，这相当于45656吨/年。

与实施例6相比，乙氧基化在长度为10m的36英寸环形间隙反 应器中进行，催化剂浓度为1摩尔%，插入双管长度为5.5m（总长度 的55%）。在这种情形中，反应器被用于同时预热氧化乙烯和脂肪醇。 氧化乙烯的进料温度为20℃，含有1摩尔%催化剂的脂肪醇的温度为 40℃。

图1和2的环形间隙反应器由内径为36英寸=914.4mm的外管和 外径为895.2mm的内管构成，反应器长度为10m；具有9.6mm的环 形宽度（环形空间容积为0.272m³），并在具有三个冷却/加热区段的 内部和外部带夹套的反应管中具有原材料分配器狭缝（环形狭缝喷嘴） （参见图1）。上部和中间夹套各覆盖反应器总长度的35%，下部夹套 覆盖30%。在环形间隙（环形空间）中包含薄壁双管。反应器的内壁 和外壁厚度合计为19mm，冷却/加热夹套的间隙合计为8mm，后反应 器容积合计为0.08m³。插入双管的内壁和外壁厚度为0.5mm，外径为 908.0mm，内径901.6mm，以致狭缝宽度合计为（908.0-901.60）/2=3.20 mm。插入双管的长度合计为5.500m=反应器总长度的55%。插入双 管的直径尺寸被设计成使得77.08%的氧化乙烯通过内部和外部环形间 隙被装入，剩余的22.92%通过插入双管横截面被装入。

为了制造实施例7的催化剂，将一部分总原材料=3410.00kg/h， 即233.26kg/h=1.1901kmol/h的C_12-14脂肪醇（C₁₂=65-71%，C₁₄= 22-28%，C₁₆=4-8%，摩尔重量=196（从羟基值获得））和13.92kg/h 50%苛性钠溶液=6.96kg/h100%NaOH=0.1740kmol/h=相对于 C_12-14脂肪醇计14.62摩尔%全部预混并在约50℃温度下进料到表面为 1.0m²的薄膜蒸发器（TFE）中。通过蒸汽将TFE的夹套温度设置为 150℃=约4bar（压力控制）。通过喷水式泵在约30mbar真空下吸 出待蒸馏掉的来自于苛性钠溶液的水和反应水（总计约10.09kg/h）。 将形成的剩余水含量低于0.05%的C_12-14脂肪醇钠泵出抽气后的TFE， 并被引导通过狭缝以过滤去除污染物。随后将其在静态混合器中与 3176.74kg/h=16.2078kmol/h新鲜C_12-14脂肪醇混合。于是，该混合物 含有1.0摩尔%C_12-14脂肪醇钠作为催化剂。混合物的温度为48℃。

将上部夹套区段中加压的冷却/加热水回路的供应温度设置为179 ℃。水的回路流量合计为10m₃/h。在“分程”控制的蒸汽压力（特别 是用于预热）或供应到压力水回路的冷却水的协助下调整入口温度。 对于中间夹套来说，将水回路调整至10m₃/h和113℃，对于下部夹套 区段来说，使用具有167℃的水回路。

利用齿轮泵，将用1.0摩尔%催化的C_12-14脂肪醇盐通过内部和外 部带夹套的同心反应器管中的两个分配器狭缝（环形狭缝喷嘴），以 5710.83kg/h（质量流量计）的量，使用48℃的混合温度，相等地装入 到内部和外部反应管壁之间。经由反应器顶上的顶部集合管，通过压 力泵装入2297kg/h氧化乙烯（=52.2045kmol/h）（C_12-14脂肪醇盐与 氧化乙烯的比例=1比3）。通过插入双管（反应器总长度的55%，5.500 m）并经由插入双管内部和外部的上述环形间隙横截面，装入氧化乙烯 （77.08%=1770.53kg/h）。剩余量的氧化乙烯526.47kg/h=22.92%通 过插入双管装入至顶部下方约5.500m。在反应器的第一部分（反应器 长度的35%）中氧化乙烯转化比例应为20%，在第二部分（反应器长 度的35%）中为55%，在第三部分（反应器长度的30%）中为25%。 然后反应混合物经由压力控制阀（调整至50bar）离开后反应器（环形 室约0.08m³），进入旋风分离器进行脱气（来自于氧化乙烯的惰性气 体，形成的副产物例如二噁烷）。由水环形真空泵排出的废气可以被 用于燃烧或导到涤气罐中。随后通过热交换器在通往旋风分离器的再 循环回路中冷却至约60℃。

为了用22.37kg/h70%的乳酸（摩尔重量=90）进行中和，将反应 混合物泵过动态混合器并通过回路中的冷却器（约10m³/h）。终产物 离开中和器回路并在过滤后流入储存罐中。