生产 1， 2- 二氯乙烷及至少一种不同于 1， 2- 二氯乙烷的乙 烯衍生物化合物的方法 本发明涉及一种生产 1， 2- 二氯乙烷 (DCE) 以及至少一种不同于 DCE 的乙烯衍生 物化合物的方法。
迄今为止， 通常使用纯度超过 99.8％的乙烯生产乙烯衍生物化合物。这种非常高 纯度的乙烯是通过不同石油产品的裂解而获得的， 为了从裂解的其他产品中分离出乙烯并 且获得一种纯度非常高的产品， 随后进行了多种复杂和昂贵的分离操作。
考虑到与生产这种高纯度的乙烯相关的高成本， 已经开发了使用纯度低于 99.8％ 的乙烯来生产乙烯衍生物化合物特别是 DCE 的不同方法。这些方法具有减少成本的优点， 该优点是通过简化从得自裂解的产品中分离的过程并因此去掉对乙烯衍生物化合物 ( 特 别是 DCE) 的生产无益的复杂的分离而实现。
例如， 专利申请 WO 00/26164 描述了一种通过乙烷的简化裂解配合乙烯的氯化来 生产 DCE 的方法。为此， 在乙烷的裂解过程中得到的杂质的存在下发生了一个乙烯氯化的 步骤。
专利申请 WO 03/048088 描述了借助乙烷的脱氢作用生产低浓度的乙烯以用于和 氯的化学反应。 载有乙烷的气体流不仅含有氢气和甲烷， 还含有高含量的未转化的乙烷。 为 了经济地设计该方法， 必须在复杂的清洁过程后将未转化的乙烷反进料至乙烷脱氢作用。 此方法可以仅用乙烷作为原料。 一个显著的缺点是乙烯的非常低的浓度 ( 小于 60％ ) 以及 该气体流的其他组分如氢气、 丙烯、 丁二烯仅允许在非常特殊的方法中使用乙烯的事实。
另 外， 专 利 申 请 WO 2006/067188、 WO 2006/067190、 WO 2006/067191、 WO 2006/067192、 WO 2006/067193 以及 WO 2007/147870 描述了从一种烃源， 特别是石脑油、 瓦 斯油、 天然气液、 乙烷、 丙烷、 丁烷、 异丁烷或它们的混合物开始生产 DCE 的方法， 该烃源首 先经受了简化裂解。
专利申请 WO2008/000705、 WO2008/000702 和 WO2008/000693 中的一部分描述了从 乙烷流开始生产 DCE 的方法， 该乙烷流首先经受了催化氧化脱氢作用。然而， 在上述专利申 请中描述的目标为生产和使用纯度小于 99.8％的乙烯的方法存在一些缺点， 即需要催化氧 化氢化作用的第一步骤， 该步骤需要重大投资， 这引起了生产成本的增加。
以上描述的所有方法其特征还在于它们都导致 DCE 作为唯一乙烯衍生物而生产。 因此， 对于使用纯度小于 99.8％的乙烯致使生产 DCE 以及至少另一种乙烯衍生物化合物两 者的一种集成方法仍存在着一种需要。
因此本发明的目标是提供使用纯度小于 99.8％的乙烯来生产 DCE 并且与生产至 少一种不同于 DCE 的乙烯衍生物化合物相结合的方法， 并且该方法不存在上述方法的缺 点。
为此， 本发明涉及从一种烃源开始生产 DCE 以及至少一种不同于 DCE 的乙烯衍生 物化合物的方法， 根据该方法 ：
a) 使该烃源经受一个简化裂解， 这生成含有乙烯以及多种其他组分的产物的一个 混合物 ；
b) 将所述产物的混合物至少分离成一个富含比乙烯轻的化合物并含有部分乙烯 的一个馏分 ( 馏分 A)， 一个富含乙烯的馏分 ( 馏分 B)， 以及一个重馏分 ( 馏分 C) ；
c) 将馏分 A 和馏分 B 中的一种馏分送去生产 1， 2- 二氯乙烷以及任选地生产由其 衍生的任何化合物， 任选地是在经受了乙炔氢化作用之后， 而将另一种馏分送去生产直接 从乙烯开始生产的不同于 1， 2- 二氯乙烷的至少一种乙烯衍生物化合物以及任选的由其衍 生的任何化合物的生产。
表述 “至少一种乙烯衍生物化合物” 应理解为是指为了本发明的目的可以由根据 本发明的方法生产的一种或多于一种乙烯衍生物化合物。
表述 “乙烯衍生物化合物” ， 以单数或复数在本文中使用， 应理解为是指为了本发 明的目的直接从乙烯开始生产的任何乙烯衍生物化合物连同由其衍生的任何化合物。
表述 “直接从乙烯开始生产的乙烯衍生物化合物” ， 以单数或复数在本文中使用， 应理解为是指为了本发明的目的直接由乙烯生产的任何化合物。
表述 “由其衍生的化合物” ， 以单数或复数在本文中使用， 应理解为是指为了本发 明的目的从一种本身从乙烯生产的化合物生产的任何化合物连同由其衍生的任何化合物。
作为此类直接从乙烯开始生产的乙烯衍生物化合物的实例， 除其他之外， 可以提 及环氧乙烷、 直链 α- 烯烃、 直链伯醇、 乙烯的均聚物和共聚物、 乙苯、 乙酸乙烯酯、 乙醛、 乙 醇、 丙醛以及 DCE。 作为此种由其衍生的化合物的实例， 除其他之外， 可以提及，
- 从环氧乙烷生产的乙二醇类以及醚类，
- 从乙苯生产的苯乙烯以及由苯乙烯衍生的苯乙烯聚合物类，
- 从 DCE 生产的氯乙烯 (VC)，
- 由 VC 衍生的偏二氯乙烯、 氟化的烃类和聚氯乙烯 (PVC)， 以及由氟化的烃类衍生 的氟化的聚合物， 连同
- 由偏二氯乙烯衍生的聚偏二氯乙烯以及氟化的烃类 ( 以及氟化的聚合物 )。
根据本发明的方法是从烃源开始的一种方法。
所考虑的烃源可以是任何已知的烃源。优选地， 经受了裂解 ( 步骤 a)) 的烃源是 选自下组， 其构成为 ： 石脑油、 瓦斯油、 天然气液、 乙烷、 丙烷、 丁烷、 异丁烷以及它们的混合 物。在一个特别优选的方式中， 该烃源选自下组， 其构成为 ： 乙烷、 丙烷、 丁烷以及丙烷 / 丁 烷混合物。在一个更特别优选的方式中， 该烃源选自下组， 其构成为 ： 丙烷、 丁烷以及丙烷 / 丁烷混合物。该丙烷 / 丁烷混合物可以按原样存在或者可以由丙烷和丁烷的混合物构成。
为了本发明的目的， 表述乙烷、 丙烷、 丁烷以及丙烷 / 丁烷混合物应理解为是指可 商购的产品， 即主要包括纯的产品 ( 乙烷、 丙烷、 丁烷或丙烷 / 丁烷作为一个混合物 ) 并且 其次包括其他饱和或不饱和的烃， 它们比该纯产品本身更轻或更重。
在根据本发明的用于生产 DCE 以及至少一种不同于 DCE 的乙烯衍生物化合物的 方法中， 该烃源经受了简化裂解， 这产生了含有乙烯以及其他组分的产物的混合物 ( 步骤 a))。
表述简化裂解 ( 步骤 a)) 应理解为是指为了本发明的目的用于处理烃源从而导致 形成含有乙烯以及其他组分的产物的混合物的所有步骤， 这些其他组分将在根据本发明的 方法的步骤 b) 中至少分成馏分 A、 B 和 C。
此种裂解可以根据任何已知的技术进行， 只要它允许产生含有乙烯以及其他组分 的产物的混合物。有利的是， 该裂解包括在第三组分 ( 如水、 氧气、 一种硫衍生物和 / 或一 种催化剂 ) 存在或不存在时使该烃源进行热解 ( 即， 在热的作用下的转化 ) 的第一裂解步 骤。第一裂解步骤 ( 热解 ) 有利的是在至少一个裂解炉中进行以引起裂解产物的混合物的 形成。
裂解产物的此混合物有利的是包含氢气、 一氧化碳、 二氧化碳、 氮气、 氧气、 硫化 氢、 包含至少一个碳原子的有机化合物、 以及水。
第一裂解步骤 ( 热解 ) 优选地在至少两个裂解炉内进行并且特别优选在至少三个 裂解炉内进行。第一裂解步骤 ( 热解 ) 优选在最多五个裂解炉内进行并且特别优选在最多 四个裂解炉内进行。 更特别有利的是， 当使用中的这些炉之一必须进行一个除焦操作时， 可 用一个额外的裂解炉来替换该炉。
在一个更特别优选的方式中， 第一裂解步骤 ( 热解 ) 在三个裂解炉内进行。在一 个最特别优选的方式中， 第一裂解步骤 ( 热解 ) 在三个不同的裂解炉内进行， 从每一个炉中 得到的裂解产物的混合物收集在一起。更特别有利的是， 当使用中的这三个裂解炉之一必 须经受一个除焦操作时， 可以用一个第四裂解炉来替换该炉。
因此特别有利的是在三个不同的裂解炉内进行第一裂解步骤 ( 热解 )， 从每一个 炉中获得的裂解产物的混合物之后收集在一起并且使一个第四裂解炉可用来替换使用中 的这三个裂解炉之一。
在该第一裂解步骤 ( 热解 ) 之后， 使所述裂解产物的混合物经受一系列处理步骤， 使之有可能获得包含乙烯和其他组分的产物的一个混合物， 有利的是由以下步骤组成 ： 这 些裂解气的热量的热回收， 可任选的有机淬灭 ( 可任选地包括用液体中间产物在整个交换 器网络内的热回收 )， 水淬灭， 这些气体的压缩和干燥， 以及还有除去所存在的或添加的大 部分的二氧化碳以及大部分的硫化合物 ( 例如， 通过一种碱洗的方式 )， 可任选地氢化不希 望的衍生物， 例如像乙炔， 并且可任选地消除一些氢气和 / 或甲烷， 例如通过一种 PSA( 变压 吸附 ) 方法或者通过一种膜法。
有利地， 在根据本发明的方法中， 来自步骤 a) 的包含乙烯和其他组分的产物的混 合物包含氢气、 甲烷、 含有从 2 至 7 个碳原子的化合物、 一氧化碳、 氮气和氧气。 氢气、 甲烷以 及含有从 2 至 7 个碳原子的除乙炔之外的化合物， 相对于所述产物的混合物的总体积， 优选 以按体积计至少 200ppm 的量存在。一氧化碳、 氮气、 氧气和乙炔， 相对于所述产物的混合物 的总体积， 能以小于按体积计 200ppm 的量存在或者以按体积计至少 200ppm 的量存在。含 有多于 7 个碳原子的化合物、 二氧化碳、 硫化氢以及其他硫化合物以及还有水， 相对于所述 产物的混合物的总体积， 还能以按体积计小于 200ppm 的量存在于上述产物的混合物中。
这些气体的压缩和干燥可以有利地在特殊的条件下进行， 这样， 包含至少 6 个碳 原子的化合物的通过减至最小。可以使用的冷却液体有利的是处于一个温度， 该温度低于 来自一个敞开式冷却塔的水的温度。该冷却液体优选处于至少 -5℃的温度， 更优选至少 0℃。该冷却液最优选是冰水。
在以上定义的步骤 a) 之后， 根据步骤 b) 将含有乙烯和其他组分的产物的混合物 至少分离成一个富含比乙烯轻的化合物并含有部分乙烯的一个馏分 ( 馏分 A)， 一个富含乙 烯的馏分 ( 馏分 B)， 以及一个重馏分 ( 馏分 C)。表述 “至少分离成馏分 A、 馏分 B 以及馏分 C” 应理解为是指， 为了本发明的目的， 在步骤 b) 之后， 至少获得了这三种馏分 A、 B 和 C， 但还可以获得其他一种或多种馏分， 例如 像一个单独的乙烷馏分。
根据步骤 b)， 含有乙烯和其他组分的产物的混合物优选被分离成一个富含比乙烯 轻的化合物并含有部分乙烯的一个馏分 ( 馏分 A)， 一个富含乙烯的馏分 ( 馏分 B)， 可任选 地一个单独的乙烷馏分， 以及一个重馏分 ( 馏分 C)。
更优选地， 根据步骤 b)， 含有乙烯和其他组分的产物的混合物被分离成馏分 A、 馏 分 B、 以及馏分 C。
步骤 b) 有利的是包括最多四个、 优选最多三个分离步骤， 以获得至少两种含有乙 烯的馏分 ( 即馏分 A 和馏分 B)， 以及重馏分 ( 即馏分 C)。
根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第一实施方案， 得自步骤 a) 的产物的混合物 有利的是经受一个第一分离步骤 ( 称为步骤 S1) 以及一个第二分离步骤 ( 称为步骤 S1’ )， 以获得馏分 A、 馏分 B、 以及馏分 C。
步骤 S1 有利的是包括在一个主柱中 ( 称为柱 C1) 将得自步骤 a) 的产物的混合物 分离成三种不同的馏分， 即在柱 C1 的顶部离开的馏分 A、 在柱 C1 的底部离开的馏分 C 以及 从柱 C1 的侧面撤出的一个馏分 ( 称为馏分 F1)。 步骤 S1’ 有利的是包括将馏分 F1 分离成两种不同的馏分， 即被传送至柱 C1 的一 个馏分 F1’ 以及馏分 B。
因此， 根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第一实施方案， 步骤 b) 优选包括 ：
- 一个第一分离步骤 S1， 包括在一个主柱 C1 中将所述产物的混合物分离成在柱 C1 的顶部的馏分 A、 在柱 C1 的底部的馏分 C 以及从柱 C1 的侧面撤出的一个馏分 F1， 以及
- 一个第二分离步骤 S1’ ， 包括将馏分 F1 分离成被传送至柱 C1 的一个馏分 F1’ 以 及馏分 B。
在一个特别优选的方式中， 步骤 b) 仅包括上述两个步骤。
可以使来自步骤 a) 的产物的混合物在将其引进柱 C1 之前经受一个热调节步骤。 热调节步骤这一表述应理解为是指优化能量的使用的一系列热交换， 例如在一套交换器内 对该产物的混合物进行逐级冷却， 首先用冷却水冷却， 并且然后用冰冷的水， 并且然后用渐 冷的液体加上交叉交换器回收所产生的流的显热。
所述产物的混合物可以作为一个单独的馏分或者作为几个细分馏分在步骤 S1 中 引入该柱 C1。它优选作为几个细分馏分引入。
主柱 C1 有利地是包含一个提馏段和 / 或一个精馏段的柱。如果两种段都存在， 精 馏段优选位于提馏段之上。
柱 C1 有利的是选自包含上述这两种段的蒸馏柱以及仅包括这两种段之一的柱。 优选柱 C1 是一个蒸馏柱。
因此步骤 S1 优选是一个蒸馏步骤。
柱 C1 有利的是配有相关的辅助设备， 例如像至少一个再沸器以及至少一个冷凝 器。允许中间体撤出的装置以及一个中间体热交换可以加到主柱中。
富含最易挥发的化合物的馏分 A 有利的是从柱 C1 的顶部离开， 而富含最不易挥发 的化合物的馏分 C 有利的是从柱 C1 的底部离开。
对于馏分 F1， 有利的是通过收集在该柱内循环的液体或流而从柱 C1 的侧面撤出。 该撤出优选是对液体进行。
撤出可以在该柱的提馏段中或精馏段中进行。它优选在精馏段中进行。在该精馏 段的中间三分之一处撤出是特别优选的。 在该精馏段的中间三分之一处撤出液体是最特别 优选的。
上述步骤 S1 有利的是在至少 8 巴， 优选至少 10 巴并且以特别优选的方式在至少 12 巴的压力下进行。步骤 S1 有利的是在最多 45 巴， 优选最多 40 巴并且以特别优选的方式 最多 38 巴的压力下进行。
步骤 S1 进行时的温度在柱 C1 顶部有利地为至少 -100℃， 优选至少 -90℃并且以 特别优选的方式为至少 -80℃。 在柱 C1 顶部有利地为最多 -30℃， 优选最多 -40℃并且以特 别优选的方式为最多 -50℃。
从柱 C1 的侧面撤出的馏分 F1 有利的是经受分离步骤 S1’ ， 以分离成两种不同的馏 分， 即被传送至柱 C1 的馏分 F1’ 以及馏分 B。
馏分 F1 能以液态或气态从柱 C1 中撤出。
如果馏分 F1 是以液态撤出， 它可以被传送至一个蒸发器或一个辅柱 C1’ 。 在馏分 F1 被传送至一个蒸发器的情况下， 部分馏分 F1( 以馏分 F1’ 的形式 ) 被有 利地蒸发并循环至主柱 C1 而其他部分被有利地从蒸发器中提取出， 因此构成馏分 B。作为 一个变体， 馏分 F1 还可以被部分蒸发以产生馏分 B， 余量 ( 以馏分 F1’ 的形式 ) 被循环至柱 C1。
在馏分 F1 被传送至一个辅柱 C1’ 的情况下， 该辅柱 C1’ 优选是一个提馏柱， 即仅 包括一个提馏段的柱。辅柱 C1’ 有利的是配有相关的辅助设备， 优选是一个再沸器。馏分 B 有利的是从中提取出并且余量的馏分 F1( 以馏分 F1’ 的形式 ) 有利的是被传送至柱 C1， 该余量的馏分 F1 之后是浓缩有比乙烯更易挥发的杂质的 (H2、 CO、 N2、 O2 以及 CH4) 一个流。
如果馏分 F1 是以液态撤出， 它优选被传送至优选为提馏柱的一个辅柱 C1’ 。然后 步骤 S1’ 在这种情况下优选是一个提馏步骤。
如果馏分 F1 是以气态撤出， 它可以被传送至一个冷凝器或一个辅柱 C1’ 。
在馏分 F1 被传送至一个冷凝器的情况下， 部分馏分 F1( 以馏分 F1’ 的形式 ) 被有 利地蒸发并循环至主柱 C1 而其他部分有利的是从冷凝器中提取出， 因此构成馏分 B。作为 一个变体， 馏分 F1 还可以被部分冷凝以产生馏分 B， 余量 ( 以馏分 F1’ 的形式 ) 被循环至柱 C1。
在馏分 F1 被传送至一个辅柱 C1’ 的情况下， 辅柱 C1’ 优选是一个精馏柱， 即仅包 括一个精馏段的柱。辅柱 C1’ 有利的是配有相关的辅助设备， 优选是一个冷凝器。馏分 B 有利的是从中提取出并且余量的馏分 F1( 以馏分 F1’ 的形式 ) 有利的是被传送至柱 C1， 该 余量的馏分 F1 之后是浓缩有比乙烯更不易挥发的杂质 ( 乙烷、 含有至少 3 个碳原子的化合 物的 ) 一个流。
如果馏分 F1 是以气态撤出， 它优选被传送至优选为精馏柱的一个辅柱 C1’ 。然后 步骤 S1’ 在这种情况下优选是一个精馏步骤。
根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第一实施方案， 给予最特别优选的是馏分 F1 被传送至一个辅柱 C1’ 的情况。
因此， 根据这种最特别的优选， 步骤 b) 在一个特别优选的方式中包括 ：
一个第一分离步骤 S1， 包括在一个主柱 C1 中将所述产物的混合物分离成在柱 C1 的顶部的馏分 A、 在柱 C1 的底部的馏分 C 以及从柱 C1 的侧面撤出的馏分 F1， 以及
一个第二分离步骤 S1’ ， 包括在柱 C1’ 内将馏分 F1 分离成被传送至柱 C1 的在柱 C1’ 顶部的一个馏分 F1’ 以及在柱 C1’ 底部的馏分 B。
根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第一实施方案， 给予真正最特别优选的是馏 分 F1 以液态从柱 C1 中撤出并且被传送至为提馏柱的一个辅柱 C1′的情况。
然后上述步骤 S1’ 有利的是在至少 8 巴， 优选至少 10 巴并且以特别优选的方式至 少 12 巴的压力下进行。步骤 S1’ 有利的是在最多 45 巴， 优选最多 40 巴并且在一个特别优 选的方式中最多 38 巴的压力下进行。
步骤 S1’ 进行时的温度在提馏柱 C1’ 顶部有利地为至少 -70℃， 优选至少 -65℃并 且在特别优选的方式中至少 -60℃。在柱 C1’ 顶部它有利地为最多 0℃， 优选最多 -10℃并 且在一个特别优选的方式中最多 -15℃。
提馏柱 C1’ 底部的温度为至少 -30℃， 优选至少 -20℃并且在一个特别优选的方式 中至少 -15℃。它有利的是最多 20℃， 优选最多 15℃， 并且在一个特别优选的方式中最多 10℃。 根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第一实施方案， 如果馏分 F1 是以液态撤出在 蒸发和膨胀之后或者如果馏分 F1 是以气态撤出在膨胀之后， 馏分 B 有利的是被送去生产 1， 2- 二氯乙烷的生产或至少一种不同于 1， 2- 二氯乙烷的乙烯衍生物化合物， 在两种情况下 均有利的是进行能量回收。在一个特别优选的方式中， 在馏分 F1 以液态撤出的情况下在蒸 发和膨胀之后， 馏分 B 被送去生产 1， 2- 二氯乙烷的生产或至少一种不同于 1， 2- 二氯乙烷 的乙烯衍生物化合物， 有利的是进行能量回收。
根据本发明的方法的步骤 b) 的第一实施方案的一个优选的子变体是通过借助与 主柱 C1 相同的一个辅柱 C1’ 进行分离步骤 S1’ ， 两个柱可以任选地进行热集成并且在不同 的压力下操作 ； 一个的冷凝器用作另一个的再沸器。
根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第二实施方案， 得自步骤 a) 的产物的混合物 有利的是经受一个第一分离步骤 ( 称为步骤 S2)、 经受一个第二分离步骤 ( 称为步骤 S2’ )、 并且经受一个第三分离步骤 ( 称为步骤 S2” ) 以获得馏分 A、 馏分 B、 以及馏分 C。
步骤 S2 有利的是包括在一个主柱 ( 称为柱 C2) 中将得自步骤 a) 的产物的混合物 分离成两种不同的馏分， 即在柱 C2 的顶部离开的馏分 F2 以及在柱 C2 的底部离开的馏分 C。
步骤 S2’ 有利的是包括将馏分 F2 分离成两种不同的馏分， 即馏分 A 以及一个馏分 F2’ 。
步骤 S2” 有利的是包括将馏分 F2’ 分离成两种不同的馏分， 即馏分 B 以及馏分 F2” 。
因此， 根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第二实施方案， 步骤 b) 优选包括 ：
- 一个第一分离步骤 S2， 包括在一个主柱 C2 中将所述产物的混合物分离成在柱 C2 的顶部的馏分 F2 以及在柱 C2 的底部的馏分 C，
- 一个第二分离步骤 S2’ ， 包括将馏分 F2 分离成馏分 A 以及馏分 F2’ ， 以及
- 一个第三分离步骤 S2” ， 包括将馏分 F2’ 分离成馏分 B 以及馏分 F2” 。
在一个特别优选的方式中， 步骤 b) 仅包括上述三个步骤。
得自步骤 a) 的产物的混合物在将其引进柱 C2 之前可以经受一个热调节步骤， 该 热调节步骤的定义可以在对柱 C1 的描述中找到。
所述产物的混合物可以作为一个单独的馏分或者作为几个细分馏分在步骤 S2 的 过程中引入柱 C2。它优选作为几个细分馏分引入。
主柱 C2 有利地是包含一个提馏段和 / 或一个精馏段的柱。如果两种段都存在， 精 馏段优选位于提馏段之上。
柱 C2 有利的是选自包含上述这两种段的蒸馏柱以及仅包括这两种段之一的柱。 优选柱 C2 是一个蒸馏柱。
因此步骤 S2 优选是一个蒸馏步骤。
柱 C2 有利的是配有相关的辅助设备， 例如像至少一个再沸器以及至少一个冷凝 器。
有利的是富含最易挥发的化合物的馏分 F2 从柱 C2 的顶部离开， 而富含最不易挥 发的化合物的馏分 C 有利的是从柱 C2 的底部离开。
上述步骤 S2 有利地是在至少 15 巴， 优选至少 20 巴并且在一个特别优选的方式中 至少 25 巴的压力下进行。步骤 S2 有利的是在最多 45 巴， 优选最多 40 巴并且在一个特别 优选的方式中最多 38 巴的压力下进行。
步骤 S2 进行时的温度在柱 C2 顶部有利地为至少 -70℃， 优选至少 -65℃， 并且在 一个特别优选的方式中至少 -60℃。 在柱 C2 顶部有利地为最多 -20℃， 优选最多 -30℃并且 在一个特别优选的方式中为最多 -40℃。
从柱 C2 的顶部离开的馏分 F2 有利的是经受分离步骤 S2’ ， 以分离成两种不同的馏 分， 即馏分 A 以及一个馏分 F2’ 。
分离步骤 S2’ 有利的是一个吸收步骤， 其中使馏分 F2 与含有溶剂的一种洗涤剂接 触。
在本说明书中， 术语 “含有溶剂的洗涤剂” 或更简单地 “洗涤剂” 应理解为是指一 种组合物， 其中该溶剂是以液态存在。
因此， 根据本发明可以使用的洗涤剂有利地包含处于液态的溶剂。在所述洗涤剂 内存在其他化合物完全没有排除在本发明的范围之外。然而， 优选该洗涤剂包含按体积计 至少 50％的溶剂， 更特别的是按体积计至少 65％并且以一种特别优选的方式为按体积计 至少 70％。
该溶剂有利的是选自醇类、 乙二醇类、 多元醇类、 醚类、 一种或多种乙二醇与一种 或多种醚类的混合物、 烃类、 烃类的混合物、 矿物油连同 DCE。 烃类混合物的实例是 C4、 C5 以 及 C6 馏分。 该溶剂优先选自醇类、 烃类、 烃类的混合物、 矿物油类以及 DCE， 并且更优先选自 共沸乙醇 ( 有利的是具有按体积计至少 70％、 优选至少 80％并且更优选至少 85％的乙醇的 水性乙醇 ) 以及 DCE。该溶剂最优选是 DCE。
用于步骤 S2’ 的洗涤剂可以由任何来源的新鲜洗涤剂构成， 例如离开氧氯化单元 并且还未被纯化的共沸乙醇或 DCE 的粗品， 所述之前被纯化的洗涤剂或以下详述的在步骤 S2” 中回收的洗涤剂 ( 馏分 F2” )， 任选用新鲜的洗涤剂进行补充。
优选地， 用于步骤 S2’ 的洗涤剂是由馏分 F2” 构成， 任选用新鲜的洗涤剂补充。在 一个特别优选的方式中， 用于步骤 S2’ 的洗涤剂是由补充有新鲜洗涤剂 ( 以补偿在步骤 S2’和 S2” 的过程中的洗涤剂的损失 ) 的馏分 F2” 构成。
当 DCE 用作溶剂时， 根据本发明的方法的一个主要优点在于以下事实， 即该 DCE 的 存在毫不麻烦， 因为它主要是在氧氯化或氯化过程中形成的化合物。
洗涤剂和从馏分 F2 中提取的乙烯的相应的通过量之间的比例并不关键并且可以 在很大范围内变化。在操作中它仅受该洗涤剂的再生的成本所限制。总体上， 对于每吨有 待从馏分 F2 中提取的乙烯， 洗涤剂的通过量为至少 1 吨， 优选至少 5 吨， 并且在一个特别优 选的方式中为至少 10 吨。总体上， 对于每吨有待从馏分 F2 中提取的乙烯， 洗涤剂的通过量 为最多 100 吨， 优选最多 50 吨并且在一个特别优选的方式中最多 25 吨。
步骤 S2’ 有利地是借助一个吸收器进行， 例如像一个降膜或升膜吸收器， 或者选自 下列各项的一个吸收柱 C2’ ： 板式柱、 填充柱、 规整填充柱、 结合有一种或多种前述内部构件 的柱、 以及喷洒柱。步骤 S2’ 优选借助一个吸收柱 C2’ 进行， 并且在一个特别优选的方式中 借助一个板式吸收柱 C2’ 。
该柱 C2’ 有利的是配有相关的辅助设备， 例如像在柱的内部或外部的至少一个冷 凝器或一个冷却器。
前述步骤 S2’ 有利地是在至少 15 巴， 优选至少 20 巴并且在一个特别优选的方式 中至少 25 巴的压力下进行。步骤 S2’ 有利的是在最多 40 巴， 优选最多 35 巴并且在一个特 别优选的方式中最多 30 巴的压力下进行。 步骤 S2’ 进行时的温度在该吸收器或柱 C2’ 的顶部有利地是至少 -10℃， 优选至 少 0℃并且在一个特别优选的方式中至少 10℃。在该吸收器或柱 C2’ 的顶部有利地为最多 60℃， 优选最多 50℃并且在一个特别优选的方式中最多 40℃。
在吸收器或柱 C2’ 底部的温度为至少 0℃， 优选至少 10℃并且在一个特别优选的 方式中至少 20℃。它有利的是最多 70℃， 优选最多 60℃， 并且在一个特别优选的方式中最 多 50℃。
馏分 F2’ 有利的是经受分离步骤 S2” ， 以分离成两种不同的馏分， 即馏分 B 以及馏 分 F2” 。
分离步骤 S2” 有利地是一个解吸步骤， 其中馏分 B 从该洗涤剂中提取出。
在步骤 S2” 之后回收的由馏分 F2” 构成的洗涤剂可以被去除、 全部传送或部分传 送至氧氯化区段或氯化区段 ( 当存在时 )， 可任选地进行一个或多个中间体再处理过程 ( 如 果需要的话 ) 或传送至步骤 S2’ ， 可任选地加入新鲜的洗涤剂。优选地， 馏分 F2” 被传送至 步骤 S2’ ， 可任选地加入新鲜的洗涤剂。在一个特别优选的方式中， 馏分 F2” 被传送至步骤 S2’ ， 可任选地加入新鲜的洗涤剂。
步骤 S2” 有利地是借助一个解吸器进行， 例如像， 一个升膜或降膜解吸器， 一个再 沸器或者选自下列各项的一个解吸柱 C2” ： 板式柱、 填充柱、 规整填充柱、 结合有一种或多种 前述内部构件的柱和喷洒柱。步骤 S2” 优选是借助一个解吸柱 C2” 进行， 并且在一个特别 优选的方式中是借助一个板式解吸柱 C2” 进行。
柱 C2” 有利地是配有相关的辅助设备， 例如像在柱的内部或外部的至少一个冷凝 器或一个冷却器以及至少一个再沸器。
前述步骤 S2” 有利地是在至少 1 巴， 优选至少 2 巴并且在一个特别优选的方式中 至少 3 巴的压力下进行。步骤 S2” 有利的是在最多 20 巴， 优选最多 15 巴并且在一个特别
优选的方式中最多 10 巴的压力下进行。
步骤 S2” 进行时的温度优选是选择为使多于 90％、 优选多于 95％的包含在馏分 F2’ 中的乙烯在馏分 B 中被找到。步骤 S2” 进行时的温度在解吸器或柱 C2” 的顶部有利的 是至少 -10℃， 优选至少 0℃， 并且在一个特别优选的方式中至少 10℃。在解吸器或柱 C2” 的顶部有利地为最多 60℃， 优选最多 50℃并且在一个特别优选的方式中最多 40℃。
解吸器或柱 C2” 的底部的温度为至少 60℃， 优选至少 80℃并且在一个特别优选的 方式中至少 100℃。 它有利的是最多 200℃， 优选最多 160℃， 并且在一个特别优选的方式中 最多 150℃。
根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第二实施方案， 给予最特别优选的是馏分 F2 被传送至一个吸收柱 C2′并且馏分 F2’ 被传送至一个解吸柱 C2” 的情况。
因此， 根据这种最特别的优选， 步骤 b) 在一个特别优选的方式中包括 ：
- 一个第一分离步骤 S2， 包括在一个主柱 C2 中将所述产物的混合物分离成在柱 C2 的顶部的馏分 F2 以及在柱 C2 的底部的馏分 C，
- 一个第二分离步骤 S2’ ， 包括在一个吸收柱 C2’ 中将馏分 F2 分离成在柱 C2’ 的 顶部的馏分 A 以及在柱 C2’ 的底部的馏分 F2’ ， 以及 - 一个第三分离步骤 S2” ， 包括在一个吸收柱 C2” 中将馏分 F2’ 分离成在柱 C2” 的 顶部的馏分 B 以及在柱 C2” 的底部的馏分 F2” 。
根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第三实施方案， 得自步骤 a) 的产物的混合物 有利的是经受一个第一分离步骤 ( 称为步骤 S3) 以及一个第二分离步骤 ( 称为步骤 S3’ )， 以获得馏分 A、 馏分 B、 以及馏分 C。
步骤 S3 有利的是包括在一个主柱 ( 称为柱 C3) 中将得自步骤 a) 的产物的混合物 分离成两种不同的馏分， 即在柱 C3 的顶部离开的馏分 F3 以及在柱 C3 的底部离开的馏分 C。
步骤 S3’ 有利的是包括在一个柱 C3’ 中将馏分 F3 分离成两种不同的馏分， 即在柱 C3’ 的顶部离开的馏分 A 以及在柱 C3’ 的底部离开的馏分 B。
因此， 根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第三实施方案， 步骤 b) 优选包括 ：
- 一个第一分离步骤 S3， 包括在一个主柱 C3 中将所述产物的混合物分离成在柱 C3 的顶部的馏分 F3 以及在柱 C3 的底部的馏分 C， 以及
- 一个第二分离步骤 S3’ ， 包括在一个柱 C3’ 中将馏分 F3 分离成在柱 C3’ 的顶部 的馏分 A 以及在柱 C3’ 的底部的馏分 B。
在一个特别优选的方式中， 步骤 b) 仅包括上述两个步骤。
得自步骤 a) 的产物的混合物在将其引进柱 C3 之前可以经受一个热调节步骤， 该 热调节步骤的定义可以在对柱 C1 的描述中找到。
所述产物的混合物可以作为一个单独的馏分或者作为几个细分馏分在步骤 S3 中 引入柱 C3。它优选作为几个细分馏分引入。
主柱 C3 有利地是包括一个提馏段和 / 或一个精馏段的柱。如果两种段都存在， 精 馏段优选位于提馏段之上。
柱 C3 有利的是选自包括前述这两种段的蒸馏柱以及仅包括这两种段之一的柱。 优选柱 C3 是一个蒸馏柱。
因此步骤 S3 优选是一个蒸馏步骤。
柱 C3 有利的是配有相关的辅助设备， 例如像至少一个再沸器以及至少一个冷凝器。 富含最易挥发的化合物的馏分 F3 有利的是从柱 C3 的顶部离开， 而富含最不易挥 发的化合物的馏分 C 有利的是从柱 C3 的底部离开。
前述步骤 S3 有利的是在至少 8 巴， 优选至少 10 巴并且在一个特别优选的方式中 至少 12 巴的压力下进行。该步骤 S3 有利地在最多 45 巴， 优选最多 40 巴并且在一个特别 优选的方式中最多 38 巴的压力下进行。
步骤 S3 进行时的温度在柱 C3 的顶部有利地为至少 -100℃， 优选至少 -90℃并且 在一种特别优选的方式中至少 -80℃。 在柱 C3 的顶部有利地为最多 -20℃， 优选最多 -30℃ 并且在一个特别优选的方式中最多 -40℃。
从柱 C3 的顶部离开的馏分 F3 然后有利的是在柱 C3’ 中经受分离步骤 S3’ ， 以分离 成两种不同的馏分， 即在柱 C3’ 顶部的馏分 A 以及在柱 C3’ 底部的馏分 B。
柱 C3’ 有利地是包含一个提馏段和 / 或一个精馏段的柱。如果两种段都存在， 精 馏段优选位于提馏段之上。
柱 C3’ 有利的是选自包含前述这两种段的蒸馏柱以及仅包括这两种段之一的柱。 优选柱 C3’ 是一个蒸馏柱。
因此步骤 S3’ 优选是一个蒸馏步骤。 柱 C3’ 有利的是配有相关的辅助设备， 例如像至少一个再沸器以及至少一个冷凝器。 前述步骤 S3’ 有利的是在至少 8 巴， 优选至少 10 巴并且在一个特别优选的方式中 至少 12 巴的压力下进行。步骤 S3’ 有利地在最多 40 巴， 优选最多 37 巴并且在一个特别优 选的方式中最多 35 巴的压力下进行。
步骤 S3’ 进行时的温度在柱 C3’ 顶部有利地为至少 -90℃， 优选至少 -85℃并且在 一个特别优选的方式中至少 -80℃。在柱 C3’ 顶部有利地为最多 -40℃， 优选最多 -45℃并 且在一个特别优选的方式中最多 -50℃。
柱 C3’ 底部的温度为至少 -30℃， 优选至少 -25℃并且在一个特别优选的方式中至 少 -20℃。它有利的是最多 20℃， 优选最多 15℃， 并且在一个特别优选的方式中最多 10℃。
根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第四实施方案， 得自步骤 a) 的产物的混合物 有利的是经受一个第一分离步骤 ( 称为步骤 S4) 以及一个第二分离步骤 ( 称为步骤 S4’ )， 以获得馏分 A、 馏分 B、 以及馏分 C。
步骤 S4 有利的是包括在一个主柱中 ( 称为柱 C4) 将得自步骤 a) 的产物的混合物 分离成两种不同的馏分， 即在柱 C4 的顶部离开的馏分 A 以及在柱 C4 的底部离开的馏分 F4。
步骤 S4’ 有利的是包括在一个柱 C4’ 中将馏分 F4 分离成两种不同的馏分， 即在柱 C4’ 的顶部离开的馏分 B 以及在柱 C4’ 的底部离开的馏分 C。
因此， 根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第四实施方案， 步骤 b) 优选包括 ：
- 一个第一分离步骤 S4， 包括在一个主柱 C4 中将所述产物的混合物分离成在柱 C4 的顶部的馏分 A 以及在柱 C4 的底部的馏分 F4， 以及
- 一个第二分离步骤 S4’ ， 包括在一个柱 C4’ 中将馏分 F4 分离成在柱 C4’ 的顶部 的馏分 B 以及在柱 C4’ 的底部的馏分 C。
在一个特别优选的方式中， 步骤 b) 仅包括上述两个步骤。
得自步骤 a) 的产物的混合物在将其引进柱 C4 之前可以经受一个热调节步骤， 该 热调节步骤的定义可以在对柱 C1 的描述中找到。
所述产物的混合物可以作为一个单独的馏分或者作为几个细分馏分在步骤 S4 中 引入柱 C4。它优选作为几个细分馏分引入。
主柱 C4 有利地是包含一个提馏段和 / 或一个精馏段的柱。如果两种段都存在， 精 馏段优选位于提馏段之上。
柱 C4 有利的是选自包含前述这两种段的蒸馏柱以及仅包括这两种段之一的柱。 优选柱 C4 是一个蒸馏柱。
因此步骤 S4 优选是一个蒸馏步骤。
柱 C4 有利的是配有相关的辅助设备， 例如像至少一个再沸器以及至少一个冷凝 器。
富含最易挥发的化合物的馏分 A 有利的是从柱 C4 的顶部离开， 而富含最不易挥发 的化合物的馏分 F4 有利的是从柱 C4 的底部离开。
前述步骤 S4 有利地是在至少 8 巴， 优选至少 10 巴并且在一个特别优选的方式中 至少 12 巴的压力下进行。步骤 S4 有利地是在最多 45 巴， 优选最多 40 巴并且在一个特别 优选的方式中最多 38 巴的压力下进行。
步骤 S4 进行时的温度在柱 C4 顶部有利地为至少 -100℃， 优选至少 -90℃并且在 一个特别优选的方式中至少 -80℃。 在柱 C4 顶部有利地为最多 -20℃， 优选最多 -30℃并且 以一个特别优选的方式最多 -40℃。
从柱 C4 的底部离开的馏分 F4 然后有利的是在柱 C4’ 中经受分离步骤 S4’ ， 以分离 成两种不同的馏分， 即在柱 C4’ 顶部的馏分 B 以及在柱 C4’ 底部的馏分 C。
柱 C4’ 有利地是包含一个提馏段和 / 或一个精馏段的柱。如果两种段都存在， 精 馏段优选位于提馏段之上。
柱 C4’ 有利的是选自包含前述这两种段的蒸馏柱以及仅包括这两种段之一的柱。 优选柱 C4’ 是一个蒸馏柱。
因此步骤 S4’ 优选是一个蒸馏步骤。
柱 C4’ 有利的是配有相关的辅助设备， 例如像至少一个再沸器以及至少一个冷凝 器。
前述步骤 S4’ 有利地在至少 8 巴， 优选至少 10 巴并且在一个特别优选的方式中至 少 12 巴的压力下进行。步骤 S4’ 有利地是在最多 40 巴， 优选最多 37 巴并且在一个特别优 选的方式中最多 35 巴的压力下进行。
步骤 S4’ 进行时的温度在柱 C4’ 顶部有利地为至少 -70℃， 优选至少 -65℃并且在 一个特别优选的方式中至少 -60℃。在柱 C4’ 顶部有利地为最多 0℃， 优选最多 -5℃并且在 一个特别优选的方式中最多 -10℃。
柱 C4’ 底部的温度为至少 -20℃， 优选至少 -15℃并且在一个特别优选的方式中至 少 -10℃。它有利的是最多 20℃， 优选最多 15℃， 并且在一个特别优选的方式中最多 10℃。
根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第五实施方案， 得自步骤 a) 的产物的混合物 有利的是经受一个第一分离步骤 ( 称为步骤 S5)、 经受一个第二分离步骤 ( 称为步骤 S5’ )、并且经受一个第三分离步骤 ( 称为步骤 S5” ) 以获得馏分 A、 馏分 B、 以及馏分 C。
步骤 S5 有利的是包括在一个主柱中 ( 称为柱 C5) 将得自步骤 a) 的产物的混合物 分离成两种不同的馏分， 即在柱 C5 的顶部离开的馏分 A 以及在柱 C5 的底部离开的馏分 F5。
步骤 S5’ 有利的是包括在一个柱 C5’ 中将馏分 F5 分离成两种不同的馏分， 即在柱 C5’ 的顶部离开的馏分 F5’ 以及在柱 C5’ 的底部离开的馏分 C。
步骤 S5” 有利的是包括在一个柱 C5” 中将馏分 F5’ 分离成两种不同的馏分， 即在 柱 C5” 的顶部离开的馏分 B 以及在柱 C5” 的底部离开的馏分 F5” 。
因此， 根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第五实施方案， 步骤 b) 优选包括 ：
- 一个第一分离步骤 S5， 包括在一个主柱 C5 中将所述产物的混合物分离成在柱 C5 的顶部的馏分 A 以及在柱 C5 的底部的馏分 F5，
- 一个第二分离步骤 S5’ ， 包括在一个柱 C5’ 中将馏分 F5 分离成在柱 C5’ 的顶部 的馏分 F5’ 以及在柱 C5’ 的底部的馏分 C ； 以及
- 一个第三分离步骤 S5” ， 包括在一个柱 C5” 中将馏分 F5’ 分离成在柱 C5” 的顶部 的馏分 B 以及在柱 C5” 的底部的馏分 F5” 。
在一个特别优选的方式中， 步骤 b) 仅包括上述三个分离步骤。
得自步骤 a) 的产物的混合物在将其引进柱 C5 之前可以经受一个热调节步骤， 该 热调节步骤的定义可以在对柱 C1 的描述中找到。
所述产物的混合物可以作为一个单独的馏分或者作为几个细分馏分在步骤 S5 中 引入该柱 C5。它优选作为几个细分馏分引入。
主柱 C5 有利地是包含一个提馏段和 / 或一个精馏段的柱。如果两种段都存在， 精 馏段优选位于提馏段之上。
柱 C5 有利的是选自包含前述这两个段的蒸馏柱以及仅包括这两种段之一的柱。 优选柱 C5 是一个蒸馏柱。
因此步骤 S5 优选是一个蒸馏步骤。
柱 C5 有利的是配有相关的辅助设备， 例如像至少一个再沸器以及至少一个冷凝 器。
馏分 A 有利地是从该柱 C5 的顶部离开， 而馏分 F5， 有利的是富集最不易挥发的化 合物， 有利地是从柱 C5 的底部离开。
上述步骤 S5 有利的是在至少 5 巴绝对值， 优选至少 10 巴绝对值并且特别优选至 少 12 巴绝对值的压力下进行。步骤 S5 有利的是在最多 40 巴绝对值， 优选最多 38 巴绝对 值并且特别优选最多 36 巴绝对值的压力下进行。
步骤 S5 进行时的温度在柱 C5 的底部有利的为至少 0℃， 优选至少 5℃并且特别优 选至少 10℃。在柱 C5 底部有利地为最多 80℃， 优选最多 60℃并且特别优选最多 40℃。
步骤 S5 进行时的温度在柱 C5 顶部有利地为至少 -70℃， 优选至少 -60℃并且特别 优选至少 -55℃。 在柱 C5 顶部有利地为最多 0℃， 优选最多 -15℃并且特别优选最多 -25℃。
在柱 C5 的底部离开的馏分 F5 之后有利的是经受一个第二分离步骤 S5’ ， 其包括在 一个柱 C5’ 内将馏分 F5 分离成一个馏分 F5’ 以及一个重馏分 ( 馏分 C)。
在将其引进柱 C5’ 之前， 可以使产物的混合物经受一个热和 / 或化学调节步骤， 例 如像乙炔的氢化作用。术语 “热调节步骤” 应理解为是指优化能量的使用的一系列热交换，例如在一套交换器内对该产物的混合物进行逐级冷却， 首先用冷却水冷却， 然后用冰水， 并 且然后用渐冷的液体加上交叉交换器回收所产生的流的显热。
所述产物的混合物可以作为一个单独的馏分或者作为几个细分馏分在步骤 S5’ 中 引入柱 C5’ 。它优选作为几个细分馏分引入。
柱 C5’ 有利地是包含一个提馏段和 / 或一个精馏段的柱。如果两种段都存在， 该 精馏段优选是位于该提馏段之上。
柱 C5’ 有利的是选自包含前述这两种段的蒸馏柱以及仅包括这两种段之一的柱。 优选柱 C5’ 是一个蒸馏柱。
因此步骤 S5’ 优选是一个蒸馏步骤。
柱 C5’ 有利的是配有关联的配件， 例如像至少一个再沸器以及至少一个冷凝器。
馏分 F5’ ， 有利的是富含最易挥发的化合物， 有利的是从柱 C5’ 的顶部离开， 而重 馏分 C， 有利的是富含最不易挥发的化合物， 有利的是从柱 C5’ 的底部离开。
上述步骤 S5’ 有利的是在至少 5 巴绝对值， 优选至少 8 巴绝对值并且特别优选至 少 10 巴绝对值的压力下进行。步骤 S5’ 有利的是在最多 40 巴绝对值， 优选最多 37 巴绝对 值并且特别优选最多 35 巴绝对值的压力下进行。 步骤 S5’ 进行时的温度在柱 C5’ 的底部有利地为至少 0℃， 优选至少 10℃并且特 别优选至少 15℃。在柱 C5’ 的底部有利地为最多 90℃， 优选最多 86℃并且特别优选最多 83℃。
步骤 S5’ 进行时的温度在柱 C5’ 顶部有利地为至少 -65℃， 优选至少 -55℃并且特 别优选至少 -50℃下进行。在柱 C5’ 顶部有利地为最多 5℃， 优选最多 0℃并且特别优选最 多 -2℃。
使馏分 F5’ 经受一个第三分离步骤 S5” ， 其包括将馏分 F5’ 在一个柱 C5” 内分离成 一个富含乙烯的馏分 ( 馏分 B) 以及一个主要由乙烷构成的馏分 F5” 。
在将其引进柱 C5” 之前， 可以使产物的混合物经受一个热和 / 或化学调节步骤， 例 如像乙炔的氢化作用。术语 “热调节步骤” 应理解为是指优化能量的使用的一系列热交换， 例如在一套交换器内对该产物的混合物进行逐级冷却， 首先用冷却水冷却， 然后用冰水， 并 且然后用渐冷的液体加上交叉交换器回收所产生的流的显热。
所述产物的混合物可以作为一个单独的馏分或者作为几个细分馏分在步骤 S5” 中 引入柱 C5” 。它优选作为几个细分馏分引入。
柱 C5” 有利地是包含一个提馏段和 / 或一个精馏段的柱。如果两种段都存在， 该 精馏段优选是位于该提馏段之上。
柱 C5” 有利的是选自包含前述这两个段的蒸馏柱以及仅包括这两种段之一的柱。 优选柱 C5” 是一个蒸馏柱。
因此步骤 S5” 优选是一个蒸馏步骤。
馏分 B 有利地是从该柱的顶部离开， 而主要由乙烷组成的馏分 F5” 有利地是从该 柱的底部离开。
上述步骤 S5” 有利的是在至少 5 巴绝对值， 优选至少 6 巴绝对值并且特别优选至 少 7 巴绝对值的压力下进行。步骤 S5” 有利的是在最多 30 巴绝对值， 优选最多 25 巴绝对 值并且特别优选最多 22 巴绝对值的压力下进行。
步骤 S5” 进行时的温度在柱 C5” 的底部有利地为至少 -50℃， 优选至少 -45℃并且 特别优选至少 -40℃。在柱 C5” 的底部有利地为最多 10℃， 优选最多 0℃并且特别优选最 多 -5℃。
步骤 S5” 进行时的温度在柱 C5” 顶部有利地为至少 -70℃， 优选至少 -65℃并且 特别优选至少 -60℃。在柱 C5” 顶部有利地为最多 -15℃， 优选最多 -20℃并且特别优选最 多 -25℃。
在根据本发明的方法中， 每一次提及使用蒸馏柱时， 它可以选自板式蒸馏柱、 填充 蒸馏柱、 规整填充的蒸馏柱以及结合有两种或多种前述内部构件的蒸馏柱。
根据依照本发明的方法的不同实施方案的这些分离步骤有利的是进行热整合。 该 热整合优选直接进行， 或者通过具有或多或少是冷的温度水平的一个或多个制冷循环进 行， 优选通过一个在低温而另一个在中温的两个制冷循环进行， 或者通过它们的组合进行， 更优选通过它们的组合进行。
这些制冷循环有利地是基于包含两个碳原子的化合物， 包含三个碳原子的化合物 或者它们的混合物。 在包含两个碳原子的化合物之中， 可以提及的有乙烯、 乙烷和它们的混 合物。优选乙烯。在包含三个碳原子的化合物之中， 可以提及丙烯、 丙烷和它们的混合物。 优选丙烯。 低温循环和中温循环优选是相互关联的， 这意味着低温循环的热源是中温循环的 一个冷源， 而该中温循环的热源是来自一个敞开式冷却塔的水。该低温循环优选使用具有 2 个碳原子的化合物并且更优选包含至少 95mol％的乙烯。该中温循环优选使用具有 3 个 碳原子的化合物并且更优选包含至少 95mol％的丙烷或者至少 95mol％的丙烯。更优选地， 该中温循环包含至少 95mol％的丙烯。
根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第六实施方案， 得自步骤 a) 的产物的混合物 有利的是经受一个第一分离步骤 ( 称为步骤 S6)， 以获得馏分 A、 馏分 B、 以及馏分 C。
步骤 S6 有利的是包括在一个主柱中 ( 称为柱 C6) 将得自步骤 a) 的产物的混合物 分离成三种不同的馏分， 即在柱 C6 的顶部离开的馏分 A、 在柱 C6 的底部离开的馏分 C 以及 从柱 C6 的侧面撤出的馏分 B。
根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第六实施方案， 因此， 步骤 b) 优选包括一个分 离步骤 S6， 其包括将所述产物的混合物在一个主柱 C6 中分离成在柱 C6 顶部的馏分 A、 在柱 C6 底部的馏分 C 以及从柱 C6 的侧面撤出的馏分 B。
在将其引进柱 C6 之前， 可以使来自步骤 a) 的产物的混合物经受一个热调节步骤。 表述热调节步骤应理解为是指优化能量的使用的一系列热交换， 例如在一套交换器内对该 产物的混合物进行逐级冷却， 首先用冷却水冷却， 然后用冰冷的水， 并且然后用渐冷的流体 加上交叉交换器回收所产生的流的显热。
所述产物的混合物可以作为一个单独的馏分或者作为几个细分馏分在步骤 S6 中 引入柱 C6。它优选作为几个细分馏分引入。
主柱 C6 有利地是包含一个提馏段和 / 或一个精馏段的柱。如果两种段都存在， 该 精馏段优选是位于该提馏段之上。
柱 C6 有利的是选自包含上述这两个段的蒸馏柱以及仅包括这两种段之一的柱。 优选柱 C6 是一个蒸馏柱。
蒸馏柱 C6 可以在常规的蒸馏柱和间壁蒸馏柱之间选择。
在蒸馏柱是一个间壁柱的情况下， 进料有利的是在间壁段引入并且将侧面的流从 间壁段的另一个区域 ( 不同于引入进料的区域 ) 中撤出。
更优选地， 柱 C6 是一个常规的蒸馏柱。
因此步骤 S6 优选是一个蒸馏步骤。
柱 C6 有利的是配有相关的辅助设备， 例如像至少一个再沸器以及至少一个冷凝 器。允许中间体撤出的装置以及一个中间体热交换可以加至主柱中。
富含最易挥发的化合物的馏分 A 有利的是从柱 C6 的顶部离开， 而富含最不易挥发 的化合物的馏分 C 有利的是从柱 C6 的底部离开。
对于馏分 B， 有利的是通过收集在该柱内循环的液体或流而从柱 C6 的侧面撤出。 该撤出优选是对液体进行。
撤出可以在该柱的提馏段中或精馏段中进行。它优选在精馏段中进行。在该精馏 段的中间三分之一处撤出是特别优选的。 在该精馏段的中间三分之一处撤出液体是最特别 优选的。
前述步骤 S6 有利地是在至少 8 巴， 优选至少 10 巴并且在一个特别优选的方式中 至少 12 巴的压力下进行。步骤 S6 有利的是在最多 45 巴， 优选最多 40 巴并且在一个特别 优选的方式中最多 38 巴的压力下进行。
步骤 S6 进行时的温度在柱 C6 顶部有利地为至少 -100℃， 优选至少 -90℃并且在 一个特别优选的方式中为至少 -80℃。 在柱 C6 顶部有利地为最多 -30℃， 优选最多 -40℃并 且以特别优选的方式为最多 -50℃。
根据依照本发明的方法的步骤 b) 的第六实施方案， 如果馏分 B 以液态撤出在蒸发 和膨胀之后或者如果馏分 B 以气态撤出在膨胀之后， 馏分 B 有利的是被送去生产 1， 2- 二氯 乙烷或生产至少一种不同于 1， 2- 二氯乙烷的乙烯衍生物化合物， 在两种情况下均有利的 是进行能量回收。在一个特别优选的实施方式中， 在馏分 B 以液态撤出的情况下在蒸发和 膨胀之后， 馏分 B 被送去生产 1， 2- 二氯乙烷或生产不同于 1， 2- 二氯乙烷的一种乙烯衍生 物化合物， 有利的是进行能量回收。
在根据本发明的方法中， 步骤 b) 的第四和第五实施方案是优选的。
以下定义的表征馏分 A 和馏分 B 的量是在它们进入乙烯衍生物化合物的对应的生 产之前的那些量。
馏分 B 的特征在于， 相对于馏分 B 的总体积， 氢气的含量有利的是小于或等于按体 积计 2％， 优选小于或等于 0.5％并且在一个特别优选的方式中小于或等于 0.1％。
馏分 B 的特征在于， 相对于馏分 B 的总体积， 包含至少 3 个碳原子的化合物的含量 有利的是小于或等于按体积计 0.01％， 优选小于或等于 0.005％并且在一个特别优选的方 式中小于或等于 0.001％。
馏分 B 有利的是含有相对于馏分 B 的总体积按体积计从 40％到 99.5％的乙烯。 馏 分 B 有利的是含有相对于馏分 B 的总体积按体积计至少 40％， 优选至少 50％， 并且在一个 特别优选的方式中至少 60％的乙烯。 馏分 B 有利的是含有相对于馏分 B 的总体积按体积计 最多 99.5％， 优选最多 99.2％并且在一个特别优选的方式中最多 99％的乙烯。
馏分 A 富含比乙烯轻的化合物。这些化合物总体上是甲烷、 氮气、 氧气、 氢气和一氧化碳。有利地， 馏分 A 包含至少 70％， 优选至少 80％并且在一个特别优选的方式中至少 85％的比乙烯轻的化合物， 它们包含在经受了步骤 b) 的产物的混合物中。有利的是， 馏分 A 包含最多 99.99％， 优选最多 99.97％并且在一个特别优选的方式中最多 99.95％的比乙 烯轻的化合物， 它们包含在经受了步骤 b) 的产物的混合物内。
馏分 A 的特征在于， 相对于馏分 A 的总体积， 包含至少 3 个碳原子的化合物的含量 有利的是小于或等于按体积计 0.01％， 优选小于或等于 0.005％并且在一个特别优选的方 式中小于或等于 0.001％。
馏分 A 有利的是包含一个乙烯体积含量， 使得它代表从 10％至 90％的馏分 B 的乙 烯体积含量。馏分 A 有利的是包含一个乙烯体积含量， 使得它小于或等于 90％， 优选小于 或等于 85％并且在一个特别优选的方式中小于或等于 80％的馏分 B 的乙烯体积含量。馏 分 A 有利的是包含一个乙烯体积含量， 使得它为至少 10％， 优选至少 15％并且在一个特别 优选的方式中至少 20％的馏分 B 的乙烯体积含量。
馏分 C 有利的是包含包括至少 3 个碳原子的化合物。有利的是， 这些包括至少 3 个碳原子的化合物来自于含有乙烯以及得自步骤 a) 的其他组分的产物的混合物或者由在 步骤 b) 的过程中的副反应所产生。在包含至少 3 个碳原子的这些化合物之中， 可以提及丙 烷、 丙烯、 丁烷以及它们的不饱和衍生物以及还有所有饱和或不饱和的更重的化合物。
馏分 C 有利的是包含至少 95％， 优选至少 98％并且特别优选至少 99％的包含至少 3 个碳原子的化合物， 该化合物包含在经受了步骤 b) 的产物的混合物中。
相对于馏分 C 的总重量， 馏分 C 有利的是包含按重量计最多 1％， 优选最多 0.8％ 并且特别优选最多 0.5％的乙烯。
馏分 C 有利的是富含比乙烯重的化合物。优选地， 馏分 C 作为燃料烧掉或者进行 化学增值 (valorised)。更优选地， 馏分 C 进行化学增值。馏分 C 最有利的是经受一个分离 步骤， 该步骤包括例如通过蒸馏将馏分 C 分离成两种不同的馏分， 这两种不同的馏分分别 含有包括少于 5 个碳原子的化合物为其中一种馏分 ( 馏分 C1)， 以及包括至少 5 个碳原子的 化合物为另一种馏分 ( 馏分 C2)。然后优选是使馏分 C1 在循环至步骤 a) 之前经受至少一 个氢化步骤以进行化学增值。 馏分 C2， 特别是富含苯， 特别优选送去生产乙苯。 因此有益的 是可以将步骤 b) 适配为使苯直接到馏分 C 以使其回收最大化。
在一些情况下， 有益的是分离乙烷以使其增值。 在这些情形中， 根据本发明的方法 可以适配为使乙烷直接到馏分 C 或作为一种单独的馏分进行分离。
在乙烷直接到馏分 C 的情况下， 可以通过使用另外一个蒸馏柱将乙烷从存在于馏 分 C 中的更重的烃类中分离出。还可以通过将乙烷从用于从其他馏分中分离出馏分 C( 在 底部撤出 ) 的蒸馏柱的侧面撤出而将其回收， 或在分离馏分 C 时通过使用间壁蒸馏柱代替 常规蒸馏柱来回收。
在乙烷作为一种单独的馏分进行分离的情况下， 它可以在步骤 b) 中从其他馏分 中分离出。
在回收之后， 乙烷可以作为燃料烧掉或进行化学增值。 乙烷优选是进行化学增值。 因此， 乙烷更优选的是如专利申请 WO2008/000705、 WO2008/000702 以及 WO2008/000693 中 所描述， 循环至步骤 a) 或经受一个氧化脱氢作用 (ODH)， 以便产生之后经受氧氯化反应的 乙烯。乙烷最优选被循环至步骤 a)。根据依照本发明的方法的步骤 c)， 将馏分 A 和馏分 B 中的一种馏分送去生产 DCE 以及任选地生产由其衍生的任何化合物， 任选地是在经受了乙炔氢化作用之后， 而将另一 种馏分送去生产直接从乙烯开始生产的不同于 1， 2- 二氯乙烷的至少一种乙烯衍生物化合 物以及任选地生产由其衍生的任何化合物。
根据一个第一实施方案， 根据本发明的方法有利的是使得在步骤 a) 和 b) 之后， c) 将馏分 A 送去生产 DCE 以及任选地生产由其衍生的任何化合物， 任选地是在经受了乙炔氢 化作用之后， 而将馏分 B 送去生产直接从乙烯开始生产的不同于 DCE 的至少一种乙烯衍生 物化合物以及任选地生产由其衍生的任何化合物。
根据该第一实施方案， DCE 有利的是进一步经受一个 DCE 裂解步骤以产生 VC， 并且 优选之后使 VC 聚合以产生 PVC。
根据第一实施方案的一个第一变体， 该方法有利的是使得在步骤 a) 和步骤 b) 之 后，
c) 将馏分 A 送去生产 DCE， 任选地是已经在一个氯化反应器中经受了乙炔氢化作 用之后， 其中大部分存在于馏分 A 中的乙烯通过与分子氯反应被转化成 DCE， 而将馏分 B 送 去生产直接从乙烯开始生产的不同于 DCE 的至少一种乙烯衍生物化合物以及任选地生产 由其衍生的任何化合物 ；
d) 将得到的 DCE 从得自该氯化反应器的产品流中分离出 ；
e) 使分离出的 DCE 经受一个 DCE 裂解步骤， 因此产生 VC 以及氯化氢 ； 并且
f) 将得到的 VC 以及氯化氢从得自 DCE 裂解步骤的产品流中分离出。
该氯化反应 ( 通常称为直接氯化作用 ) 有利的是在含有一种溶解的催化剂例如 FeCl3 或者另一种路易斯酸的一个液相 ( 优选主要是 DCE) 中进行。有可能有利地将这种催 化剂与助催化剂如碱金属氯化物进行组合。已经得到良好结果的一个配对是 FeCl3 与 LiCl 的络合物 ( 四氯高铁酸锂 - 如专利申请 NL 6901398 中所描述 )。
所使用的 FeCl3 的量有利的是每 kg 液体母料大约 1g 至 30g 的 FeCl3。FeCl3 与 LiCl 的摩尔比有利地为 0.5 至 2 的级别。
此外， 该氯化反应优选地是在一种氯化的有机液体介质中进行。 更优选地， 这种氯 化的有机液体介质， 也称作液体母料， 主要由 DCE 构成。
根据本发明的氯化反应有利的是在 30℃和 150℃之间的温度下进行。不管压力如 何， 在低于沸点 ( 在过冷却条件下的氯化过程 ) 和在沸点本身 ( 在沸点时的氯化过程 ) 的 温度都已经得到了良好的结果。
当根据本发明的氯化方法是一种过冷却条件下的氯化方法时， 通过在以下温度和 气相中的一个压力下操作得到了良好的结果， 该温度有利的是高于或者等于 50℃并且优选 高于或者等于 60℃， 但是有利的是低于或者等于 80℃并且优选低于或者等于 70℃， 以及该 压力有利的是高于或者等于 1 巴绝对值并且优选高于或者等于 1.1 巴绝对值， 但是有利的 是低于或者等于 20 巴绝对值， 优选低于或者等于 10 巴绝对值并且特别优选低于或者等于 6 巴绝对值。
在沸点下氯化的方法可以优选有效地回收该反应热。在这种情况下， 该反应有利 的是在高于或者等于 60℃的温度下发生， 优选高于或者等于 70℃并且特别优选高于或者 等于 85℃， 但是有利的是低于或者等于 150℃并且优选低于或者等于 135℃， 并且在该气相中的压力有利的是高于或者等于 0.2 巴绝对值， 优选高于或者等于 0.5 巴绝对值， 特别优选 高于或者等于 1.1 巴绝对值并且更特别优选高于或者等于 1.3 巴绝对值， 但是有利的是低 于或者等于 10 巴绝对值并且优选低于或者等于 6 巴绝对值。
该氯化方法也可以是一种在沸点下氯化的混合回路冷却 (hybrid loop-cooled) 方法。表述 “在沸点下氯化的混合回路冷却方法” 应理解为是指一种方法， 其中例如通过浸 入在该反应介质内的一个交换器或者通过在一个交换器内循环的一个回路对该反应介质 进行冷却， 同时在气相中产生至少为所形成的量的 DCE。有利地， 调节该反应温度和压力来 使所产生的 DCE 以气相形式离开并且通过交换表面积除去来自该反应介质的剩余热量。
可以用任何已知的设备将进行氯化的馏分以及还有分子氯 ( 本身纯净或稀释的 ) 一起或单独地引入该反应介质。单独引入进行氯化作用的馏分可能是有利的， 以便增加其 分压并且促进其溶解， 这通常构成该方法的一个限制步骤。
分子氯以足够的量加入来转化大部分乙烯， 并且不要求添加过量的未转化的氯。 所用的氯 / 乙烯的比例优选在 1.2mol/mol 和 0.8mol/mol 之间， 并且特别优选在 1.05 和 0.95mol/mol 之间。
所获得的氯化产物主要含有 DCE 以及还有少量副产物， 例如 1， 1， 2- 三氯乙烷或少 量的乙烷或甲烷氯化产物。
分离从得自该氯化反应器的产品流中所获得的 DCE 是根据已知的方式进行并且 一般来说使之有可能利用该氯化反应的热。之后它优选通过冷凝作用和气 / 液分离进行。
然后有利地是使未转化的产物 ( 甲烷、 乙烷、 一氧化碳、 氮气、 氧气和氢气 ) 经受比 分离起始于该最初混合物的纯乙烯所必需的更容易的一个分离。
氢气特别是可以从未转化的产物中提取出来并且进行增值例如像用于在过氧化 氢的生产中工作溶液的氢化或者用于过氧化氢的直接合成。
DCE 的裂解步骤可以进行的条件是本领域技术人员已知的。DCE 裂解可以在第三 化合物存在或不存在时进行， 在这些第三化合物中可以提及的有催化剂 ； DCE 裂解在这种 情况下是一种催化性 DCE 裂解。然而 DCE 裂解优选是在第三化合物不存在时并且仅在热的 作用下进行 ； DCE 裂解在这种情况下经常称为热解。
该热解有利的是在一个管式炉内通过一个在气相内的反应而获得。 通常的热解温 度是在 400℃和 600℃之间并且优选是 480℃和 540℃之间的范围。停留时间有利的是在 1 秒和 60 秒之间， 优选是从 5 秒至 25 秒的范围。为了限制副产物的形成以及炉管道的沾污， 该 DCE 的转化率有利地是限制在 45％至 75％。
分离从得自热解的产品流中所获得的 VC 和氯化氢是根据已知的方式使用任何已 知的装置进行的， 以便收集纯化的 VC 和氯化氢。纯化之后， 有利地是将未转化的 DCE 传送 至该热解炉。
根据该第一实施方案的第一变体的该第一子变体， VC 优选之后进行聚合以产生 PVC。
PVC 的生产可以是一种本体、 溶液或水性分散系聚合法， 它优选是一种水性分散系 聚合法。
表述水性分散系聚合应理解为是指在水性悬浮液中的自由基聚合以及在水性乳 液中的自由基聚合以及在水性微悬浮液中的聚合。表述水性悬浮液中的自由基聚合应理解为是指在分散剂以及油溶性自由基引发 剂的存在下在水性介质中进行的任何自由基聚合过程。
表述水性乳液中的自由基聚合应理解为是指在乳化剂以及水可溶的自由基引发 剂的存在下在水性介质中进行的任何自由基聚合过程。
表述水性微悬浮液聚合 ( 也称为在均匀化的水性分散体中的聚合 ) 应理解为是指 任何自由基聚合过程， 其中使用了油溶性引发剂并且由于强有力的机械搅拌以及在乳化剂 的存在下制备了单体小滴的乳液。
分离后， 氯化氢可以用于任何目的。 例如， 它可以送至合成一些化合物， 像氯化钙 ； 一种或多种一或多氯代的醇， 在这些之中有通过与 1， 2- 丙二醇、 1， 3- 丙二醇、 或 1， 2， 3- 丙 三醇 ( 甘油或丙三醇， 导致环氧氯丙烷的合成 ) 进行反应而得的一种或多种一或多氯代的 丙醇 ； 一种或多种一或多氯代的烷烃， 在这些之中有通过与甲醇反应而得的一或多氯代的 甲烷 ； 水性盐酸 ； 三氯化铁 ； 氯化铝 ； 氯硅烷 ； 氯化钛 ； 氯化锌 ； 其他无机氯化物像氯化铵， 并且还传送至例如芳香族化合物的氧氯化过程、 炔烃的 ( 例如乙炔进行氢氯化反应生成 VC) 或烯烃的氢氯化反应、 或者被氧化成分子氯。
在根据步骤 f) 的分离过程之后， g) 氯化氢优选是经受氧化作用成为分子氯， 分子 氯之后更优选循环至氯化反应器。
分离后的氯化氢被氧化成分子氯可以根据任何已知的方法进行。
在这些已知的方法中， 可以提及盐酸的电解、 由氧气对氯化氢进行催化氧化的过 程， 像 KEL 氯法， 称为 Kellogg( 使用浓硫酸以及亚硝酰基硫酸作为催化剂 )， Shell-Deacon 法 ( 使用氯化铜 (II) 与其他金属氯化物的混合物在硅酸盐载体上作为催化剂 ) 以及改良 的迪肯 (Deacon) 法像 Mitsui-Toatsu(MT- 氯 ) 法 ( 使用氧化铬 (III) 在硅酸盐载体上作 为催化剂 ) 以及用硝酸对氯化氢进行氧化。
对于根据本发明的方法， 用氧对氯化氢进行催化氧化是优选的。该氧化过程有利 的是用含有氧的气体进行。
如可以使用含有氧、 分子氧或空气的气体。 氧可以通过通常的工业方法来生产， 如 空气变压法或空气深冷分离。
虽然氧化一摩尔的氯化氢所必需的氧的理论摩尔量是 0.25 摩尔， 优选以超过理 论量的量使用氧， 并且更优选地， 每一摩尔的氯化氢使用 0.25 摩尔至 2 摩尔的氧。
根据本发明在氧化反应中使用的催化剂可以是通过氯化氢的氧化生产氯时所使 用的任何已知的催化剂。
催化剂的实例是如在迪肯法中的基于铜的催化剂、 氧化铬、 氧化钌或氧化钌与氧 化钛的混合物。迪肯催化剂有利的是包括氯化铜、 氯化钾以及不同种类的化合物作为第三 组分。
催化剂的形状可以是常规使用的任何形状， 如球形颗粒、 圆柱形小粒、 挤出形式、 环形、 蜂窝形、 或通过对模制的材料进行研磨并且随后进行筛选而得的具有合适尺寸的粒 料。催化剂的尺寸优选是 10mm 或更小。尽管催化剂的尺寸的下限可以不受限制， 催化剂的 尺寸有利的是至少 0.1mm。在此， 催化剂的尺寸是指在球形颗粒的情况下为球的直径， 在圆 柱形小粒的情况下为截面的直径， 或者在其他形式的情况下为截面的最大尺寸。
有益的是将含有氧的气体分成几部分并且将其引入至少两个反应区域。氧化反应有利的是在至少两个反应区域中进行， 它们各自包括一个催化剂填充的 层， 优选是以串联方式安排。
反应压力有利的是从 0.1MPa 至 5Mpa。反应温度有利的是从 200℃至 650℃， 更优 选从 200℃到 500℃。
反应器有利的是管状反应器， 其内径优选是从 10mm 到 50mm， 更优选从 10mm 到 40mm。
分子氯更优选循环至氯化反应器。该循环可以根据任何已知的方法进行。分子氯 有利的是首先进行干燥并且然后放置在对进入氯化作用而言所要求的压力下。 干燥有利的 是通过压缩在出口处进行冷凝或通过使用具有硫酸或与氯相容的吸收剂的柱来进行的， 优 选是用具有硫酸的柱。
根据第一实施方案， 馏分 B 被传送到至少一种直接从乙烯开始生产的不同于 DCE 的乙烯衍生物化合物以及可任选的由其衍生的任何化合物的生产。
作为此类可以从馏分 B 生产的直接从乙烯开始生产的不同于 DCE 的乙烯衍生物化 合物的实例， 除其他之外， 可以提及环氧乙烷、 直链 α- 烯烃、 直链伯醇、 乙烯的均聚物和共 聚物、 乙苯、 乙酸乙烯酯、 乙醛、 乙醇、 以及丙醛。 作为可任选由其衍生的化合物的实例， 除其他之外可以提及从环氧乙烷生产的乙 二醇类、 从乙苯生产的苯乙烯以及衍生于苯乙烯的苯乙烯聚合物。
因此， 馏分 B 可以被送去生产直接从乙烯开始生产的不同于 DCE 的一种或几种乙 烯衍生物化合物。
为了送去生产直接从乙烯开始生产的不同于 DCE 的几种乙烯衍生物化合物， 馏分 B 有利的是按照需要分离成具有相同组成的多个馏分。
优选地， 馏分 B 被送去生产直接从乙烯开始生产的不同于 DCE 的一种乙烯衍生物 化合物。
馏分 B 更优选被送去生产乙苯并且最优选送去生产本身又被送去生产苯乙烯的 乙苯， 苯乙烯此后被聚合以便获得苯乙烯聚合物。
根据该第一实施方案的一个第二变体， 该方法优选是使得在步骤 a) 和步骤 b) 之 后，
c) 将馏分 A 送去生产 DCE， 可任选地在一个氯化反应器中经受了乙炔氢化作用之 后， 其中存在于馏分 A 中最多 90％的乙烯通过与分子氯反应被转化成 DCE， 而将馏分 B 送去 生产直接从乙烯开始生产的不同于 DCE 的至少一种乙烯衍生物化合物以及任选地生产由 其衍生的任何化合物。
d) 将在氯化反应器中形成的 DCE 可任选地从得自该氯化反应器的产品流中分离 ；
e) 得自该氯化反应器的产品流 ( 从该产品流中已经可任选地提取了 DCE) 被传送 至一个氧氯化反应器， 其中大部分的余量乙烯被转化成 DCE， 在可任选地使后者经受一个吸 收 / 解吸步骤 e’ ) 之后， 如果先前没有提取的话， 则在此过程中将在该氯化反应器中形成的 DCE 可任选地进行提取 ； 并且
f) 将在氧氯化反应器内形成的 DCE 从来自该氧氯化反应器的产品流中分离并且 可任选地加入在该氯化反应器内形成的 DCE 中。
根据该第一实施方案的此第二变体， DCE 有利的是进一步经受一个 DCE 裂解步骤
以产生 VC， 并且优选之后使 VC 聚合以产生 PVC。
除以下详述的氯的流量之外， 在第一实施方案的第二变体的具体情况下， 有关氯 化反应的细节参照第一实施方案的第一变体进行。
氯的流量有利的是使至少 10％、 优选至少 20％并且特别优选至少 30％的乙烯转 化成 DCE。该氯的流量有利地是使最多 90％， 优选最多 80％并且特别优选最多 70％的乙烯 转化成 DCE。
根据依照本发明的方法的第一实施方案的第二变体的步骤 d)， 在该氯化反应器内 形成的 DCE 被可任选地从得自该氯化反应器的产品流中分离出。在某些情况下， 可能有利 的是不从得自该氯化反应器的产品流中分离在该氯化反应器中形成的 DCE。 然而优选， 将该 氯化反应器中形成的 DCE 从得自该氯化反应器的产品流中分离出。
当它发生时， 分离从得自该氯化反应器的产品流中所获得的 DCE 是根据已知的方 法进行， 并且总体上使之有可能利用该氯化反应的热。然后， 它优选通过冷凝作用和气 / 液 分离来进行。
根据依照本发明的方法的第一实施方案的第二变体的步骤 e)， 得自该氯化反应器 的产品流 ( 从该产品流中已经可任选地提取了 DCE) 被传送至一个氧氯化反应器， 其中大部 分的余量乙烯被转化成 DCE， 在可任选地将后者进行一个吸收 / 解吸步骤 e’ ) 之后， 如果先 前没有提取的话则在此过程中将在该氯化反应器内形成的 DCE 可任选地进行提取。
该氧氯化反应有利的是在包含活性元素的一种催化剂的存在下进行， 这些活性元 素包括沉积于一种惰性载体上的铜。该惰性载体有利地选自氧化铝、 硅胶、 混合氧化物、 粘 土以及其他天然来源的载体。氧化铝构成一种优选的惰性载体。
优选的是包含活性元素 ( 其中之一是铜 ) 的催化剂， 该活性元素的数目有利地为 至少两个。在除了铜以外的这些活性元素中， 可以提及碱金属、 碱土金属、 稀土金属以及选 自下组的金属， 该组的构成为钌、 铑、 钯、 锇、 铱、 铂和金。 包含下列活性元素的催化剂是特别 有利的 ： 铜 / 镁 / 钾， 铜/镁/钠； 铜 / 镁 / 锂， 铜 / 镁 / 铯， 铜 / 镁 / 钠 / 锂， 铜/镁/钾/ 锂和铜 / 镁 / 铯 / 锂， 铜 / 镁 / 钠 / 钾， 铜 / 镁 / 钠 / 铯和铜 / 镁 / 钾 / 铯。最特别优选在 专利申请 EP-A 255 156、 EP-A 494 474、 EP-A 657 212 和 EP-A 657 213 中所描述的催化 剂， 这些专利申请通过引用结合在此。
铜的含量， 以金属形式计算， 有利的是在 30g/kg 和 90g/kg 之间， 优选在 40g/kg 和 80g/kg 之间并且特别优选在 50g/kg 和 70g/kg 催化剂之间。
镁的含量， 以金属形式计算， 有利的是在 10g/kg 和 30g/kg 之间， 优选在 12g/kg 和 25g/kg 之间并且特别优选在 15g/kg 和 20g/kg 催化剂之间。
碱金属的含量， 以金属形式计算， 有利的是在 0.1g/kg 和 30g/kg 之间， 优选在 0.5g/kg 和 20g/kg 之间并且特别优选在 1g/kg 和 15g/kg 催化剂之间。
铜 ∶ 镁 ∶ 一 种 或 多 种 碱 金 属 的 原 子 比 有 利 地 是 1 ∶ 0.1-2 ∶ 0.05-2， 优选 1 ∶ 0.2-1.5 ∶ 0.1-1.5 并且特别优选 1 ∶ 0.5-1 ∶ 0.15-1。
比表面积， 有利的是在 25m2/g 和 300m2/g 之间， 优选在 50m2/g 和 200m2/g 之间并且 特别优选在 75m2/g 和 175m2/g 之间的催化剂 ( 根据 BET 方法以氮测得 ) 是特别有利的。
该催化剂可以在一个固定床或一个流动床内使用。优选第二种选择。该氧氯化过 程是在该反应所通常建议的条件范围内进行操作。温度有利地是在 150℃和 300℃之间， 优选在 200℃和 275℃之间并且最优选从 215℃到 255℃。压力有利的是在大气压以上。在 2 巴绝对值和 10 巴绝对值之间的值给出了良好的结果。优选在 4 巴绝对值至 7 巴绝对值的 范围。该压力可以被有效地调节， 以得到在该反应器内的一个最佳停留时间并且保持对于 不同操作速度而言恒定的通过率。通常的停留时间范围是从 1 秒至 60 秒， 并且优选从 10 秒至 40 秒。
这种氧氯化作用的氧源可以是空气、 纯氧或它们的一种混合物， 优选纯氧。 优选允 许易于回收未转化的反应物的后者的溶液。
这些反应物可以通过任何已知的装置引入该床层。为了安全因素， 将氧气与其他 反应物分开引入总体上是有利的。 这些安全因素还要求保持离开或再循环至该反应器的气 体混合物在所讨论的压力和温度下在可燃性的限度之外。优选保持一种所谓的富集混合 物， 即相对于引燃该燃料含有过少的氧气。 在这方面， 在这种化合物具有宽的可燃性范围的 条件下， 氢的充足存在 ( ＞ 2vol％， 优选＞ 5vol％ ) 将构成一个缺点。
所用的氯化氢 / 氧的比例有利地是在 3mol/mol 和 6mol/mol 之间。该乙烯 / 氯化 氢的比例有利地是在 0.4mol/mol 至 0.6mol/mol 之间。
所得到的氯化产物主要包含 DCE 以及还有少量副产物， 例如 1， 1， 2- 三氯乙烷。
在某些情况下， 在进入氧氯化反应器之前， 使来自氯化反应器的产品流 ( 从该产 品流中已经可任选地提取了 DCE) 经受吸收 / 解吸步骤 e’ ) 可能是有利的， 如果先前没有提 取的话则在此过程中将在该氯化反应器内形成的 DCE 可任选地进行提取。
表述 “步骤 e′ )， 如果先前没有提取的话则在此过程中将在氯化反应器内形成的 DCE 可任选地进行提取” 应理解为是指在该氯化反应器中形成的 DCE 可以在步骤 e’ )( 如果 该步骤发生并且如果 DCE 先前没有被提取的话 ) 中被提取。优选地， 在该氯化反应器中形 成的 DCE 在步骤 e’ )( 如果该步骤发生并且如果 DCE 先前没有被提取的话 ) 中被提取。
因此， 得自氯化反应器的产品流， 从该产品流中已经可任选地提取了 DCE( 以下称 为氯化流 ) 有利地是经受一个吸收步骤以及一个解吸步骤， 其中使所述流优选与包含一种 溶剂的洗涤剂进行接触。
表述 “包含一种溶剂的洗涤剂” 或更简单的 “洗涤剂” 应理解为是指其中溶剂以液 态存在的一种组合物。
因此， 根据本发明可以使用的洗涤剂有利地是包含处于液态的溶剂。在所述洗涤 剂内存在其他化合物完全没有排除在本发明的范围之外。然而， 优选该洗涤剂包含按体积 计至少 50％的溶剂， 更特别的是按体积计至少 65％并且最特别优选按体积计至少 70％。
该溶剂有利的是选自醇类、 乙二醇类、 多元醇类、 醚类、 一种或多种乙二醇与一种 或多种醚类的混合物、 矿物油连同 DCE。该溶剂优先选自醇类、 矿物油类以及 DCE， 并且更优 先选自共沸乙醇 ( 有利的是具有按体积计至少 70％、 优选至少 80％并且更优选至少 85％的 乙醇的水性乙醇 ) 以及 DCE。该溶剂最优选是 DCE。
用于该吸收步骤的洗涤剂可以由任何来源的新鲜洗涤剂组成， 例如离开氯化单元 的共沸乙醇粗品以及 DCE 粗品， 离开氧氯化单元的 DCE 粗品或者还未被纯化的这二者的一 个混合物。它也可以由所述 DCE( 该 DCE 之前已经被纯化 ) 或者由全部或部分的在以下所 解释的解吸步骤中回收的洗涤剂组成， 该洗涤剂可任选地包含在该氯化反应器中形成的以 及在该解吸步骤中提取的 DCE， 在一个可任选的处理之后， 使之有可能减少该 DCE 中比乙烷重的化合物 ( 如以下所解释 ) 的浓度， 可任选地通过添加新鲜的洗涤剂。
优选地， 用于该吸收步骤的洗涤剂由全部或部分的在解吸步骤中回收的洗涤剂组 成， 该洗涤剂可任选地包含在该氯化反应器中形成以及在解吸步骤中提取的 DCE， 在上述可 任选的处理之后， 可任选地添加新鲜的洗涤剂。在该氯化反应器中形成的 DCE 是在氯化出 口从得自该氯化反应器的产品流中分离的情况下， 在一个特别优选的方式中， 用于该吸收 步骤的洗涤剂由全部或部分的在该解吸步骤中回收的洗涤剂组成， 在上述可任选的处理之 后， 添加新鲜的洗涤剂 ( 来补偿在吸收和解吸步骤中洗涤剂的损失 )。
上述可任选的处理使之有可能减少在该洗涤剂中比乙烷重的化合物的浓度， 优选 包含至少 3 个碳原子的化合物， 该处理可以是一个解吸比乙烷重的并且比该洗涤剂轻的化 合物的步骤或者是一个蒸馏该洗涤剂的步骤。优选地， 它包括解吸比乙烷重并且比洗涤剂 轻的化合物。优选地， 发生对该洗涤剂的这种处理。
当 DCE 是洗涤剂时在最优选的情况下的一个实质的优点在于以下事实， 即该 DCE 的存在毫不麻烦， 因为它主要是在氧氯化或氯化过程中形成的化合物。
洗涤剂和这些氯化流的对应的通过量之间的比例并不关键， 并且可以在很大范围 内变化。在操作中， 它仅受再生该洗涤剂的成本限制。一般说来， 对于每吨氯化流， 洗涤剂 的通过量至少为 1 吨， 优选至少 5 吨并且特别优选至少 10 吨。一般说来， 对于每吨待从该 氯化流中提取的乙烯和乙烷混合物， 洗涤剂的通过量最多为 100 吨， 优选最多 50 吨并且特 别优选最多 25 吨。
该吸收步骤有利地是借助一个吸收器进行， 例如像， 一个升膜或降膜吸收器， 或者 选自下列各项的一个吸收柱 ： 板式柱、 不规则填充柱、 规整填充柱、 结合有一种或多种前述 内部构件的柱、 以及喷洒柱。 该吸收步骤优选借助一个吸收柱进行， 且特别优选借助一个板 式吸收柱进行。
该吸收柱有利的是配有关联的配件， 例如像在柱的内部或外部的至少一个冷凝器 或冷却器 (chiller)。
前述吸收步骤有利的是在至少 15 巴绝对值， 优选至少 20 巴绝对值并且特别优选 至少 25 巴绝对值的压力下进行。该吸收步骤有利地在最多 40 巴绝对值， 优选最多 35 巴绝 对值并且特别优选最多 30 巴绝对值的压力下进行。
该吸收步骤进行时的温度在该吸收器或吸收柱顶部有利地是至少 -10℃， 优选至 少 0℃并且特别优选至少 10℃。在该吸收器或吸收柱的顶部有利地是最高 60℃， 优选最高 50℃并且特别优选最高 40℃。
在该吸收器或吸收柱底部的温度为至少 0 ℃， 优选至少 10 ℃并且特别优选至少 20℃。它有利的是最多 70℃， 优选最多 60℃并且特别优选最多 50℃。
有利的是使从吸收步骤得到的流经受解吸步骤， 该流是纯化掉比乙烯轻的化合物 并且富含洗涤剂的氯化流。
在解吸步骤之后回收的洗涤剂 ( 可任选地包含在该氯化反应器中形成的然后被 提取的 DCE) 可以被除去 ； 被全部或部分地传送至该氧氯化区段， 其中该 DCE 与在该氧氯化 反器中形成的 DCE 一起进入 ； 或者被全部或部分地再传送至该吸收步骤， 可任选地在上述 处理之后， 可任选地加入新鲜的洗涤剂。 优选地， 在该解吸步骤之后回收的洗涤剂被全部或 部分地送回到该吸收步骤， 在上述可任选的处理之后， 可任选地添加新鲜的洗涤剂， 或者被再传送至氧氯化区段。在氯化反应器中形成的 DCE 是在氯化出口从得自该氯化反应器的产 品流中分离出的情况下， 在一个特别优选的方式中， 在解吸步骤之后回收的洗涤剂在上述 可任选的处理之后添加了新鲜的洗涤剂时被全部或部分地送回到吸收步骤。
该解吸步骤有利的是借助一个解吸器进行， 例如像， 一个升膜或降膜解吸柱， 一个 再沸器或者一个选自下列各项的解吸柱 ： 板式柱、 不规则填充柱、 规整填充柱、 结合有一种 或多种前述内部构件的柱和喷洒柱。该解吸作用还可以通过直接喷射蒸汽以收集 DCE 来进 行。该解吸步骤优选是借助一个解吸柱进行， 并且特别优选借助一个板式解吸柱进行。
该解吸柱有利地是配有关联的配件， 例如像在柱的内部或外部的至少一个冷凝器 或一个冷却器以及至少一个再沸器。
该解吸作用的压力有利地是选择为使得解吸后气体中含有至少 3 个碳原子的化 合物的含量小于按体积计 100ppm， 优选小于或等于 50ppm 并且特别优选小于或等于 20ppm。
上述解吸步骤有利的是在至少 1 巴绝对值， 优选至少 2 巴绝对值并且特别优选至 少 3 巴绝对值的压力下进行。该解吸步骤有利地是在最多 20 巴绝对值， 优选最多 15 巴绝 对值并且特别优选最多 10 巴绝对值的压力下进行。
该解吸步骤进行时的温度在该解吸器或解吸柱顶部有利地为至少 -10℃， 优选至 少 0℃并且特别优选至少 10℃。在该解吸器或解吸柱顶部有利地为最多 60 ℃， 优选最多 50℃并且特别优选最多 45℃。
在该解吸器或解吸柱底部的温度为至少 60℃， 优选至少 80℃并且特别优选至少 100℃。它有利的是最多 200℃， 优选最多 160℃并且特别优选最多 150℃。
一个最特别的优选方案是属于以下情况， 即吸收步骤在一个吸收柱中进行并且解 吸步骤在一个解吸柱中进行。
该吸收步骤之后所回收的氢气， 可任选地在一个纯化步骤之后， 被有利地开发作 为一种燃料或作为一种反应物。因此， 该氢气可以在 DCE 热解步骤中被开发作为一种燃料。 它还可以被开发作为例如一个氢化反应的反应物。
根据依照本发明的方法的第一实施方案的第二变体的步骤 f)， 将在氧氯化反应器 中形成的 DCE 从来自该氧氯化反应器的产品流中分离并且可任选地加入在氯化反应器内 形成的 DCE 中。
分离从来自氧氯化反应器的产品流中所得的 DCE 是根据已知的方法进行的。它优 选是首先通过冷凝作用进行。该氧氯化反应器的热一般以蒸汽态回收， 它可以用于分离或 任何其它用途。
在离开氧氯化反应器之后， 还有利地是将来自该反应器的产品流洗涤以回收未转 化的 HCl。该洗涤操作有利地是一个碱洗步骤。优选随后进行一个气 / 液分离步骤， 该步骤 使之有可能回收以液体形式形成的 DCE 并且最终干燥 DCE。
表述 “可任选地加入在氯化反应器中形成的 DCE 中” 应理解为是指如果在氯化反 应器中形成的 DCE 被从得自该反应器的产品流中分离出， 在离开氯化反应器时或在步骤 e’ ) 之后， 在氧氯化反应器中形成的 DCE 可以加入或不加入其中。优选将它加入其中。如 果在另一方面， 该第一 DCE 未被分离， 则有利地是从来自该氧氯化反应器的产品流中分离 的 DCE 是被回收的唯一的 DCE 流。另一种替代方案是有利地将从得自氧氯化反应器的产品 流中分离出的 DCE 与一部分从得自氯化反应器的产品流中分离出的 DCE 混合并且将后者的另一部分直接送至 DCE 裂解步骤。
更多关于 DCE 裂解步骤以及关于对从得自 DCE 裂解步骤的产品流中获得的 VC 进 行分离的细节， 参照第一实施方案方法的第一变体。
根据第一实施方案的第二变体， VC 优选之后进行聚合以产生 PVC。对于更多关于 PVC 生产的细节， 参照第一实施方案的第一变体。
对于可以由馏分 B 生产的乙烯衍生物化合物所指的含义以及与其相关的特征和 优选方案， 参照第一实施方案的第一变体。
根据该第一实施方案的一个第三变体， 该方法有利的是使在步骤 a) 和步骤 b) 之 后，
c) 将馏分 A 送去生产 DCE， 任选地在经受了乙炔氢化作用之后， 在分离成具有相同 组成或不同组成的馏分 A1 和馏分 A2 之后， 而将馏分 B 送去生产直接从乙烯开始生产的不 同于 DCE 的一种乙烯衍生物化合物以及任选地生产由其衍生的任何化合物，
d) 将馏分 A1 传送至一个氯化反应器并且将馏分 A2 传送至一个氧氯化反应器， 在 这两个反应器内存在于馏分 A1 和 A2 中的大部分乙烯被转化成 DCE ； 并且
e) 将得到的 DCE 从得自该氯化和氧氯化反应器的产品流中分离 ； 将馏分 A 分离成馏分 A1 和馏分 A2 有利的是通过借助任何已知的方法将馏分 A 分 成具有相同组成或不同组成的两种单独的馏分而进行操作。
当离开步骤 a) 的含有乙烯以及其他成分的产物的混合物可以简单地分开时， 优 选当离开步骤 a) 的产物的混合物贫乏氢和 / 或富含在氢化步骤中与氢反应的化合物时， 馏 分 A 被分成具有相同组成的馏分 A1 和馏分 A2 的情况在第一实施方案的第三变体的背景下 是特别有益的。
当步骤 c) 要求具有不同组成的馏分时， 馏分 A 被分成具有不同组成的馏分 A1 和 馏分 A2 的情况在第一实施方案的第三变体的背景下是特别有益的。因此， 馏分 A 有利的是 分成具有不同组成的馏分 A1 和馏分 A2， 以使馏分 A1 之后被传送至氯化反应器而馏分 A2 被 传送至氧氯化反应器。
将馏分 A 分成馏分 A1 和馏分 A2 可以通过任何已知的方式进行。优选地， 馏分 A 是通过在一个换热器内间接冷却进行冷却， 其中馏分 A2 在膨胀之后被蒸发至一个合适的 压力， 并且通过在换热器中 ( 用一个合适的冷却介质冷却 ) 间接接触进行过冷却， 直至达到 其所限定的温度下降。液体蒸汽优选是被分开以产生蒸汽馏分 A1 和液体馏分 A2。温度下 降有利的是大于 5℃、 优选大于 7℃并且更优选大于 8℃。温度下降有利的是小于 30℃、 优 选小于 25℃并且更优选小于 22℃。
馏分 A1 有利的是含有多于 10％、 优选多于 20％并且更优选多于 25％的包含在馏 分 A 中的乙烯的量。馏分 A1 有利的是含有少于 90％、 优选少于 80％并且更优选少于 75％ 的包含在馏分 A 中的乙烯的量。
馏分 A1 有利的是含有多于 80％、 优选多于 85％并且更优选多于 90％的包含在馏 分 A 中的氢气的量。
馏分 A1 有利的是含有多于 70％、 优选多于 75％并且更优选多于 80％的包含在馏 分 A 中的甲烷的量。
馏分 A1 有利的是含有少于 40％、 优选少于 30％并且更优选少于 25％的包含在馏
分 A 中的乙烷的量。
根据该第一实施方案的该第三变体， DCE 有利的是进一步经受一个 DCE 裂解步骤 以产生 VC， 并且优选之后使 VC 聚合以产生 PVC。
从得自氯化反应器的产品流中分离出的 DCE 可以在 DCE 裂解步骤之前与或不与从 得自氧氯化反应器的产品流中分离出的 DCE 混合。当两种 DCE 混合时， 它们可以完全地或 部分地混合。一种优选的情况是， 当从得自氧氯化反应器的产品流中分离出的 DCE 与一部 分从得自氯化反应器的产品流中分离出的 DCE 混合并且后者的另一部分直接送至 DCE 裂解 步骤时。
关于氯化反应器以及对从得自氯化反应器的产品流中获得的 DCE 进行分离的细 节， 参照第一实施方案的第一变体。关于 DCE 裂解步骤以及对从得自 DCE 裂解步骤的产品 流中获得的 VC 进行分离的细节， 仍参照相同的第一变体。关于氧氯化反应以及对从得自氧 氯化反应器的产品流中获得的 DCE 进行分离的细节， 参照第一实施方案的第二变体。
根据第一实施方案的该第三变体， VC 优选之后进行聚合以产生 PVC。对于更多关 于 PVC 生产的细节， 参照第一实施方案的第一变体。
对于可以由馏分 B 生产的乙烯衍生物化合物所指的含义以及与其相关的特征和 优选方案， 参照第一实施方案的第一变体。
根据一个第二实施方案， 根据本发明的方法有利的是使在步骤 a) 和 b) 之后， c) 将 馏分 A 送去生产直接从乙烯开始生产的不同于 DCE 的乙烯衍生物化合物以及任选地生产由 其衍生的任何化合物， 而将馏分 B 送去生产 DCE 以及任选地由其衍生的任何化合物， 任选地 在经受了乙炔氢化作用之后。
根据该第二实施方案， DCE 有利的是进一步经受一个 DCE 裂解步骤以产生 VC， 并且 优选之后使 VC 聚合以产生 PVC。
根据该第二实施方案的一个第一变体， 该方法有利的是使在步骤 a) 和步骤 b) 之 后，
c) 将馏分 A 送去生产直接从乙烯开始生产的不同于 DCE 的一种乙烯衍生物化合物 以及任选地生产由其衍生的任何化合物的生产， 而将馏分 B 送去生产 DCE， 任选地在一个氯 化反应器中经受了乙炔氢化作用之后， 在该氯化反应器中大部分存在于馏分 B 中的乙烯通 过与分子氯反应被转化成 DCE ；
d) 将得到的 DCE 从得自氯化反应器的产品流中分离 ；
e) 使分离出的 DCE 经受一个 DCE 裂解步骤， 因此产生 VC 以及氯化氢 ； 并且
f) 将得到的 VC 以及氯化氢从得自 DCE 裂解步骤的产品流中分离出。
第二实施方案的该第一变体的特征以及优选方式与对于根据本发明的第一实施 方案的第一变体所定义的那些相同， 用馏分 B 代替馏分 A， 并且反之亦然。
根据第二实施方案的一个第二变体， 该方法有利的是使在步骤 a) 和 b) 之后，
c) 将馏分 A 送去生产直接从乙烯开始生产的不同于 DCE 的一种乙烯衍生物化合物 以及任选地生产由其衍生的任何化合物， 而将馏分 B 送去生产 DCE， 任选地在一个氯化反应 器中经受了乙炔氢化作用之后， 在该氯化反应器中最多存在于馏分 B 中的 90％的乙烯通过 与分子氯反应被转化成 DCE ； 并且
d) 将在该氯化反应器中形成的 DCE 可任选地从得自该氯化反应器的产品流中分离； e) 得自氯化反应器的产品流 ( 从该产品流中已经可任选地提取了 DCE) 被传送至 一个氧氯化反应器， 其中大部分的余量乙烯被转化成 DCE， 在可任选地使后者经受一个吸收 / 解吸步骤 e’ ) 之后， 如果先前没有提取的话， 则在此过程中将在该氯化反应器中形成的 DCE 可任选地进行提取 ； 并且
f) 将在该氧氯化反应器内形成的 DCE 从来自该氧氯化反应器的产品流中分离并 且可任选地加入在该氯化反应器内形成的 DCE 中。
根据该第二实施方案的该第二变体， DCE 有利的是进一步经受一个 DCE 裂解步骤 以产生 VC， 并且优选之后使 VC 聚合以产生 PVC。
第二实施方案的该第二变体的特征以及优选方式与对于根据本发明的第一实施 方案的第二变体所定义的那些相同， 用馏分 B 代替馏分 A， 并且反之亦然， 然而， 特别之处在 于在该具体的第二子变体中， 可能有利的是在进入氧氯化反应器之前， 不使来自氯化反应 器的产品流 ( 从中已经可任选地提取了 DCE) 经受吸收 / 解吸步骤 e’ )。
根据该第二实施方案的一个第三变体， 该方法有利的是使在步骤 a) 和 b) 之后，
c) 将馏分 A 送去生产直接从乙烯开始生产的不同于 DCE 的一种乙烯衍生物化合物 以及任选地生产由其衍生的任何化合物， 而在将馏分 B 分离成具有相同组成或不同组成的 馏分 B1 和馏分 B2 之后将其送去生产 DCE， 任选地在经受了乙炔氢化作用之后 ；
d) 将馏分 B1 传送至一个氯化反应器并且将馏分 B2 传送至一个氧氯化反应器， 在 这两个反应器内存在于馏分 B1 和 B2 内的大部分乙烯被转化成 DCE ； 并且
e) 将得到的 DCE 从得自氯化和氧氯化反应器的产品流中分离。
根据该第二实施方案的该第三变体， DCE 有利的是进一步经受一个 DCE 裂解步骤 以产生 VC， 并且优选之后使 VC 聚合以产生 PVC。
第二实施方案的改第三变体的特征以及优选方式与对于根据本发明的第一实施 方案的第三变体所定义的那些相同， 用馏分 B 代替馏分 A 并且反之亦然， 并且用馏分 B1 和 B2 代替馏分 A1 和 A2。
根据本发明的方法的一个优点是它允许将 DCE 的生产与至少一种不同于 DCE 的乙 烯衍生物化合物的生产进行整合。
该整合由于分担了与共有步骤相关的成本而使得总成本降低。
在将 DCE/VC/PVC 的生产与乙苯 / 苯乙烯 / 聚苯乙烯的生产进行整合的具体情况 下， 该方法允许对富含苯的馏分 ( 此处为以上馏分 C2) 进一步进行增值。
根据本发明的方法的另一个优点是， 它使之有可能在同一工业地点拥有一个完整 的综合工艺。
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