CN104211564A - 从氯醇法环氧丙烷废液中提取1，2-二氯丙烷的工业装置和连续精馏方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种从氯醇法环氧丙烷废液中提取1,2-二氯丙烷的工业装置和连续精馏方法。环氧丙烷废液经过精馏，逐级冷凝再精馏再冷凝，分离后得到1,2-二氯丙烷产品无色透明、无刺激性气味，纯度可达95-99％(wt)，收率90-95％，设备无腐蚀。本发明采用连续精馏工艺，不需加入共沸剂水，避免设备腐蚀的问题，同时，精馏过程连续运行，生产效率高，产品质量稳定，并且能和氯醇法环氧丙烷工业装置连续运行，大大降低了环氧丙烷废液的排放量，增加企业的经济效益。

Description

从氯醇法环氧丙烷废液中提取1,2-二氯丙烷的工业装置和连续精馏方法

技术领域

本发明涉及一种从氯醇法环氧丙烷废液中提取1,2‐二氯丙烷的工业装置和连续精馏方法。

背景技术

目前，工业上生产环氧丙烷的方法主要有两种：氯醇法和共氧化法。我国环氧丙烷生产主要采用氯醇法，即：以丙烯、氯气为原料，经次氯酸氧化制得氯丙醇，再经皂化制得环氧丙烷。该过程每生产一吨环氧丙烷产品就会生成0.15‐0.35吨废液，废液中含有50‐85％(wt)的1,2‐二氯丙烷，此外还含有5‐20％(wt)双‐(2‐氯异丙基)醚，1‐10％(wt)环氧丙烷,1‐15％(wt)氯丙醇，0‐10％(wt)烯丙基氯，此外，还含有1％(wt)左右的水和少量的未知醛、酮等30余种组分。

1,2‐二氯丙烷是重要的化工原料，可以制备烯丙基氰、环氧丙烷、丙烯、四氯乙烯、三氯乙烯、氯丙烯、1,2‐丙二醇、1,2‐丙二胺等多种化工产品。同时，二氯丙烷可作为油漆的稀释剂、橡胶和树脂等的溶剂、农业用杀虫剂和熏蒸剂、金属的脱脂剂和擦洗剂等，用途非常广泛。但由于氯醇法环氧丙烷废液成分复杂，颜色发黄且刺激性气味较大，因经济效益和工艺技术等原因，目前从环氧丙烷废液中回收较高纯度的1,2‐二氯丙烷尚未实现工业化，国内各环氧丙烷生产厂家只能将其作为低端溶剂销售或烧掉。随着环保要求日益严格以及商业竞争日益激烈，从环氧丙烷废液中提取回收副产物二氯丙烷，可以大大减少排放和环境污染、降低原料消耗和能源消耗，从而增强企业的竞争力。

彭海珠等采用玻璃间歇精馏装置对环氧丙烷废液中的1,2‐二氯丙烷的常压精馏、减压精馏和共沸精馏工艺分离进行了小试研究。中国专利CN1513820A公开了一种间歇共沸精馏法从环氧丙烷废液中提取1,2‐二氯丙烷。王旭忠提出了水洗法回收环氧丙烷废液中的1,2‐二氯丙烷。间歇精馏过程处理量小、操作复杂，操作人员劳动强度大，且整个过程塔顶塔底温度随时间不断变化，精馏设备难以实现的自动控制。而共沸精馏方法中，所采用的共沸剂为水，由于二氯丙烷在水存在的条件下会水解生产盐酸，因此在精馏温度60—100℃下，对设备腐蚀严重。水洗法只能除去废液中的氯丙醇等溶于水的组分，不能除去双‐(2‐氯异丙基)醚等不溶于水的重组分，同时该过程难以实现连续操作，且水洗次数多，产生大量废水。目前，尚无从氯醇法环氧丙烷废液中提取1,2‐二氯丙烷的工业规模连续精馏分离方法的报道。

氯醇法环氧丙烷废液中存在着环氧丙烷和烯丙基氯等沸点低于二氯丙烷的物质，还存在着氯丙醇、二氯异丙基醚等沸点高于1,2‐二氯丙烷的物质，因此，采用连续精馏方法从氯醇法环氧丙烷废液中提取1,2‐二氯丙烷有两种工艺流程：(1)先将1,2‐二氯丙烷和沸点低于1,2‐二氯丙烷的轻组分从环氧丙烷废液中分离出来；再将1,2‐二氯丙烷和沸点低于1,2‐二氯丙烷的轻组分进行分离。(2)先将沸点低于1,2‐二氯丙烷的轻组分从环氧丙烷废液中分离出来；再将1,2‐二氯丙烷从上述环氧丙烷废液中分离出来。流程(1)中1,2‐二氯丙烷汽化、液化各两次，而流程(2)中1,2‐二氯丙烷汽化、液化各一次，所以流程(2)比流程(1)节能，所以，本发明采用流程(2)。

发明内容

本发明的目的在于克服已有技术存在的处理量小、操作复杂、精馏设备难以实现自动控制以及设备腐蚀严重并产生大量废水的不足，提供一种可实现自动控制，连续运行，操作费用低，无设备腐蚀，提取装置简单而且高效节能，适合于工业化生产的从氯醇法环氧丙烷废液中提取1,2‐二氯丙烷的工业规模连续精馏方法及装置，所得1,2‐二氯丙烷产品纯度可达95‐99％(wt)，收率90‐95％。

本发明的具体技术方案如下：

一种从氯醇法环氧丙烷废液中提取1,2‐二氯丙烷的工业装置，包括两个精馏塔，每个精馏塔下设置有再沸器，每个精馏塔上面设置有两个串联的冷凝器，在两个冷凝器直接设置有回流罐，回流罐的物料出口连接精馏塔的回流口；环氧丙烷废液预热器的废液出口与第一精馏塔的进料口相连，环氧丙烷废液预热器的重组分入口与第二精馏塔塔底物料出口连接；第二精馏塔的进料口与第一精馏塔塔釜物料出口相连。

本发明从氯醇法环氧丙烷废液中提取1,2‐二氯丙烷的工业方法，包括以下步骤：

(a)环氧丙烷废液由废液在预热器内与第二精馏塔塔底采出的重组分换热，同时实现环氧丙烷废液的预热和第二精馏塔塔底重组分的冷却；

(b)预热后的环氧丙烷废液进入第一精馏塔进行精馏，塔釜由第一精馏塔再沸器加热；塔顶操作压力为20～101.33KPa；回流比为1‐20；

(c)第一精馏塔的混合蒸汽进入第一精馏塔一级冷凝器用冷却水冷却到35‐45℃后，液相进入第一精馏塔回流罐；未冷凝的汽相进入二级冷凝器，在二级冷凝器用5‐10℃冷冻水全部冷凝后，液相进入第一精馏塔回流罐；

(d)第一精馏塔回流罐中的物料按照规定的回流比由第一精馏塔回流返回第一精馏塔内，另一部分作为轻产品采出至轻组分储罐；

(e)第一精馏塔塔釜物料输送至第二精馏塔进行精馏；第二精馏塔塔顶操作压力为1～101.33KPa；回流比1‐10；

(f)第二精馏塔塔顶的二氯丙烷蒸汽进入第二精馏塔一级冷凝器，用冷却水冷却到50‐90℃后，液相进入第二精馏塔回流罐；未冷凝的汽相进入第二精馏塔二级冷凝器，第二精馏塔二级冷凝器用5‐10℃冷冻水全部冷凝后，液相进入第一精馏塔回流罐；

(g)第二精馏塔回流罐中的物料按照规定的回流比由第二精馏塔回流返回第一精馏塔内，另一部分作为二氯丙烷产品采出，然后，将二氯丙烷产品送至二氯丙烷冷却器用冷却水冷却至45℃后，送入二氯丙烷储罐；

(h)第二精馏塔塔釜重组分由第二精馏塔塔底泵采出后，将重组分送至环氧丙烷废液预热器冷却至45℃后，送入重组分储罐。

所述步骤(b)中塔顶操作压力为20～101.33KPa，优选为60‐80KPa；回流比为1‐20，优选为5‐10。

所述步骤(c)中第一精馏塔一级冷凝器的汽相出口温度控制在35‐45℃，二级冷凝器的液相出口温度控制在25‐35℃。

所述步骤(e)中第二精馏塔塔顶操作压力为1～101.33KPa，优选为5‐40KPa；回流比1‐10，优选为3‐6。

所述步骤(f)第二精馏塔一级冷凝器的汽相出口温度控制在50‐90℃；第二精馏塔二级冷凝器的液相出口温度控制在35‐45℃。

液相可以靠重力或泵送至设备中。

本发明的有益效果是：

本发明的从环氧丙烷废液中提取二氯丙烷的方法，分离后得到1,2‐二氯丙烷产品无色透明、无刺激性气味，纯度可达95‐99％(wt)，收率90‐95％，设备无腐蚀。本发明采用连续精馏工艺，不需加入共沸剂水，避免设备腐蚀的问题，同时，精馏过程连续运行，生产效率高，产品质量稳定，并且能和氯醇法环氧丙烷工业装置连续运行，大大降低了环氧丙烷废液的排放量，增加企业的经济效益。

附图说明

图1：采用连续精馏工艺从氯醇法环氧丙烷废液中提取1,2‐二氯丙烷的流程简图。

具体实施方式

下面根据附图对本发明做进一步的详细说明，如图1所示：

第一精馏塔3，第一精馏塔3上设有进料口、回流口、釜液循环出口、塔顶蒸汽出口、塔釜蒸汽入口、釜液采出口；还包括环氧丙烷废液泵1、环氧丙烷废液预热器2、第一精馏塔再沸器4、第一精馏塔一级冷凝器5、第一精馏塔二级冷凝器6、第一精馏塔回流罐7、第一精馏塔回流泵8和第一精馏塔塔底泵9。环氧丙烷废液预热器2设有废液入口、废液出口、重组分入口和重组分出口。第一精馏塔再沸器4设有釜液循环入口、蒸汽出口；第一精馏塔一级冷凝器5设有汽相入口、汽相出口、冷凝液出口；第一精馏塔二级冷凝器6设有汽相入口、排空口、冷凝液出口；第一精馏塔回流罐7设有物料入口和物料出口。

第二精馏塔10，第二精馏塔10上设有进料口、回流口、釜液循环出口、塔顶蒸汽出口、塔釜蒸汽入口、釜液采出口；还包括第二精馏塔再沸器11、第二精馏塔一级冷凝器12、第二精馏塔二级冷凝器13、二氯丙烷冷却器16、第二精馏塔回流罐14、第二精馏塔回流泵15和第二精馏塔塔底泵17。第二精馏塔再沸器11设有釜液循环入口、蒸汽出口；第二精馏塔一级冷凝器12设有汽相入口、汽相出口、冷凝液出口；第二精馏塔二级冷凝器13设有汽相入口、排空口、冷凝液出口；二氯丙烷冷却器16设有二氯丙烷入口和二氯丙烷出口。第二精馏塔回流罐14设有物料入口和物料出口。

环氧丙烷废液泵1入口连接有环氧丙烷废液输入管线，其出口通过管线与环氧丙烷废液预热器2废液入口相连。环氧丙烷废液预热器2废液出口通过管线与第一精馏塔3的进料口相连。第一精馏塔再沸器4的釜液循环入口通过管线与第一精馏塔3的釜液循环出口相连，该再沸器的蒸汽出口通过管线与第一精馏塔3塔釜蒸汽入口相连。第一精馏塔一级冷凝器5汽相入口通过管线与第一精馏塔3蒸汽出口相连，其冷凝液出口通过管线与第一精馏塔回流罐7物料入口相连。第一精馏塔二级冷凝器6汽相入口通过管线与第一精馏塔一级冷凝器5蒸汽出口相连，其冷凝液出口通过管线与第一精馏塔一级冷凝器5冷凝液出口到第一精馏塔回流罐7物料入口之间的管线相连。第一精馏塔回流罐7的物料出口通过管线与第一精馏塔3回流口相连，或者该回流罐的物料出口通过管线与第一精馏塔回流泵8的入口相连，该回流泵的出口与第一精馏塔3的回流口相连。回流管线上设有分支管线与轻馏分储罐相连。第一精馏塔塔底泵9的入口通过管线与第一精馏塔3釜液采出口相连。

第二精馏塔10的进料口通过管线与第一精馏塔塔底泵9的出口相连。第二精馏塔再沸器11的釜液循环入口通过管线与第二精馏塔10的釜液循环出口相连，该再沸器的蒸汽出口通过管线与第二精馏塔10塔釜蒸汽入口相连。第二精馏塔一级冷凝器12汽相入口通过管线与第二精馏塔10蒸汽出口相连，其冷凝液出口通过管线与第二精馏塔回流罐14物料入口相连。第二精馏塔二级冷凝器13汽相入口通过管线与第二精馏塔一级冷凝器12蒸汽出口相连，其冷凝液出口通过管线与第二精馏塔一级冷凝器12冷凝液出口到第二精馏塔回流罐14物料入口之间的管线相连。第二精馏塔回流罐14的物料出口通过管线与第二精馏塔10的回流口相连，或者该回流罐的物料出口通过管线与第二精馏塔回流泵15的入口相连，该回流泵的出口与第二精馏塔10的回流口相连。回流管线上设有分支管线与二氯丙烷冷却器16的二氯丙烷入口相连，二氯丙烷冷却器16的二氯丙烷出口通过管线与二氯丙烷储罐相连。第二精馏塔塔底泵17的入口通过管线与第二精馏塔10釜液采出口相连，第二精馏塔塔底泵17的出口通过管线与环氧丙烷废液预热器2的重组分入口相连，环氧丙烷废液预热器2的重组分出口通过管线与重组分储罐相连。

本发明所采用的精馏塔、预热器、冷凝器、再沸器和储罐均为市场有售设备。

本发明的从氯醇法环氧丙烷废液中提取1,2‐二氯丙烷的工业规模连续精馏方法，它包括以下步骤：

(a)环氧丙烷废液A由废液泵1送入环氧丙烷废液预热器2与第二精馏塔10塔底采出的重组分D换热，控制第二精馏塔塔底重组分的出口温度为45℃。

(b)预热后的环氧丙烷废液进入第一精馏塔3进行精馏。第一精馏塔的塔釜由第一精馏塔再沸器4加热。控制第一精馏塔塔顶操作压力为20～101.33KPa，优选60‐80KPa；回流比为1‐20，优选5‐10。塔顶馏出含环氧丙烷、丙醛、水的混合蒸汽。

(c)第一精馏塔3塔顶的含环氧丙烷、丙醛、水的混合蒸汽进入第一精馏塔一级冷凝器5用冷却水冷却至35‐45℃后，液相靠重力进入第一精馏塔回流罐7；未冷凝的汽相进入第一精馏塔二级冷凝器6用5‐10℃冷冻水全部冷凝后，液相靠重力进入第一精馏塔回流罐7。

(d)第一精馏塔回流罐中的物料按照规定的回流比由第一精馏塔回流泵8(或靠重力)一部分物料作为回流返回第一精馏塔内，另一部分作为轻组分B采出至轻组分储罐。

(e)第一精馏塔塔釜物料由第一精馏塔塔底泵9输送至第二精馏塔10进行精馏。第二精馏塔的塔釜由第二精馏塔再沸器11加热。控制第二精馏塔塔顶操作压力为1～101.33KPa，优选5‐40KPa；回流比1‐10，优选3‐6。塔顶馏出二氯丙烷蒸汽。

(f)塔顶馏出二氯丙烷蒸汽进入第二精馏塔一级冷凝器12用冷却水冷却至50‐90℃后，液相靠重力进入第二精馏塔回流罐14；未冷凝的汽相进入第二精馏塔二级冷凝器13用5‐10℃冷冻水全部冷凝后，液相靠重力进入第二精馏塔回流罐14。

(g)第二精馏塔回流罐中的物料按照规定的回流比由第二精馏塔回流泵15(或靠重力)一部分物料作为回流返回第二精馏塔内，另一部分作为二氯丙烷产品C采出，然后，将所述二氯丙烷产品送至二氯丙烷冷却器16用冷却水冷却至45℃后，送入二氯丙烷储罐。

(h)第二精馏塔塔釜重组分D由第二精馏塔塔底泵17采出后，送至环氧丙烷废液预热器2冷却至45℃后，送入重组分储罐。

具体举例：

实施案例1

将3000kg/h二氯丙烷含量为50％的环氧丙烷废液用废液泵1送入环氧丙烷废液预热器2与第二精馏塔10塔底采出的重组分换热，控制第二精馏塔塔底重组分的出口温度为45℃。预热后的环氧丙烷废液进入第一精馏塔3进行精馏。控制第一精馏塔3塔顶操作压力为20KPa，回流比为1，塔釜温度为60℃，塔顶温度为30℃。塔顶的含环氧丙烷、丙醛、水的混合蒸汽进入第一精馏塔一级冷凝器5用冷却水冷却至35℃后，液相靠重力进入第一精馏塔回流罐7，未冷凝的汽相进入第一精馏塔二级冷凝器用5℃冷冻水冷却至25℃，液相靠重力进入第一精馏塔回流罐7。第一精馏塔回流泵8(或靠重力)将第一精馏塔回流罐中的物料以650kg/h的流量返回第一精馏塔3内，以650kg/h的流量采出至轻组分储罐。第一精馏塔3塔釜物料由第一精馏塔塔底泵9以2350kg/h的流量输送至第二精馏塔10进行精馏。控制第二精馏塔10塔顶操作压力为1KPa，回流比1，塔釜温度80℃，塔顶温度60℃。塔顶馏出二氯丙烷蒸汽进入第二精馏塔一级冷凝器12用冷却水冷却至50℃后，液相靠重力进入第二精馏塔回流罐14；未冷凝的汽相进入第二精馏塔二级冷凝器13用5℃冷冻水冷去至35℃后，液相靠重力进入第二精馏塔回流罐14。第二精馏塔回流泵15(或靠重力)将第二精馏塔回流罐14中的二氯丙烷以1350kg/h的流量返回第二精馏塔10内，以1421kg/h的流量采出至二氯丙烷冷却器16用冷却水冷却至45℃后，送入二氯丙烷储罐。第二精馏塔10塔釜重组分由第二精馏塔塔底泵17以929kg/h的流量采出后送至环氧丙烷废液预热器2冷却至45℃后，送入重组分储罐。所得1,2‐二氯丙烷产品的纯度为95％(wt)，收率90％。

实施案例2

将5000kg/h二氯丙烷含量为70％的环氧丙烷废液用废液泵1送入环氧丙烷废液预热器2与第二精馏塔10塔底采出的重组分换热，控制第二精馏塔塔底重组分的出口温度为45℃。预热后的环氧丙烷废液进入第一精馏塔3进行精馏。控制第一精馏塔3塔顶操作压力为70KPa，回流比为8，塔釜温度为90℃，塔顶温度为40℃。塔顶的含环氧丙烷、丙醛、水的混合蒸汽进入第一精馏塔一级冷凝器5用冷却水冷却至40℃后，液相靠重力进入第一精馏塔回流罐7，未冷凝的汽相进入第一精馏塔二级冷凝器6用7℃冷冻水冷却至30℃后，液相靠重力进入第一精馏塔回流罐7。第一精馏塔回流泵8(或靠重力)将第一精馏塔回流罐7中的物料以4400kg/h的流量返回第一精馏塔3内，以550kg/h的流量采出至轻组分储罐。第一精馏塔3塔釜物料由第一精馏塔塔底泵9以4450kg/h的流量输送至第二精馏塔10进行精馏。控制第二精馏塔10塔顶操作压力为25KPa，回流比4.5，塔釜温度120℃，塔顶温度80℃。塔顶馏出二氯丙烷蒸汽进入第二精馏塔一级冷凝器12用冷却水冷却至70℃，液相靠重力进入第二精馏塔回流罐14；未冷凝的汽相进入第二精馏塔二级冷凝器13用7℃冷冻水冷却至40℃后，液相靠重力进入第二精馏塔回流罐14。第二精馏塔回流泵15(或靠重力)将第二精馏塔回流罐14中的二氯丙烷以15106.5kg/h的流量返回第二精馏塔10内，以3357kg/h的流量采出至二氯丙烷冷却器16用冷却水冷却至45℃后，送入二氯丙烷储罐。第二精馏塔10塔釜重组分由第二精馏塔塔底泵17以1093kg/h的流量采出后送至环氧丙烷废液预热器2冷却至45℃后，送入重组分储罐。所得1,2‐二氯丙烷产品的纯度为98％(wt)，收率94％。

实施案例3

将7500kg/h二氯丙烷含量为85％的环氧丙烷废液用废液泵1送入环氧丙烷废液预热器2与第二精馏塔10塔底采出的重组分换热，控制第二精馏塔塔底重组分的出口温度为45℃。预热后的环氧丙烷废液进入第一精馏塔3进行精馏。控制第一精馏塔3塔顶操作压力为101.33KPa，回流比为20，塔釜温度为120℃，塔顶温度为50℃。塔顶的含环氧丙烷、丙醛、水的混合蒸汽进入第一精馏塔一级冷凝器5用冷却水冷却至45℃后，液相靠重力进入第一精馏塔回流罐7，未冷凝的汽相进入第一精馏塔二级冷凝6用10℃冷冻水冷却至35℃后，液相靠重力进入第一精馏塔回流罐7。第一精馏塔回流泵8(或靠重力)将第一精馏塔回流罐7中的物料以7500kg/h的流量返回第一精馏塔3内，以375kg/h的流量采出至轻组分储罐。第一精馏塔3塔釜物料由第一精馏塔塔底泵9以7125kg/h的流量输送至第二精馏塔10进行精馏。控制第二精馏塔10塔顶操作压力为101.33KPa，回流比10，塔釜温度140℃，塔顶温度97℃。塔顶馏出二氯丙烷蒸汽进入第二精馏塔一级冷凝器12用冷却水冷去至90℃后，液相靠重力进入第二精馏塔回流罐14；未冷凝的汽相进入第二精馏塔二级冷凝器13用10℃冷冻水冷却至45℃后，液相靠重力进入第二精馏塔回流罐14。第二精馏塔回流泵15(或靠重力)将第二精馏塔回流罐14中的二氯丙烷以61180kg/h的流量返回第二精馏塔10内，以6118kg/h的流量采出至二氯丙烷冷却器16用冷却水冷却至45℃后，送入二氯丙烷储罐。第二精馏塔10塔釜重组分由第二精馏塔塔底泵17以1007kg/h的流量采出后送至环氧丙烷废液预热器2冷却至45℃后，送入重组分储罐。所得1,2‐二氯丙烷产品的纯度为99％(wt)，收率95％。

Claims (7)

1.从氯醇法环氧丙烷废液中提取1,2-二氯丙烷的工业装置，其特征是包括两个精馏塔，每个精馏塔下设置有再沸器，每个精馏塔上面设置有两个串联的冷凝器，在两个冷凝器直接设置有回流罐，回流罐的物料出口连接精馏塔的回流口；环氧丙烷废液预热器的废液出口与第一精馏塔的进料口相连，环氧丙烷废液预热器的重组分入口与第二精馏塔塔底物料出口连接；第二精馏塔的进料口与第一精馏塔塔釜物料出口相连。

2.从氯醇法环氧丙烷废液中提取1,2-二氯丙烷连续精馏的工业方法，其特征是包括以下步骤：

(a)环氧丙烷废液由废液在预热器内与第二精馏塔塔底采出的重组分换热，同时实现环氧丙烷废液的预热和第二精馏塔塔底重组分的冷却；

(b)预热后的环氧丙烷废液进入第一精馏塔进行精馏，塔釜由第一精馏塔再沸器加热；塔顶操作压力为20～101.33KPa；回流比为1-20；

(c)第一精馏塔的混合蒸汽进入第一精馏塔一级冷凝器用冷却水冷却到35-45℃后，液相进入第一精馏塔回流罐；未冷凝的汽相进入二级冷凝器，在二级冷凝器用5-10℃冷冻水全部冷凝后，液相进入第一精馏塔回流罐；

(d)第一精馏塔回流罐中的物料按照规定的回流比由第一精馏塔回流返回第一精馏塔内，另一部分作为轻产品采出至轻组分储罐；

(e)第一精馏塔塔釜物料输送至第二精馏塔进行精馏；第二精馏塔塔顶操作压力为1～101.33KPa；回流比1-10；

(f)第二精馏塔塔顶的二氯丙烷蒸汽进入第二精馏塔一级冷凝器，用冷却水冷却到50-90℃后，液相进入第二精馏塔回流罐；未冷凝的汽相进入第二精馏塔二级冷凝器，第二精馏塔二级冷凝器用5-10℃冷冻水全部冷凝后，液相进入第一精馏塔回流罐；

(g)第二精馏塔回流罐中的物料按照规定的回流比由第二精馏塔回流返回第一精馏塔内，另一部分作为二氯丙烷产品采出，然后，将二氯丙烷产品送至二氯丙烷冷却器用冷却水冷却至45℃后，送入二氯丙烷储罐；

(h)第二精馏塔塔釜重组分由第二精馏塔塔底泵采出后，将重组分送至环氧丙烷废液预热器冷却至45℃后，送入重组分储罐。

3.如权利要求2所述的方法，其特征是所述步骤(a)中控制第二精馏塔塔底重组分在预热器的出口温度为45℃。

4.如权利要求2所述的方法，其特征是所述步骤(b)中塔顶操作压力为60-80KPa；回流比为5-10。

5.如权利要求2所述的方法，其特征是所述步骤(c)中第一精馏塔一级冷凝器的汽相出口温度控制在35-45℃，二级冷凝器的液相出口温度控制在25-35℃。

6.如权利要求2所述的方法，其特征是所述步骤(e)中第二精馏塔塔顶操作压力为5-40KPa；回流比3-6。

7.如权利要求2所述的方法，其特征是液相靠重力或泵送至设备。