CN104557784B - 一种生产环氧丙烷的方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种生产环氧丙烷的方法，该方法包括：将丙烯、过氧化氢水溶液以及有机溶剂送入催化精馏塔中在环氧化条件下与氧化催化剂进行接触，其中，从催化精馏塔塔顶排出的气相物料经过冷凝后，气液分离得到主要含丙烯的气体部分和主要含有机溶剂和环氧丙烷的液体部分；从所述气体部分中分离出环氧丙烷和有机溶剂，将分离出的环氧丙烷和有机溶剂返回精馏塔中；将所述液体部分进行气提，分离出丙烯，得到的不含丙烯的物料进行精制得到精环氧丙烷。本发明的方法，环氧丙烷收率高，工艺流程简单，并且能耗很低，非常适合于工业应用。

Description

一种生产环氧丙烷的方法

技术领域

本发明涉及一种由丙烯直接氧化生产环氧丙烷的方法。

背景技术

环氧丙烷（Propylene Oxide）是有机合成的重要原料，是除聚丙烯和丙烯腈外的第三大丙烯衍生物，它主要用于生产聚醚、丙二醇、丙二醇醚等，也是第四代洗涤剂非离子表面活性剂、油田破乳剂、农药乳化剂等的重要原料。环氧丙烷的衍生物还广泛用于食品、烟草、农药及化妆品等行业。已生产的下游产品近百种，是精细化工产品的重要原料。

环氧丙烷生产工艺主要有氯醇法、共氧化法及直接氧化法，前两种生产方法都存在成本高、污染大等缺陷。氯醇法主要的问题是对设备腐蚀严重，并且生产中产生大量有机氯化物的废水、废渣；共氧化法具有流程长、投资大、联产多，受石油危机、能源短缺、联产品出路制约等问题；直接氧化法则是在钛硅分子筛催化剂的作用下，使用双氧水直接氧化丙烯合成环氧丙烷的方法。该方法具有条件温和、工艺简单、产品选择性好和环境友好等特点，因此钛硅分子筛催化丙烯环氧化合成环氧丙烷被认为是环氧丙烷合成技术的发展趋势。

由丙烯直接氧化制备环氧丙烷的反应由于温度低，反应放热量大，因此反应器普遍采用固定床反应器。EP-A659473公开了一种采用外循环固定床反应器的丙烯环氧化方法，将过氧化氢、溶剂和丙烯的液体混合物导入一系列串联的固定床反应区，将反应后的液相从各反应区导入到外热交换器，然后将大部分液相循环到反应区并将少部分液相通入下一反应区。由于液体在固定床上循环，因此单个反应区起流动混合反应器的作用。

CN101279959A公开了一种由丙烯和双氧水合成环氧丙烷的方法，采用低碳醇、丙烯、双氧水，在装有催化剂的反应器内于反应温度30-90℃、反应压力0.5-4.5MPa的条件下进行丙烯环氧化反应，并通过调节反应液体的PH值达到提高双氧水转化率和选择性的目的。所述的反应器是固定床反应器或淤浆床反应器。

CN1169801A披露了一种以亚硅酸钛为催化剂，由烯烃化合物与过氧化氢通过环氧化反应制备环氧化物的方法，在控制PH值的情况下，将碱直接或作为一种或多种原料的混合物加入到环氧化反应釜中。环氧化反应器可以采用列管式反应器，也可以是将催化剂悬置于反应混合物中的搅拌釜或环流式反应釜。

CN1183123A披露了一种在连续流动反应系统中用过氧化氢催化烯烃的方法，其中，含烯烃的气相和含过氧化氢的液相存在于该反应系统中，并且所述气相以逆流导入到液相中。反应器可由串联的搅拌罐反应器或固定床反应器组成。

US6610865B2披露了一种特制的具有一系列平行排列的热交换板的管式反应器，催化剂固定床设置在热交换板之间，然后使多相混合物以向下流动模式连续流过催化剂层，同时通过冷却水去除反应热。板间距优选10-30mm，冷却水优选以并流方式通过热交换板。优选将催化剂涂敷在热交换板的外表面上，有利于减少板间距。在反应器尺寸固定的前提下，科增加总换热面积。该反应器中温度分布均匀，且不易发生堵塞和结构现象，因而可降低设备成本。

综上所述，由丙烯直接氧化制备环氧丙烷的反应器均采用固定床或浆态床技术，存在溶剂循环量过大、反应热不能利用、反应器设备投资大等缺点。

催化精馏技术是将固体催化剂以适当形式装填于催化精馏塔内，使催化反应和精馏分离在同一个塔中连续进行，是借助分离与反应的耦合来强化反应与分离的一种新工艺，具有广泛的应用前景。由于催化剂固定在催化精馏塔中，所以它起到了催化和促进气液热质传递的作用。与传统反应和分离单独进行的过程相比，催化精馏具有投资少、操作费用低、节能、收率高等特点。将催化精馏应用于丙烯直接氧化制备环氧丙烷的过程中，可充分利用环氧化的反应热，减少溶剂和丙烯在系统中的循环，节省能耗。

从现有文献来看，对催化精镏法生产环氧丙烷工艺的开发仍处于实验室阶段。研究论文《在TS-1催化剂上用催化精镏法生产环氧丙烷工艺的开发》公开了使用钛硅分子筛催化剂在催化精馏塔内进行丙烯环氧化反应的方法，详细考察了反应温度、压力、回流比等操作参数对反应的影响。在催化精馏塔回流比为10-12时，环氧丙烷的选择性仅为20-60％，副产物单甲醚和丙二醇的选择性高达30％左右。这一方面与实验所用催化剂的性能有关，另一方面则与催化精馏的工艺有关。

因此，如何提高催化精镏法生产环氧丙烷工艺中环氧丙烷的选择性是催化精馏工艺生产环氧丙烷的挑战。

发明内容

本发明的目的在于提供一种能够提高环氧丙烷收率，并且能够降低能耗的采用催化精馏法生产环氧丙烷的方法。

环氧丙烷化学性质活泼，很容易与甲醇和水发生副反应，而按照现有技术的催化精馏法生产环氧丙烷，由于大量的环氧丙烷在催化精馏塔内回流循环必然造成副反应的增加。而本发明的发明人通过分析发现，若将催化精馏塔的塔顶物料进行冷凝后不直接回流到催化精馏塔中，而是将冷凝后的主要含丙烯、甲醇和环氧丙烷的气相先送入吸收塔中进行环氧丙烷的吸收，然后再将含有环氧丙烷的吸收剂物料作为回流返回萃取精馏塔，同时气体丙烯可以经过处理回收利用；将冷凝得到的液相送入汽提塔中汽提出丙烯，塔底得到的主要含有环氧丙烷的物料可以送入精馏单元精制得到精环氧丙烷产品。按照前述技术方案，由于经过冷凝分离，气相中的环氧丙烷含量较低，因此吸收塔所需要的吸收剂的量也较少，使得吸收后作为催化精馏塔回流液的量也较少，从而显著降低了催化精馏塔的回流比，从而大幅降低了催化精馏塔再沸器的热负荷。同时，由于催化精馏塔塔顶气体中的环氧丙烷冷凝后不再作为回流液返回催化精馏塔塔顶，而是将吸收液作为回流返回催化精馏塔，可大幅降低环氧丙烷的副反应，能够提高环氧丙烷收率。基于前述分析和实践证实，完成了本发明。

本发明提供了一种生产环氧丙烷的方法，该方法包括：将丙烯、过氧化氢水溶液以及有机溶剂送入催化精馏塔中在环氧化条件下与氧化催化剂进行接触，其中，从催化精馏塔塔顶排出的气相物料经过冷凝后，气液分离得到主要含丙烯的气体部分和主要含有机溶剂和环氧丙烷的液体部分；从所述气体部分中分离出环氧丙烷和有机溶剂，将分离出的环氧丙烷和有机溶剂返回精馏塔中；将所述液体部分进行气提，分离出丙烯，得到的不含丙烯的物料进行精制得到精环氧丙烷。

本发明的方法，与常规的催化精馏技术不同，催化精馏塔塔顶排出的气相物料经过塔顶冷凝器冷却后进入塔顶回流罐，分离得到的气体部分进入环氧丙烷吸收塔，将气体部分中的少量环氧丙烷用吸收剂吸收后作为回流返回催化精馏塔顶部，吸收后的气相主要是丙烯，可经过压缩、除氧处理后循环使用；而分离得到的液体部分不返回催化精馏塔（常规催化精馏工艺将其回流入催化精馏塔中），而是送入丙烯汽提塔进行处理，进一步将液相中的少量丙烯汽提后送入环氧丙烷精制塔处理。按照本发明的方法，催化精馏塔塔底产物中仅含有有机溶剂、未反应的过氧化氢、水及高沸点杂质，可送入溶剂精馏装置回收溶剂后循环使用。

本发明的方法，环氧丙烷收率高，工艺流程简单，并且能耗很低，非常适合于工业应用。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1为根据本发明的一种优选的实施方式的工艺流程图；

图2为根据本发明的一种更优选的实施方式的工艺流程图；

图3为按照现有技术的催化精馏方法的工艺流程图。

具体实施方式

以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

本发明提供了一种生产环氧丙烷的方法，该方法包括：将丙烯、过氧化氢水溶液以及有机溶剂送入催化精馏塔中在环氧化条件下与氧化催化剂进行接触，其中，从催化精馏塔塔顶排出的气相物料经过冷凝后，气液分离得到主要含丙烯的气体部分和主要含有机溶剂和环氧丙烷的液体部分；从所述气体部分中分离出环氧丙烷和有机溶剂，将分离出的环氧丙烷和有机溶剂返回精馏塔中；将所述液体部分进行气提，分离出丙烯，得到的不含丙烯的物料进行精制得到精环氧丙烷。

根据本发明的方法，优选控制环氧化条件使得，从催化精馏塔塔顶排出的气相物料中有机溶剂的含量为50-95重量%，从催化精馏塔塔底排出的液相物料中不凝气、环氧丙烷、丙烯和丙烷的含量在0.1重量%以下。如此可以进一步节约本发明的整体工艺的能耗，并且提高环氧丙烷的收率。

根据本发明的方法，为满足前述要求，所述环氧化条件包括：催化精馏塔塔顶温度为10℃-100℃，优选为25℃-85℃；催化精馏塔内压力为10kPa-500kPa，优选为50kPa-150kpa；过氧化氢、丙烯与有机溶剂的摩尔比为1:1-5:1-15。按照前述条件进行，能够使得环氧丙烷全部从塔顶随丙烯排出，塔釜得到不含环氧丙烷的溶剂、未反应的过氧化氢、水和高沸点杂质组成的溶液。

本发明中的压力指的是绝压。

根据本发明的方法，优选将催化精馏塔塔顶排出的气相物料冷凝的条件使得：气体部分中含有丙烯50-85重量%，环氧丙烷5-25重量%，有机溶剂1-10重量%；而液体部分中含有丙烯0.1-5重量%，环氧丙烷10-35重量%，有机溶剂40-80重量%，水1-20重量%。如此可以进一步节约本发明的整体工艺的能耗，并且提高环氧丙烷的收率。

根据本发明的方法，为满足前述要求，所述冷凝的条件包括：温度为(-5)℃至(+40)℃，优选15-40℃。冷凝过程中，可以进行一级冷凝，也可以进行多级冷凝，为了降低冷凝能耗，可以进行多级冷凝，多级冷凝可以使用循环水作为初始冷凝剂，然后使用冷冻水作为终冷剂。从降低能耗和方便操作的角度看，优选进行2级冷凝。

根据本发明的方法，优选所述催化精馏塔包括精馏段、反应段和提馏段，催化精馏塔的理论塔板数为5-60，其中，优选第10-40块理论板为反应段，优选催化精馏塔的理论塔板数为10-45，其中，第5-15块理论板为反应段。

根据本发明的方法，优选将过氧化氢水溶液和有机溶剂混合后从催化精馏塔反应段的上部加入，丙烯从催化精馏塔反应段下部加入。其中，塔顶部至有机溶剂和过氧化氢水溶液加入口为精馏段，加入口下方至丙烯加入口为反应段，反应段下方是提馏段。

本发明中，所述精馏段和提馏段可以是塔板，也可以是填料。反应段可以安装催化精馏塔板，也可以装填含催化剂的填料。为了提高双氧水的转化率，也可在精馏段和提馏段装填催化剂。

如此可以进一步节约本发明的整体工艺的能耗，并且提高环氧丙烷的收率。

根据本发明的方法，优选该方法还包括：将分离得到的丙烯进行冷凝。

根据本发明的方法，所述有机溶剂的种类的可选范围较宽，可以为本领域的常规选择，针对本发明优选所述有机溶剂为沸点介于环氧丙烷和水之间的醇溶剂，例如可以为甲醇、乙醇或叔丁醇等醇溶剂。针对本发明优选使用甲醇作为溶剂。

根据本发明的方法，当有机溶剂为醇溶剂时，优选按如下步骤从所述气体部分中分离出环氧丙烷和有机溶剂：将所述气体部分送入环氧丙烷吸收塔中进行吸收，吸收剂与有机溶剂的种类相同，从而从环氧丙烷吸收塔的底部得到环氧丙烷和有机溶剂，从环氧丙烷吸收塔的顶部得到丙烯气。

根据本发明的方法，优选该方法还包括：脱除所述丙烯气中的不凝气，返回催化精馏塔中作为丙烯原料。

根据本发明的一种优选的实施方式，所述有机溶剂为甲醇，所述吸收剂为甲醇。

根据本发明的方法，所述过氧化氢水溶液的浓度为5-75重量%，优选浓度为20-55重量％。

根据本发明的方法，所述氧化剂的种类的可选范围较宽，可以为本领域的常规选择，针对本发明，优选所述氧化催化剂为含有钛硅分子筛的催化剂和/或磷钨杂多酸。

根据本发明的方法，所述含有钛硅分子筛的催化剂可以为钛硅分子筛本身，也可以为钛硅分子筛的成型催化剂，或者为钛硅分子筛与其余催化材料的混合物，优选所述含有钛硅分子筛的催化剂为钛硅分子筛本身。

本发明中所述钛硅分子筛可以为MFI结构的钛硅分子筛（如TS-1）、MEL结构的钛硅分子筛（如TS-2）、BEA结构的钛硅分子筛（如Ti-Beta）、MWW结构的钛硅分子筛（如Ti-MCM-22）、二维六方介孔结构的钛硅分子筛（如Ti-MCM-41、Ti-SBA-15）、MOR结构的钛硅分子筛（如Ti-MOR）、TUN结构的钛硅分子筛（如Ti-TUN）和其他结构的钛硅分子筛（如Ti-ZSM-48）中的至少一种。

优选情况下，所述钛硅分子筛为MFI结构的钛硅分子筛、MEL结构的钛硅分子筛和BEA结构的钛硅分子筛中的一种或多种，进一步优选为MFI结构的钛硅分子筛，更优选所述钛硅分子筛为MFI结构，钛硅分子筛晶粒为空心结构，该空心结构的空腔部分的径向长度为5-300纳米，且所述钛硅分子筛在25℃、P/P₀=0.10、吸附时间为1小时的条件下测得的苯吸附量为至少70毫克/克，该钛硅分子筛的低温氮吸附的吸附等温线和脱附等温线之间存在滞后环。具有前述结构的钛硅分子筛，本领域技术人员通常称为空心钛硅分子筛HTS，在CN1301599A中已经详细披露。

在本发明中，所述钛硅分子筛可以商购得到，也可以制备得到，制备所述钛硅分子筛的方法已为本领域技术人员所公知，如文献（Zeolites，1992，Vol.12第943-950页）中所描述的方法，本发明在此不再赘述。

本发明中，甲醇、丙烯原料均可以为现有技术常规使用的原料，例如可以为工业纯制品。

根据本发明的方法，所述冷凝可以在催化精馏塔的冷凝器中进行，只要保证冷凝的要求符合本发明的要求即可。本发明中，可以将冷凝后的液相物料储存在催化精馏塔的回流罐中，然后进行后续处理。

下面结合附图描述根据本发明的一种优选实施方式，其仅为本发明的一个特别优选的实施方式，不能以此限制本发明的范围，即凡是以本发明为基础所作的变化和修改，仍属本发明涵盖的范围。

图1中，过氧化氢水溶液与甲醇混合后的混合溶液1，进入催化精馏塔3中。催化精馏塔3顶部至混合溶液1加入口之间为精馏段。丙烯2由催化剂精馏塔下方加入，混合溶液1加入口与丙烯2的加入口之间为反应段，安装催化精馏塔板，或者装填含催化剂的填料，丙烯和过氧化氢生成环氧丙烷的反应主要在此区域进行。为了提高过氧化氢的转化率，也可以在精馏段和提馏段装填催化剂，以使过氧化氢完全转化，这可以依据工业需要进行调整。

丙烯2可以是液相进料，也可以是气相进料。

催化精馏塔3顶部得到含有环氧丙烷、丙烯、甲醇和少量水的气相4，进入塔顶冷凝器6降温后，液相进入回流罐7，气相8送入环氧丙烷吸收塔11，用甲醇13吸收气相中的少量环氧丙烷后作为催化精馏塔的回流14返回催化精馏塔3。吸收后的气相12主要由丙烯、甲醇和少量丙烷等不凝气组成，可压缩并去除其中的丙烷、氧气等不凝气后循环使用。回流罐7中的液相9主要由甲醇、环氧丙烷、水和少量丙烯组成，为脱除其中少量的丙烯，可送入丙烯汽提塔10进行处理。汽提塔10顶部的含丙烯气15送入冷凝器6，塔底的产物16为不含丙烯的环氧丙烷与甲醇的混合物（含有少量水及低沸点杂质），可送入环氧丙烷精制单元经过进一步处理得到精环氧丙烷产品（未示出）。催化精馏塔塔底出料5中仅含有甲醇、少量未反应的过氧化氢、水及高沸点杂质，可进入甲醇回收装置精制，回收后的甲醇循环使用。

环氧丙烷吸收塔11所用的吸收剂甲醇可以是新鲜甲醇，也可以是循环甲醇。

本发明中，所用的钛硅分子筛（TS-1）催化剂是按文献[Zeolites，1992，Vol.12第943-950页]中所描述的方法制备出的（TS-1）分子筛样品，氧化钛含量为2.5重量%。

本发明中剂油体积比为本领域常规使用的剂油体积比的定义，即为催化剂的总体积与所有液相物料的总体积之比。

下面通过实施例对本发明进行详细的说明，但本发明不限于此。

实施例1

按照图1所示流程进行。溶剂甲醇（工业纯，流量：331.3kg/h）与过氧化氢水溶液（浓度65.4重量%，流量：168.7kg/h）混合后组成混合溶液1，以800kg/h的量进入催化精馏塔3中。丙烯2（工业纯）由下方进入催化精馏塔，质量流量为200kg/h，催化剂为含钛硅分子筛的成型催化剂（三叶草型，载体为二氧化硅（80重量%），活性组分为TS-1（20重量%）），剂油比为10。

其中，催化精馏塔3分为精馏段、催化精馏段和提馏段。塔顶压力为200kPa，塔顶温度81.6℃，采用30块理论板，其中第5至第15块之间为反应段。溶液1由第5块板进料，丙烯2由第15块板进料。丙烯和过氧化氢在催化精馏段反应后，从塔顶以799kg/h的量排放出气相产物4，其组成为：甲醇61重量％、丙烯8.6重量％、环氧丙烷25.6重量％以及水4.8重量％。塔底物流5（组成：甲醇29.2重量％，水70.8重量％）以110.4kg/h的量从催化精馏塔3中排出，送入溶剂回收单元处理。

催化精馏塔塔顶气相产物4进入冷凝器6（冷冻水冷凝器）中进行冷却降温，冷却温度为15℃。气液分离后，液相以725kg/h的流量进入回流罐7中，气相8（其组成为：甲醇2.6重量％、丙烯78.5重量％、环氧丙烷18.9重量％）则以87kg/h的流量从塔底进入环氧丙烷吸收塔11。环氧丙烷吸收塔有20块理论板，塔顶压力为150kPa，吸收剂甲醇13以200kg/h的流量由塔顶进入，将气相8中的环氧丙烷全部吸收后作为回流14返回催化精馏塔3顶部。经过吸收后的气体12以77.6kg/h的量排出，组成为：丙烯81.9重量％、甲醇18.1重量％和少量丙烷等不凝气。气体12可经过处理后回收丙烯循环使用。吸收后的液相14中甲醇含量为89.9重量％，丙烯2.3重量％，环氧丙烷7.8重量％。

回流罐7中的液相物流9中含有少量的丙烯，送入丙烯汽提塔10中进一步处理。丙烯汽提塔10有20块理论板，塔顶压力为150kPa。物流9经汽提后，塔底物料16以712kg/h的量排出，其组成为：甲醇68.1重量％、环氧丙烷26.4重量％以及水5.4重量％，塔顶物料15以13kg/h的量返回进行冷凝。物料16可送入环氧丙烷精制单元经过普通精馏或萃取精馏等常规方法得到精环氧丙烷产品（图中未示出）。

本发明的方法，由于经过塔顶冷凝器6的气液分离后，气相8中的环氧丙烷含量较低，因此环氧丙烷吸收塔11所需要的吸收剂13的量也较少，使得吸收后作为催化精馏塔回流液14的量也较少，从而显著降低了催化精馏塔的回流比，从而大幅降低了催化精馏塔再沸器的热负荷（本实施例中，催化精馏塔塔底再沸器的负荷为18kw）。同时，由于催化精馏塔塔顶气体中的环氧丙烷冷凝后不再作为回流液返回催化精馏塔塔顶，可大幅降低环氧丙烷的副反应，提高环氧丙烷收率。

实施例2

按照图2所示流程进行，与实施例1不同之处在于，催化精馏塔顶气相产物采用两级冷凝，其中，6为循环水冷凝器，17为冷冻水冷凝器，催化精馏塔塔顶气相产物首先在40℃的条件下在6中进行气液分离，分离后的气相产物进入冷冻水冷凝器17中，在15℃的条件下进行气液分离，气相8进入环氧丙烷吸收塔，两级冷凝后得到的液相产物均进入回流罐7中，丙烯汽提塔塔顶气相也进入冷冻水冷凝器16中进行气液分离。

结果表明，与实施例1相比，实施例2显著降低了催化精馏塔塔顶冷冻水用量，能耗明显降低，大约降低25%的能耗。

对比例1

对比例采用常规催化精馏操作，按照图3所示流程进行，原料进料量、催化精馏塔的理论板数、进料位置和操作压力均与实施例1和2相同，不同的是，催化精馏塔塔顶气相4进入冷凝器6中进行气液分离，分离后的气体产物8以258kg/h的流量排出（组成：甲醇2.4重量％，丙烯24.6重量％，环氧丙烷73重量％），液相产物9以1934kg/h的流量回流至催化精馏塔塔顶（组成：甲醇4.0重量％，丙烯1.4重量％，环氧丙烷94.6重量％），催化精馏塔的塔底再沸器负荷为105kw。

与对比例相比，实施例1和实施例2中催化精馏塔的回流液主要组成为甲醇，且回流量较低，因此塔底再沸器的热负荷仅为18kw；而对比例中，催化精馏塔的回流液主要组成为环氧丙烷，且回流量较大。为达到塔釜排出液中不含环氧丙烷的目的，塔底再沸器的热负荷需105kw。由此可见，与对比例相比，本发明的能耗降低约80％。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。

Claims (9)

1.一种生产环氧丙烷的方法，该方法包括：将丙烯、过氧化氢水溶液以及有机溶剂送入催化精馏塔中在环氧化条件下与氧化催化剂进行接触，其特征在于，从催化精馏塔塔顶排出的气相物料经过冷凝后，气液分离得到主要含丙烯的气体部分和主要含有机溶剂和环氧丙烷的液体部分；从所述气体部分中分离出环氧丙烷和有机溶剂，将分离出的环氧丙烷和有机溶剂返回精馏塔中；将所述液体部分进行汽提，分离出丙烯，得到的不含丙烯的物料进行精制得到精环氧丙烷；

将催化精馏塔塔顶排出的气相物料冷凝的条件使得：气体部分中含有丙烯50-85重量％，环氧丙烷5-25重量％，有机溶剂1-10重量％；而液体部分中含有丙烯0.1-5重量％，环氧丙烷10-35重量％，有机溶剂40-80重量％，水1-20重量％；冷凝的条件包括：温度为15-40℃；

所述有机溶剂为沸点介于环氧丙烷和水之间的醇溶剂，按如下步骤从所述气体部分中分离出环氧丙烷和有机溶剂：将所述气体部分送入环氧丙烷吸收塔中进行吸收，吸收剂与有机溶剂的种类相同，从而从环氧丙烷吸收塔的底部得到环氧丙烷和有机溶剂，从环氧丙烷吸收塔的顶部得到丙烯气。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，控制环氧化条件使得，从催化精馏塔塔顶排出的气相物料中有机溶剂的含量为50-95重量％，从催化精馏塔塔底排出的液相物料中不凝气、环氧丙烷、丙烯和丙烷的含量在0.1重量％以下。

3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述环氧化条件包括：催化精馏塔塔顶温度为10℃-100℃，催化精馏塔内压力为10kPa-500kPa，过氧化氢、丙烯与有机溶剂的摩尔比为1:1-5:1-15。

4.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，所述催化精馏塔包括精馏段、反应段和提馏段，催化精馏塔的理论塔板数为10-45，其中，第5-15块理论板为反应段。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，将过氧化氢水溶液和有机溶剂混合后从催化精馏塔反应段的上部加入，丙烯从催化精馏塔反应段下部加入。

6.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括：将分离出的丙烯进行冷凝。

7.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括：脱除所述丙烯气中的不凝气，返回催化精馏塔中作为丙烯原料。

8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述有机溶剂为甲醇，所述吸收剂为甲醇。

9.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，所述过氧化氢水溶液的浓度为5-75重量％，所述氧化催化剂为含有钛硅分子筛的催化剂和/或磷钨杂多酸。