CN104774168A

CN104774168A - 过氧化二异丙苯dcp与环氧丁烷chpbo联产的方法

Info

Publication number: CN104774168A
Application number: CN201510152664.4A
Authority: CN
Inventors: 李勇; 徐尔玲; 李镇东; 杨建平; 李真泽; 张斌; 何琨
Original assignee: Sinopec Engineering Group Co Ltd; Sinopec Shanghai Engineering Co Ltd
Current assignee: Sinopec Engineering Group Co Ltd; Sinopec Shanghai Engineering Co Ltd
Priority date: 2015-04-01
Filing date: 2015-04-01
Publication date: 2015-07-15
Anticipated expiration: 2035-04-01
Also published as: CN104774168B

Abstract

本发明涉及一种过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法，主要解决现有技术中流程长、CHP转化率低、BO选择性低、消耗还原剂和氢气、排放含硫废水的问题。本发明通过采用一种过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法，采用氧化反应、环氧化反应、缩合反应等技术手段，实现了工业化DCP和BO工艺的高效耦合，CHP转化率达97.2～99.7％，BO选择性达95.7～99.2％，避免了硫化物、氢气的消耗和含硫废水的排放的技术方案较好地解决了上述问题，可用于过氧化二异丙苯与环氧丁烷的生产中。

Description

过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法

技术领域

本发明涉及一种过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法。

背景技术

过氧化二异丙苯DCP是一种橡胶及塑料的交联剂和高分子材料的引发剂，俗称“工业味精”，主要应用于可发性聚苯乙烯引发、电线电缆交联、制鞋等三大领域，工业需求量大。DCP的工业生产方法一般有3种：(1)过氧化氢异丙苯CHP与α,α-二甲基苄醇DMCA经缩合脱水反应生成DCP；(2)CHP与α-甲基苯乙烯经加成反应生成DCP；(3)CHP与α-氯代异丙苯经过置换反应生成DCP。其中：DMCA是以CHP为原料制得的，传统方法大致有3种：(1)还原法：用水溶性硫化物等无机还原剂还原CHP制备DMCA；(2)分解法：在强碱或重金属催化剂作用下，CHP分解生成DMCA；(3)电解法：采用电解还原CHP制备DMCA。上述3种方法中：还原法生产DMCA过程中，生成含硫废水，污染环境；分解法生产DMCA过程中，不但腐蚀设备，而且也会污染环境；电解法由于反应非常缓慢，无法实现大规模工业化生产DMCA。

环氧丁烷BO是一种可用于合成聚醚多元醇的单体。目前常见的聚醚主要是以环氧乙烷EO或环氧丙烷PO为单体原料合成，虽然BO为单体合成的聚醚占市场份额较小，但是由于其自身特性，其用途正在不断拓宽。BO与EO、PO相似，化学性质也很活泼，可与含有活性氢原子的化合物，如：水、醇类、胺类、酸类等发生反应。它除了用于制备三氯乙烯等氯代烃为溶剂的酸性清除剂、新型合成润滑油、非离子表面活性剂和农药化学品外，也可作为生产聚氨酯产品的重要原料。目前，BO的主要生产方法一是氯醇法，该法是制备低碳环氧化物的传统工艺，丁烯与氯、水反应生成氯丁醇，然后以液碱或石灰乳皂化制得BO。氯醇法由于污染严重，其工艺面临淘汰的趋势。二是过乙酸法，过乙酸法合成BO工艺分两步：(1)乙醛氧化生成过乙酸，(2)过乙酸与丁烯进行环氧化反应。与氯醇法相比，过乙酸法的优点是没有三废污染、蒸汽耗量少、副产品乙酸可利用等。但该方法操作要求高，技术推广难度大，因此限制了其发展。可以看出，寻求一种原子经济性高，绿色无污染，发展潜力大，能推广应用的环氧丁烷制备方法是非常有现实意义的。

专利CN104177314A涉及一种制备环氧丁烷的方法，公开了采用具有三维孔道结构的钛硅分子筛作为催化剂，以过氧化氢异丙苯CHP为氧化剂氧化丁烯制备环氧丁烷的方法，CHP的转化率91.0～99.5％，BO的选择性92.1～98.6％，该方法具有催化剂活性好，环氧丁烷选择性高的特点。专利CN104277013A和专利CN104230856A分别公开了用异丙苯与空气氧化制CHP氧化液，然后将CHP氧化液与丁烯在催化剂Ti-HMS作用下，在液相条件下反应生成环氧丁烷BO和二甲基苄醇DMCA，然后DMCA在催化剂存在下，加氢生成异丙苯，该异丙苯再循环利用。上述2种方法有效的提高了BO的选择性，延长了催化剂的使用寿命，CHP的转化率达99.0～100.0％，BO的选择性达99.0～99.4％。

现有技术中的专利CN104177314A中采用1～2克质量的催化剂，仅仅属于实验室规模的生产方法，而且也仅仅公开了CHP与丁烯反应制备BO的过程，CHP原料的来源，DMCA副产品的去向都没有描述，存在实验室生产规模小，原料和副产品经济性差，难以应用在工业规模的生产装置上等问题。专利CN104277013A和专利CN104230856A种异丙苯氧化为CHP并与丁烯参与环氧化反应生成DMCA，该DMCA再与氢气发生氢解反应生成异丙苯，存在异丙苯循环使用，无化工产品生成，白白消耗大量氢气资源等问题。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有技术中流程长、CHP转化率低、BO选择性低、消耗还原剂和氢气、排放含硫废水的问题，提供一种新的过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法。该方法用于过氧化二异丙苯与环氧丁烷的生产中，具有流程短、CHP转化率高、BO选择性高、不消耗还原剂和氢气、不排放含硫废水的优点。

为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法，包括以下步骤：(1)将新鲜异丙苯原料以及循环回收的异丙苯原料与碱液混合，经碱洗装置碱洗脱除异丙苯中的微量酸性杂质后进入异丙苯氧化单元，与空气进行氧化反应生成CHP氧化液，所述CHP氧化液至少分为二部分，分别送缩合反应单元和环氧化反应单元；(2)送入环氧化反应单元的所述CHP氧化液提浓至CHP质量含量50～70％后与丁烯在钛硅分子筛催化剂作用下发生环氧化反应，生成包括粗BO、粗DMCA的产物，然后将这些产物进行丁烯和BO及DMCA分离，丁烯循环利用，返回再进行环氧化反应，粗BO经BO精制单元精制后得到BO产品，粗DMCA送苄醇精馏单元，得到提浓后的精DMCA；(3)送入缩合反应单元的所述CHP氧化液提浓至CHP质量含量40～60％后与精DMCA在高氯酸催化剂作用下，进行缩合反应，生成DCP缩合液，所述DCP缩合液进入缩合提浓单元对DCP缩合液进行提浓，然后将缩合提浓液与酒精溶剂混合并送入离心机进行DCP重结晶，结晶体再经过干燥后生成DCP产品；(4)来自苄醇精馏单元、缩合反应单元和缩合提浓单元的三股异丙苯物料进入异丙苯回收装置，回收处理后的异丙苯返回碱洗装置循环利用。

上述技术方案中，优选地，分别送缩合反应单元和环氧化反应单元CHP氧化液的质量比为1：0.9～1.1；酒精溶剂与缩合提浓液的质量比为1：1.0～4.0；结晶干燥单元的结晶时间为2～10小时

上述技术方案中，优选地，所述异丙苯氧化反应单元生成的CHP氧化液中CHP的质量含量为15～40％。

上述技术方案中，优选地，所述异丙苯氧化单元的操作条件为：氧化温度70～130℃，氧化压力0.10～0.60MPaG；苄醇精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.099～-0.093MPaG，塔顶温度为30～70℃，塔釜温度为80～110℃，回流比0.5～5.5；缩合反应单元的操作条件为：缩合温度为35～50℃，缩合压力为0.000～0.005MPaG；异丙苯回收装置采用精馏塔，精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.099～-0.093MPaG，塔顶温度为60～90℃，塔釜温度为80～110℃，回流比1.0～5.5。

上述技术方案中，更优选地，所述异丙苯氧化单元的操作条件为：氧化温度为90～100℃，氧化压力为0.30～0.35MPaG；苄醇精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.097～-0.095MPaG，塔顶温度为50～60℃，塔釜温度为90～100℃，回流比2.5～3.5；缩合反应单元的操作条件为：缩合温度为41～43℃，缩合压力为0.002～0.003MPaG；异丙苯回收装置采用精馏塔，精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.097～-0.095MPaG，塔顶温度为70～80℃，塔釜温度为90～100℃，回流比2.0～3.5。

上述技术方案中，优选地，所述钛硅分子筛催化剂为Ti-HMS或Ti/MSU。

上述技术方案中，更优选地，当所述钛硅分子筛催化剂为Ti-HMS时，钛质量含量为催化剂重量的0.1～20％，环氧化反应的条件为：CHP与丁烯摩尔比为1：2～15，环氧化温度为40～130℃，环氧化压力为1.5～8.0MPaG，CHP的质量空速为0.5～15.0小时^-1。

上述技术方案中，更优选地，所述钛硅分子筛催化剂为Ti-HMS时，钛质量含量为催化剂重量的0.2～10％，环氧化反应的条件为：CHP与丁烯摩尔比为1：4～9，环氧化温度为60～110℃，环氧化压力为4.5～6.0MPaG，CHP的质量空速为2.5～9.0小时^-1。

上述技术方案中，更优选地，当所述钛硅分子筛催化剂为Ti/MSU时，所述Ti/MSU催化剂具有三维孔道结构，平均孔径为2.0～8.0nm，比表面积为650.0～1100.0m²/g；环氧化反应的条件为：CHP与丁烯摩尔比为1：6～11，环氧化温度为65～115℃，环氧化压力为1.5～5.5MPaG，CHP的质量空速为1.5～4.5小时^-1。

上述技术方案中，更优选地，环氧化反应的条件为：CHP与丁烯摩尔比为1：8～9，环氧化的温度为85～95℃，环氧化的压力为2.5～4.5MPaG，CHP的质量空速为2.5～3.5小时^-1。

本发明涉及一种过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法，可进一步缩短工艺流程，降低物耗能耗，减少装置投资。通过将DCP工业装置和CHPBO工业装置有机结合，使DCP与CHPBO工艺流程高效耦合，不仅省去了DCP生产装置CHP还原DMCA反应的操作流程，而且也省去了CHPBO生产装置副产物DMCA经加氢处理回收异丙苯的操作流程。由此实现了化工物料互补，产品多元化、装置投资少的目的，而且节省了生产装置物耗能耗、减少了废水排放处理，是一条工艺路线合理、环境友好的绿色生产工艺。CHP转化率达97.2～99.7％，PO选择性达95.7～99.2％，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1为本发明所述方法的流程示意图。

图1中，1为新鲜异丙苯原料；2为空气；3为CHP氧化液；4为丁烯；5为其中一部分CHP氧化液；6为另一部分CHP氧化液；7为环氧化反应产物；8为回收的丁烯；9为粗DMCA物料；10为来自23的粗BO物料；11为BO产品；12为高氯酸；13为DMCA精馏单元分出的异丙苯；14为精DMCA物料；15为缩合反应单元分出的异丙苯；16为DCP缩合液；17为缩合提浓装置分出的异丙苯；18为异丙苯混合液；19为经提纯处理后的异丙苯；20为碱洗后的异丙苯；21为异丙苯氧化单元；22为环氧化反应单元；23为丁烯及BO分离单元；24为BO精制单元；25为DMCA精馏单元；26为异丙苯回收装置；27为缩合反应单元；28为缩合提浓单元；29为结晶干燥单元；30为碱洗装置；31为缩合提浓液；32为DCP产品。

下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。

具体实施方式

【实施例1】

在如图1所示的工艺流程中，新鲜原料异丙苯(1)与联合装置回收的循环异丙苯(19)进入碱洗装置(30)进行碱洗，碱洗后的异丙苯(20)和空气(2)在异丙苯氧化单元(21)中发生气液二相氧化反应，生成CHP氧化液(3)，其中一部分CHP氧化液(5)进入BO装置的环氧化反应单元(22)与丁烯(4)发生环氧化反应，环氧化反应产物(7)进入丁烯及BO分离单元(23)，分离出来的丁烯(8)返回环氧化反应单元(22)进行循环利用。来自丁烯及BO分离单元(23)流来的粗二甲基苄醇(9)，经过DCP装置的二甲基苄醇精馏单元(25)分离出精二甲基苄醇(14)和异丙苯(13)。精二甲基苄醇(14)与异丙苯氧化单元(21)生成的另一部分CHP氧化液(6)以及高氯酸催化剂(12)一起进入缩合反应单元(27)发生缩合反应，生成DCP缩合液(16)和未反应的异丙苯(15)。DCP缩合液(16)进入缩合提浓装置(28)，分离得到异丙苯(17)和缩合提浓液(21)。缩合提浓液(21)进入结晶干燥单元(29)处理后得到DCP产品(22)。来自丁烯及BO分离单元(23)来的粗BO(10)进入BO精制单元(24)进行精制分离得到BO产品(11)。另外，来自二甲基苄醇精馏单元(25)的异丙苯(13)与来自缩合反应单元(27)的异丙苯(15)以及来自缩合提浓装置(28)的异丙苯(17)混合，异丙苯混合液(18)进入异丙苯回收装置(26)，经分离精制处理后的回收异丙苯(19)返回碱洗装置(30)循环利用。

以生产规模200吨/年过氧化二异丙苯DCP工业装置为例，采用本发明DCP与BO联产的方法，其工艺操作条件如下：异丙苯与空气氧化反应生成CHP的温度为100℃，压力为0.35MPaG；CHP与DMCA缩合反应生成DCP的温度为43℃，压力为0.003MPaG；CHP与丁烯环氧化反应采用Ti-HMS分子筛催化剂，CHP与丁烯的摩尔比为1：9，环氧化反应的温度为110℃，压力为6.0MPaG，CHP的质量空速为9.0小时^-1。分别送缩合反应单元和环氧化反应单元CHP氧化液的质量比为1：1.01；酒精溶剂与缩合提浓液的质量比为1：1.5；结晶干燥单元的结晶时间为3小时。苄醇精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.097MPaG，塔顶温度为50℃，塔釜温度为90℃，回流比2.5；异丙苯回收精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.097MPaG，塔顶温度为70℃，塔釜温度为90℃，回流比2.0。由此CHP转化率达99.5％，BO选择性达99.0％，在生产200吨/年DCP产品的同时联产53.3吨/年BO产品，异丙苯、CHP和DMCA等物料均循环使用，没有硫化物还原剂和氢气原料的消耗和含硫废水的排放。

【实施例2】

按照实施例1所述的条件，仅仅DCP工业装置的生产规模改为1000吨/年。由此CHP转化率达99.6％，BO选择性达99.1％，在生产1000吨/年DCP产品的同时联产266.7吨/年BO产品，异丙苯、CHP和DMCA等物料均循环使用，没有硫化物还原剂和氢气原料的消耗和含硫废水的排放。

【实施例3】

按照实施例1所述的条件，仅仅DCP工业装置的生产规模改为1万吨/年。由此CHP转化率达99.7％，BO选择性达99.2％，在生产1万吨/年DCP产品的同时联产2666.7吨/年BO产品，异丙苯、CHP和DMCA等物料均循环使用，没有硫化物还原剂和氢气原料的消耗和含硫废水的排放。

【实施例4】

按照实施例1所述的条件，仅仅DCP工业装置的生产规模改为2万吨/年。由此CHP转化率达99.7％，BO选择性达99.2％，在生产2万吨/年DCP产品的同时联产5333.3吨/年BO产品，异丙苯、CHP和DMCA等物料均循环使用，没有硫化物还原剂和氢气原料的消耗和含硫废水的排放。

【实施例5】

按照实施例1所述的条件，仅仅DCP工业装置的生产规模改为2.4万吨/年。由此CHP转化率达99.7％，BO选择性达99.2％，在生产2.4万吨/年DCP产品的同时联产6400.0吨/年BO产品，异丙苯、CHP和DMCA等物料均循环使用，没有硫化物还原剂和氢气原料的消耗和含硫废水的排放。

【实施例6】

按照实施例1所述的条件，仅仅DCP工业装置的生产规模改为3.6万吨/年。由此CHP转化率达99.7％，BO选择性达99.2％，在生产3.6万吨/年DCP产品的同时联产9600.0吨/年BO产品，异丙苯、CHP和DMCA等物料均循环使用，没有硫化物还原剂和氢气原料的消耗和含硫废水的排放。

【实施例7】

按照实施例1所述的条件，仅仅DCP工业装置的生产规模改为6万吨/年。由此CHP转化率达99.7％，BO选择性达99.2％，在生产6万吨/年DCP产品的同时联产1.6万吨/年BO产品，异丙苯、CHP和DMCA等物料均循环使用，没有硫化物还原剂和氢气原料的消耗和含硫废水的排放。

【实施例8】

按照实施例1所述的条件，DCP工业装置的生产规模仍为2万吨/年，仅仅工艺操作条件改变。其工艺操作条件如下：异丙苯与空气氧化反应生成CHP的温度为70℃，压力为0.10MPaG；CHP与DMCA缩合反应生成DCP的温度为35℃，压力为0.000MPaG；CHP与丁烯环氧化反应采用Ti-HMS分子筛催化剂，CHP与丁烯的摩尔比为1：2，环氧化反应的温度为40℃，压力为1.5MPaG，CHP的质量空速为0.5小时^-1。分别送缩合反应单元和环氧化反应单元CHP氧化液的质量比为1：0.9；酒精溶剂与缩合提浓液的质量比为1：1.0；结晶干燥单元的结晶时间为2小时。苄醇精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.099MPaG，塔顶温度为30℃，塔釜温度为80℃，回流比0.5；异丙苯回收精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.099MPaG，塔顶温度为60℃，塔釜温度为80℃，回流比1.0。由此CHP转化率达98.5％，BO选择性达97.5％，在生产2万吨/年DCP产品的同时联产5333.3吨/年BO产品，异丙苯、CHP和DMCA等物料均循环使用，没有硫化物还原剂和氢气原料的消耗和含硫废水的排放。

【实施例9】

按照实施例1所述的条件，DCP工业装置的生产规模仍为2万吨/年，仅仅工艺操作条件改变。其工艺操作条件如下：异丙苯与空气氧化反应生成CHP的温度为130℃，压力为0.60MPaG；CHP与DMCA缩合反应生成DCP的温度为50℃，压力为0.005MPaG；CHP与丁烯环氧化反应采用Ti-HMS分子筛催化剂，CHP与丁烯的摩尔比为1：15，环氧化反应的温度为130℃，压力为8.0MPaG，CHP的质量空速为15.0小时^-1。分别送缩合反应单元和环氧化反应单元CHP氧化液的质量比为1：1.1；酒精溶剂与缩合提浓液的质量比为1：4.0；结晶干燥单元的结晶时间为10小时。苄醇精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.093MPaG，塔顶温度为70℃，塔釜温度为110℃，回流比5.5；异丙苯回收精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.093MPaG，塔顶温度为90℃，塔釜温度为110℃，回流比5.5。由此CHP转化率达98.5％，BO选择性达97.5％，在生产2万吨/年DCP产品的同时联产5333.3吨/年BO产品，异丙苯、CHP和DMCA等物料均循环使用，没有硫化物还原剂和氢气原料的消耗和含硫废水的排放。

【实施例10】

按照实施例1所述的条件，DCP工业装置的生产规模仍为2万吨/年，仅仅工艺操作条件改变。其工艺操作条件如下：异丙苯与空气氧化反应生成CHP的温度为70℃，压力为0.10MPaG；CHP与DMCA缩合反应生成DCP的温度为35℃，压力为0.000MPaG；CHP与丁烯环氧化反应采用Ti/MSU分子筛催化剂，CHP与丁烯的摩尔比为1：6，环氧化反应的温度为65℃，压力为1.5MPaG，CHP的质量空速为1.5小时^-1。分别送缩合反应单元和环氧化反应单元CHP氧化液的质量比为1：0.9；酒精溶剂与缩合提浓液的质量比为1：1.0；结晶干燥单元的结晶时间为2小时。苄醇精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.099MPaG，塔顶温度为30℃，塔釜温度为80℃，回流比0.5；异丙苯回收精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.099MPaG，塔顶温度为60℃，塔釜温度为80℃，回流比1.0。由此CHP转化率达97.2％，BO选择性达95.7％，在生产2万吨/年DCP产品的同时联产5333.3吨/年BO产品，异丙苯、CHP和DMCA等物料均循环使用，没有硫化物还原剂和氢气原料的消耗和含硫废水的排放。

【实施例11】

按照实施例1所述的条件，DCP工业装置的生产规模仍为2万吨/年，仅仅工艺操作条件改变。其工艺操作条件如下：异丙苯与空气氧化反应生成CHP的温度为130℃，压力为0.60MPaG；CHP与DMCA缩合反应生成DCP的温度为50℃，压力为0.005MPaG；CHP与丁烯环氧化反应采用Ti/MSU分子筛催化剂，CHP与丁烯的摩尔比为1：11，环氧化反应的温度为115℃，压力为5.5MPaG，CHP的质量空速为4.5小时^-1。分别送缩合反应单元和环氧化反应单元CHP氧化液的质量比为1：1.1；酒精溶剂与缩合提浓液的质量比为1：4.0；结晶干燥单元的结晶时间为10小时。苄醇精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.093MPaG，塔顶温度为70℃，塔釜温度为110℃，回流比5.5；异丙苯回收精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.093MPaG，塔顶温度为90℃，塔釜温度为110℃，回流比5.5。由此CHP转化率达97.2％，BO选择性达95.7％，在生产2万吨/年DCP产品的同时联产5333.3吨/年BO产品，异丙苯、CHP和DMCA等物料均循环使用，没有硫化物还原剂和氢气原料的消耗和含硫废水的排放。

Claims

1.一种过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法，包括以下步骤：

(1)将新鲜异丙苯原料以及循环回收的异丙苯原料与碱液混合，经碱洗装置碱洗脱除异丙苯中的微量酸性杂质后进入异丙苯氧化单元，与空气进行氧化反应生成CHP氧化液，所述CHP氧化液至少分为二部分，分别送缩合反应单元和环氧化反应单元；

(2)送入环氧化反应单元的所述CHP氧化液提浓至CHP质量含量50～70％后与丁烯在钛硅分子筛催化剂作用下发生环氧化反应，生成包括粗BO、粗DMCA的产物，然后将这些产物进行丁烯和BO及DMCA分离，丁烯循环利用，返回再进行环氧化反应，粗BO经BO精制单元精制后得到BO产品，粗DMCA送苄醇精馏单元，得到提浓后的精DMCA；

(3)送入缩合反应单元的所述CHP氧化液提浓至CHP质量含量40～60％后与精DMCA在高氯酸催化剂作用下，进行缩合反应，生成DCP缩合液，所述DCP缩合液进入缩合提浓单元对DCP缩合液进行提浓，然后将缩合提浓液与酒精溶剂混合并送入离心机进行DCP重结晶，结晶体再经过干燥后生成DCP产品；

(4)来自苄醇精馏单元、缩合反应单元和缩合提浓单元的三股异丙苯物料进入异丙苯回收装置，回收处理后的异丙苯返回碱洗装置循环利用。

2.根据权利要求1所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法，其特征在于分别送缩合反应单元和环氧化反应单元CHP氧化液的质量比为1：0.9～1.1；酒精溶剂与缩合提浓液的质量比为1：1.0～4.0；结晶干燥单元的结晶时间为2～10小时。

3.根据权利要求1所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法，其特征在于所述异丙苯氧化反应单元生成的CHP氧化液中CHP的质量含量为15～40％。

4.根据权利要求1所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法，其特征在于所述异丙苯氧化单元的操作条件为：氧化温度70～130℃，氧化压力0.10～0.60MPaG；苄醇精馏单元采用苄醇精馏塔，苄醇精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.099～-0.093MPaG，塔顶温度为30～70℃，塔釜温度为80～110℃，回流比0.5～5.5；缩合反应单元的操作条件为：缩合温度为35～50℃，缩合压力为0.000～0.005MPaG；异丙苯回收装置采用精馏塔，精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.099～-0.093MPaG，塔顶温度为60～90℃，塔釜温度为80～110℃，回流比1.0～5.5。

5.根据权利要求4所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法，其特征在于所述异丙苯氧化单元的操作条件为：氧化温度为90～100℃，氧化压力为0.30～0.35MPaG；苄醇精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.097～-0.095MPaG，塔顶温度为50～60℃，塔釜温度为90～100℃，回流比2.5～3.5；缩合反应单元的操作条件为：缩合温度为41～43℃，缩合压力为0.002～0.003MPaG；异丙苯回收装置采用精馏塔，精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.097～-0.095MPaG，塔顶温度为70～80℃，塔釜温度为90～100℃，回流比2.0～3.5。

6.根据权利要求1所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法，其特征在于所述钛硅分子筛催化剂为Ti-HMS或Ti/MSU。

7.根据权利要求6所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法，其特征在于当所述钛硅分子筛催化剂为Ti-HMS时，钛质量含量为催化剂重量的0.1～20％，环氧化反应的条件为：CHP与丁烯摩尔比为1：2～15，环氧化温度为40～130℃，环氧化压力为1.5～8.0MPaG，CHP的质量空速为0.5～15.0小时^-1。

8.根据权利要求7所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法，其特征在于所述钛硅分子筛催化剂为Ti-HMS时，钛质量含量为催化剂重量的0.2～10％，环氧化反应的条件为：CHP与丁烯摩尔比为1：4～9，环氧化温度为60～110℃，环氧化压力为4.5～6.0MPaG，CHP的质量空速为2.5～9.0小时^-1。

9.根据权利要求6所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法，其特征在于当所述钛硅分子筛催化剂为Ti/MSU时，所述Ti/MSU催化剂具有三维孔道结构，平均孔径为2.0～8.0nm，比表面积为650.0～1100.0m²/g；环氧化反应的条件为：CHP与丁烯摩尔比为1：6～11，环氧化温度为65～115℃，环氧化压力为1.5～5.5MPaG，CHP的质量空速为1.5～4.5小时^-1。

10.根据权利要求9所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丁烷CHPBO联产的方法，其特征在于环氧化反应的条件为：CHP与丁烯摩尔比为1：8～9，环氧化温度为85～95℃，环氧化压力为2.5～4.5MPaG，CHP的质量空速为2.5～3.5小时^-1。