CN104876894B - 环氧丙烷chppo装置副产过氧化二异丙苯dcp的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种环氧丙烷CHPPO装置副产过氧化二异丙苯DCP的方法，主要解决现有技术中能耗和物耗较高、产生硫化物废水的问题。本发明通过采用一种环氧丙烷CHPPO装置副产过氧化二异丙苯DCP的方法，异丙苯与空气在异丙苯氧化反应器内生成过氧化氢异丙苯CHP物料后，CHP物料至少分成两路，一路CHP物料与丙烯发生环氧化反应，生成二甲基苄醇CA中间品和环氧丙烷PO产品；所述CA中间品至少分为两路，一路CA中间品与另一路CHP物料一起进入缩合反应器，在酸催化剂B作用下发生缩合反应，生成过氧化二异丙苯DCP副产品；另一路CA中间品与氢气原料一起，在催化剂C作用下发生氢解反应，生成的异丙苯循环利用的技术方案较好地解决了上述问题，可用于环氧丙烷CHPPO装置中。
Description
技术领域
本发明涉及一种环氧丙烷CHPPO装置副产过氧化二异丙苯DCP的方法。
背景技术
环氧丙烷PO是一种丙烯衍生物中产量仅次于聚丙烯和丙烯腈的第三大有机化工产品。PO用于生产聚醚多元醇、丙二醇、丙三醇、非离子表面活性剂、油田破乳剂、农药乳化剂等产品，由此PO的用途非常广泛，市场需求巨大。
过氧化二异丙苯DCP是一种优良的橡胶制品的硫化剂、聚合反应的引发剂、聚合物的发泡剂和固化剂以及共聚物的交联剂，因此DCP在制鞋、电线、电缆、建材、涂料、油漆、橡胶、塑料等行业得到广泛应用，需求不断增加。
PO的生产技术主要有氯醇法CHPO、环氧丙烷/苯乙烯PO/SM联产法、环氧丙烷/叔丁醇PO/TBA联产法、过氧化氢HPPO氧化法和过氧化氢异丙苯CHPPO氧化法。但由于传统方法存在设备腐蚀和环境污染问题，其它方法存在工艺流程长、工程投资大、副产物多、安全性差等缺点，目前以过氧化氢异丙苯的CHPPO法是研究开发的重点。CHPPO法生产PO的过程为：异丙苯经空气氧化后生成CHP，CHP与丙烯在环氧化催化剂的作用下生成PO和中间产物二甲基苄醇CA，CA经加氢反应后生成异丙苯，再循环利用。循环反应过程如下所示：
专利申请号01806929.0涉及环氧丙烷的制备方法，专利申请号01806930.4涉及环氧丙烷的制备方法，专利申请号201310129864.9涉及环氧丙烷的合成方法，专利申请号201310129865.3涉及环氧丙烷的生产方法，公开了采用过氧化氢异丙苯法以异丙苯和丙烯为原料通过氧化反应和环氧化反应以及氢解反应生产环氧丙烷的方法。专利申请号201110300422.7涉及过氧化氢异丙苯与丙烯反应生产环氧丙烷的方法，专利申请号201210240164.2涉及丙烯环氧化生产环氧丙烷的方法，专利申请号201310129854.5涉及制备环氧丙烷的方法，公开了采用过氧化氢异丙苯法以丙烯为原料通过环氧化反应生产环氧丙烷的方法。
专利申请号201310152719.2涉及一种制备钛基催化剂及合成环氧丙烷和过氧化二异丙苯的方法，公开了制备钛基催化剂的方法和用上述钛基催化剂通过环氧化反应制备环氧丙烷，通过缩合反应制备过氧化二异丙苯的方法，该工艺方法与双氧水法生产环氧丙烷相比，提高了安全性；与单独生产过氧化二异丙苯相比，减少了污水的排放，提高了环保性。
专利申请号201110059672.6涉及一种用于生产过氧化二异丙苯的原料的制备方法，公开了采用碱性离子液体和碳酸钠混合物作为催化剂，将异丙苯氧化为过氧化氢异丙苯和二甲基苄醇混合物直接缩合生成过氧化二异丙苯的方法，由此省去了还原步骤，以此降低了过氧化二异丙苯的生产成本。专利申请号201310208646.4涉及用于生产过氧化二异丙苯的还原反应的生产设备及方法，描述了还原剂与氧化液在还原釜中进行还原反应的工艺步骤和控制方法，从而有效保证还原反应的安全进行。
现有技术中的专利申请号01806929.0与专利申请号01806930.4和专利申请号201310129864.9以及专利申请号201310129865.3生产环氧丙烷过程中，异丙苯氧化为过氧化氢异丙苯CHP并与丙烯一起参与环氧化反应，生成二甲基苄醇CA；二甲基苄醇CA与氢气发生氢解反应生成异丙苯，存在异丙苯仅仅循环使用，没有化工产品生成，白白消耗大量氢气资源等问题。专利申请号201110300422.7和专利申请号201210240164.2以及专利申请号201310129854.5仅仅公开了采用过氧化氢异丙苯法以丙烯为原料通过环氧化反应生产环氧丙烷的方法，其中：过氧化氢异丙苯CHP原料的来源，二甲基苄醇CA副产品的去向都没有描述，存在实验室生产装置规模小，原料和副产品经济性差，难以在工业规模的生产装置上应用等问题。专利申请号201310152719.2仅仅是实验室规模生产DCP的方法，DCP的产品量为19.3-24.3克，DCP的产率为77.5-79.8％，存在实验室生产装置规模小，采用间歇式生产方式，开工率低，难以在工业规模的生产装置上应用等问题。专利申请号201110059672.6仅仅用于实验室规模生产过氧化二异丙苯，而且反应时间长达16-36小时，异丙苯的转化率为75-99％，存在实验室生产装置规模小，工艺技术参数波动巨大，难以在工业规模的生产装置上应用等问题。专利申请号201310208646.4采用硫化钠水溶液作为还原剂，存在消耗大量硫化物还原剂，同时产生大量硫化物废水等问题。
本发明有针对性的解决了上述问题。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是现有技术中能耗和物耗较高、产生硫化物废水的问题，提供一种新的环氧丙烷CHPPO装置副产过氧化二异丙苯DCP的方法。该方法用于环氧丙烷CHPPO装置中，具有能耗和物耗较低、不产生硫化物废水的优点。
为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种环氧丙烷CHPPO装置副产过氧化二异丙苯DCP的方法，异丙苯与空气在异丙苯氧化反应器内以鼓泡的方式，进行气液两相接触，生成过氧化氢异丙苯CHP物料后，CHP物料至少分成两路，一路CHP物料与丙烯原料一起，在催化剂A作用下发生环氧化反应，生成二甲基苄醇CA中间品和环氧丙烷PO产品；所述CA中间品至少分为两路，一路CA中间品与另一路CHP物料一起进入缩合反应器，在酸催化剂B作用下发生缩合反应，生成过氧化二异丙苯DCP副产品；另一路CA中间品与氢气原料一起，在催化剂C作用下发生氢解反应，生成的异丙苯循环利用。
上述技术方案中，优选地，参与缩合反应生产DCP的CA中间品和参与氢解反应生成异丙苯的CA中间品的质量流量比为1：11～140。
上述技术方案中，优选地，所述异丙苯氧化反应器的操作条件为：氧化温度70～130℃，氧化压力0.10～0.60MPaG；环氧化反应条件为：环氧化温度为40～120℃，环氧化压力为4.5～7.0MPaG；缩合反应器的操作条件为：缩合温度为35～50℃，缩合压力为0.000～0.005MPaG；氢解反应条件为：氢解温度170～200℃，氢解压力1.5～3.5MPaG。
上述技术方案中，优选地，所述催化剂A为Ti-HMS催化剂；酸催化剂B为高氯酸催化剂；催化剂C为Pd-Ni-Mg-SiO2催化剂。
上述技术方案中，优选地，所述发生环氧化反应的CHP物料与丙烯的质量比为1：0.28～3.30。
上述技术方案中，优选地，所述一路CHP物料与另一路CHP物料的质量比为1：0.9～1.1。
上述技术方案中，优选地，环氧丙烷CHPPO装置副产过氧化二异丙苯DCP的方法，其特征在于所述异丙苯与空气的质量比为1：0.3～0.5；所述另一路CA中间品与氢气的质量比为1：0.06～0.18。
本发明涉及一种环氧丙烷CHPPO装置副产过氧化二异丙苯DCP的方法。以异丙苯为原料与空气发生氧化反应生成过氧化氢异丙苯CHP中间品，该CHP中间品与丙烯原料一起参与环氧化反应生成环氧丙烷PO主产品并副产二甲基苄醇CA中间品。根据市场对相关化工产品需求的数量，CA中间品中的一部分与过氧化氢异丙苯CHP发生缩合反应副产过氧化二异丙苯DCP产品。由此减少了二甲基苄醇CA与氢气发生氢解反应生成异丙苯的数量，同时也避免了过氧化氢异丙苯CHP在还原剂的作用下发生还原反应生成二甲基苄醇CA的过程。本发明所采用的CHPPO装置生产环氧丙烷PO并副产过氧化二异丙苯DCP的方法，可应用于大规模商业化制备环氧丙烷PO产品并副产过氧化二异丙苯DCP产品的工业生产中。在工业规模的生产装置上生产PO的过程中同时副产DCP，由于采用本发明所述的工艺方法，减少了CA的循环量503.7千克/吨DCP产品，减少了氢气的消耗量9.0千克/吨DCP产品，同时也避免了硫化物还原剂的消耗和硫化物废水的排放，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为异丙苯原料；2为空气；3为丙烯原料；4为氢气原料；5为PO产品；6为DCP副产品；11为异丙苯氧化反应器；12为丙烯环氧化反应器；13为轻分馏塔；14为循环气压缩机；15为重分馏塔；16为缩合反应器；17为DCP结晶釜；18为CA氢解反应器；21为其中一路CHP中间品；22为另一路来自异丙苯氧化反应器的CHP中间品；23为二甲基苄醇CA中间品和环氧丙烷PO主产品以及未反应丙烯的混合物料；24为轻分馏塔塔顶分离出的丙烯物料；25为轻分馏塔塔釜分离出的二甲基苄醇CA中间品和环氧丙烷PO主产品的混合物料；26为高压丙烯物料；27为其中一路CA中间品；28为另一路CA中间品；29为缩合反应器出口的过氧化二异丙苯DCP物料；30为返回的异丙苯物料。
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
在如图1所示的流程中，新鲜异丙苯原料(1)与循环返回异丙苯物料(30)合并后与空气(2)一起进入异丙苯氧化反应器(11)，异丙苯与空气(2)在反应器(11)内以鼓泡的方式进行气液二相接触，异丙苯发生氧化反应生成过氧化氢异丙苯CHP中间品后分为二路；一路CHP中间品(21)与新鲜丙烯原料(3)和循环返回丙烯物料(26)一起进入丙烯环氧化反应器(12)，丙烯在催化剂作用下发生环氧化反应，生成二甲基苄醇CA中间品和环氧丙烷PO主产品以及未反应丙烯的混合物料(23)；该物料(23)进入轻分馏塔(13)进行物料精馏分离，该轻分馏塔(13)塔顶分离出丙烯物料(24)经过循环气压缩机(14)增压为高压丙烯物料(26)返回与新鲜丙烯原料(3)合并后再利用；轻分馏塔(13)塔釜分离出二甲基苄醇CA中间品和环氧丙烷PO主产品的混合物料(25)进入重分馏塔(15)进行物料精馏分离，该重分馏塔(15)塔顶分离出环氧丙烷PO主产品(5)外送；重分馏塔(15)塔釜分离出二甲基苄醇CA中间品分为二路，一路CA中间品(27)与另一路来自异丙苯氧化反应器(11)的CHP中间品(22)一起进入缩合反应器(16)，在酸催化剂作用下，二股物料发生缩合反应生成过氧化二异丙苯DCP物料(29)并经过DCP结晶釜(17)结晶提纯为DCP副产品(6)外送；来自重分馏塔(15)塔釜的另一路CA中间品(28)与氢气原料(4)一起进入CA氢解反应器(18)，在催化剂作用下发生氢解反应，生成异丙苯物料(30)返回并循环使用。
【对比例1】
采用现有CHPPO技术生产PO主产品过程中，没有生成DCP副产品，当PO的生产规模为10万吨/年时，CA的循环量为23.45万吨/年，氢气的消耗量为4172吨/年。当DCP生产规模为1万吨/年时，需要消耗硫化物还原剂参与还原反应，同时产生硫化物废水。
【实施例1】
采用本发明所述的氧化反应、环氧化反应、缩合反应、氢解反应等步骤，生产环氧丙烷PO主产品并生产过氧化二异丙苯DCP副产品的方法。
异丙苯氧化反应器的操作条件为：氧化温度90℃，氧化压力0.30MPaG；环氧化反应条件为：环氧化温度为60℃，环氧化压力为5.5MPaG；缩合反应器的操作条件为：缩合温度为40℃，缩合压力为0.002MPaG；氢解反应条件为：氢解温度185℃，氢解压力2.2MPaG。催化剂A为Ti-HMS催化剂；酸催化剂B为高氯酸催化剂；催化剂C为Pd-Ni-Mg-SiO2催化剂。发生环氧化反应的CHP物料与丙烯的质量比为1：1.42；一路CHP物料与另一路CHP物料的质量比为1：0.99；异丙苯与空气的质量比为1：0.35；另一路CA中间品与氢气的质量比为1：0.09。
当PO和DCP的生产规模分别为10万吨/年和1万吨/年时，二甲基苄醇CA中间品参与缩合反应和参与氢解反应的流量比为1：46.6，CA的循环量为22.94万吨/年，氢气的消耗量为4083吨/年。由此减少CA的循环量为0.50万吨/年，减少氢气的消耗量为89.6吨/年；由于生产DCP过程中没有还原反应，因此不需要消耗硫化物还原剂，也不产生硫化物废水。
【对比例2】
采用现有CHPPO技术生产PO主产品过程中，没有生成DCP副产品，当PO的生产规模为10万吨/年时，CA的循环量为23.45万吨/年，氢气的消耗量为4172吨/年。当DCP生产规模为2万吨/年时，需要消耗硫化物还原剂参与还原反应，同时产生硫化物废水。
【实施例2】
按照实施例1所述的条件和步骤，仅仅DCP的生产规模改为2万吨/年。二甲基苄醇CA中间品参与缩合反应和参与氢解反应的流量比为1：23.3，CA的循环量为22.44万吨/年，氢气的消耗量为3993吨/年。由此减少CA的循环量为1.01万吨/年，减少氢气的消耗量为179.3吨/年；由于生产DCP过程中没有还原反应，因此不需要消耗硫化物还原剂，也不产生硫化物废水。
【对比例3】
采用现有CHPPO技术生产PO主产品过程中，没有生成DCP副产品，当PO的生产规模为10万吨/年时，CA的循环量为23.45万吨/年，氢气的消耗量为4172吨/年。当DCP生产规模为3万吨/年时，需要消耗硫化物还原剂参与还原反应，同时产生硫化物废水。
【实施例3】
按照实施例1所述的条件和步骤，仅仅DCP的生产规模改为3万吨/年。二甲基苄醇CA中间品参与缩合反应和参与氢解反应的流量比为1：15.5，CA的循环量为21.94万吨/年，氢气的消耗量为3904吨/年。由此减少CA的循环量为1.51万吨/年，减少氢气的消耗量为268.9吨/年；由于生产DCP过程中没有还原反应，因此不需要消耗硫化物还原剂，也不产生硫化物废水。
【对比例4】
采用现有CHPPO技术生产PO主产品过程中，没有生成DCP副产品，当PO的生产规模为10万吨/年时，CA的循环量为23.45万吨/年，氢气的消耗量为4172吨/年。当DCP生产规模为4万吨/年时，需要消耗硫化物还原剂参与还原反应，同时产生硫化物废水。
【实施例4】
按照实施例1所述的条件和步骤，仅仅DCP的生产规模改为4万吨/年。二甲基苄醇CA中间品参与缩合反应和参与氢解反应的流量比为1：11.6，CA的循环量为21.43万吨/年，氢气的消耗量为3814吨/年。由此减少CA的循环量为2.01万吨/年，减少氢气的消耗量为358.5吨/年；由于生产DCP过程中没有还原反应，因此不需要消耗硫化物还原剂，也不产生硫化物废水。
【对比例5】
采用现有CHPPO技术生产PO主产品过程中，没有生成DCP副产品，当PO的生产规模为20万吨/年时，CA的循环量为46.90万吨/年，氢气的消耗量为8276吨/年。当DCP生产规模为1万吨/年时，需要消耗硫化物还原剂参与还原反应，同时产生硫化物废水。
【实施例5】
按照实施例1所述的条件和步骤，仅仅PO的生产规模改为20万吨/年。当DCP的生产规模为1万吨/年时，二甲基苄醇CA中间品参与缩合反应和参与氢解反应的流量比为1：93.1，CA的循环量为46.39万吨/年，氢气的消耗量为8185吨/年。由此减少CA的循环量为0.50万吨/年，减少氢气的消耗量为90.4吨/年；由于生产DCP过程中没有还原反应，因此不需要消耗硫化物还原剂，也不产生硫化物废水。
【对比例6】
采用现有CHPPO技术生产PO主产品过程中，没有生成DCP副产品，当PO的生产规模为20万吨/年时，CA的循环量为46.90万吨/年，氢气的消耗量为8276吨/年。当DCP生产规模为2万吨/年时，需要消耗硫化物还原剂参与还原反应，同时产生硫化物废水。
【实施例6】
按照实施例5所述的条件和步骤，仅仅DCP的生产规模改为2万吨/年。二甲基苄醇CA中间品参与缩合反应和参与氢解反应的流量比为1：46.6，CA的循环量为45.89万吨/年，氢气的消耗量为8095吨/年。由此减少CA的循环量为1.01万吨/年，减少氢气的消耗量为180.7吨/年；由于生产DCP过程中没有还原反应，因此不需要消耗硫化物还原剂，也不产生硫化物废水。
【对比例7】
采用现有CHPPO技术生产PO主产品过程中，没有生成DCP副产品，当PO的生产规模为20万吨/年时，CA的循环量为46.90万吨/年，氢气的消耗量为8276吨/年。当DCP生产规模为3万吨/年时，需要消耗硫化物还原剂参与还原反应，同时产生硫化物废水。
【实施例7】
按照实施例5所述的条件和步骤，仅仅DCP的生产规模改为3万吨/年。二甲基苄醇CA中间品参与缩合反应和参与氢解反应的流量比为1：31.0，CA的循环量为45.39万吨/年，氢气的消耗量为8005吨/年。由此减少CA的循环量为1.51万吨/年，减少氢气的消耗量为271.1吨/年；由于生产DCP过程中没有还原反应，因此不需要消耗硫化物还原剂，也不产生硫化物废水。
【对比例8】
采用现有CHPPO技术生产PO主产品过程中，没有生成DCP副产品，当PO的生产规模为20万吨/年时，CA的循环量为46.90万吨/年，氢气的消耗量为8276吨/年。当DCP生产规模为4万吨/年时，需要消耗硫化物还原剂参与还原反应，同时产生硫化物废水。
【实施例8】
按照实施例5所述的条件和步骤，仅仅DCP的生产规模改为4万吨/年。二甲基苄醇CA中间品参与缩合反应和参与氢解反应的流量比为1：23.3，CA的循环量为44.88万吨/年，氢气的消耗量为7914吨/年。由此减少CA的循环量为2.01万吨/年，减少氢气的消耗量为361.5吨/年；由于生产DCP过程中没有还原反应，因此不需要消耗硫化物还原剂，也不产生硫化物废水。
【对比例9】
采用现有CHPPO技术生产PO主产品过程中，没有生成DCP副产品，当PO的生产规模为30万吨/年时，CA的循环量为70.34万吨/年，氢气的消耗量为12310吨/年。当DCP生产规模为1万吨/年时，需要消耗硫化物还原剂参与还原反应，同时产生硫化物废水。
【实施例9】
按照实施例1所述的条件和步骤，仅仅PO的生产规模改为30万吨/年。当DCP的生产规模为1万吨/年时，二甲基苄醇CA中间品参与缩合反应和参与氢解反应的流量比为1：139.7，CA的循环量为69.84万吨/年，氢气的消耗量为12219吨/年。由此减少CA的循环量为0.50万吨/年，减少氢气的消耗量为91.1吨/年；由于生产DCP过程中没有还原反应，因此不需要消耗硫化物还原剂，也不产生硫化物废水。
【对比例10】
采用现有CHPPO技术生产PO主产品过程中，没有生成DCP副产品，当PO的生产规模为30万吨/年时，CA的循环量为70.34万吨/年，氢气的消耗量为12310吨/年。当DCP生产规模为2万吨/年时，需要消耗硫化物还原剂参与还原反应，同时产生硫化物废水。
【实施例10】
按照实施例9所述的条件和步骤，仅仅DCP的生产规模改为2万吨/年。二甲基苄醇CA中间品参与缩合反应和参与氢解反应的流量比为1：69.8，CA的循环量为69.34万吨/年，氢气的消耗量为12128吨/年。由此减少CA的循环量为1.01万吨/年，减少氢气的消耗量为182.2吨/年；由于生产DCP过程中没有还原反应，因此不需要消耗硫化物还原剂，也不产生硫化物废水。
【对比例11】
采用现有CHPPO技术生产PO主产品过程中，没有生成DCP副产品，当PO的生产规模为30万吨/年时，CA的循环量为70.34万吨/年，氢气的消耗量为12310吨/年。当DCP生产规模为3万吨/年时，需要消耗硫化物还原剂参与还原反应，同时产生硫化物废水。
【实施例11】
按照实施例9所述的条件和步骤，仅仅DCP的生产规模改为3万吨/年。二甲基苄醇CA中间品参与缩合反应和参与氢解反应的流量比为1：46.6，CA的循环量为68.83万吨/年，氢气的消耗量为12037吨/年。由此减少CA的循环量为1.51万吨/年，减少氢气的消耗量为273.3吨/年；由于生产DCP过程中没有还原反应，因此不需要消耗硫化物还原剂，也不产生硫化物废水。
【对比例12】
采用现有CHPPO技术生产PO主产品过程中，没有生成DCP副产品，当PO的生产规模为30万吨/年时，CA的循环量为70.34万吨/年，氢气的消耗量为12310吨/年。当DCP生产规模为4万吨/年时，需要消耗硫化物还原剂参与还原反应，同时产生硫化物废水。
【实施例12】
按照实施例9所述的条件和步骤，仅仅DCP的生产规模改为4万吨/年。二甲基苄醇CA中间品参与缩合反应和参与氢解反应的流量比为1：34.9，CA的循环量为68.33万吨/年，氢气的消耗量为11946吨/年。由此减少CA的循环量为2.01万吨/年，减少氢气的消耗量为364.4吨/年；由于生产DCP过程中没有还原反应，因此不需要消耗硫化物还原剂，也不产生硫化物废水。
【对比例13】
采用现有CHPPO技术生产PO主产品过程中，没有生成DCP副产品，当PO的生产规模为20万吨/年时，CA的循环量为46.90万吨/年，氢气的消耗量为8276吨/年。当DCP生产规模为2万吨/年时，需要消耗硫化物还原剂参与还原反应，同时产生硫化物废水。
【实施例13】
按照实施例6所述的步骤，PO的生产规模为20万吨/年，DCP的生产规模为2万吨/年，仅仅操作条件改变。
异丙苯氧化反应器的操作条件为：氧化温度70℃，氧化压力0.10MPaG；环氧化反应条件为：环氧化温度为40℃，环氧化压力为4.5MPaG；缩合反应器的操作条件为：缩合温度为35℃，缩合压力为0.000MPaG；氢解反应条件为：氢解温度170℃，氢解压力1.5MPaG。催化剂A为Ti-HMS催化剂；酸催化剂B为高氯酸催化剂；催化剂C为Pd-Ni-Mg-SiO2催化剂。发生环氧化反应的CHP物料与丙烯的质量比为1：0.28；一路CHP物料与另一路CHP物料的质量比为1：0.9；异丙苯与空气的质量比为1：0.3；另一路CA中间品与氢气的质量比为1：0.06。
二甲基苄醇CA中间品参与缩合反应和参与氢解反应的流量比为1：46.6，CA的循环量为45.89万吨/年，氢气的消耗量为8095吨/年。由此减少CA的循环量为1.01万吨/年，减少氢气的消耗量为180.7吨/年；由于生产DCP过程中没有还原反应，因此不需要消耗硫化物还原剂，也不产生硫化物废水。
【对比例14】
采用现有CHPPO技术生产PO主产品过程中，没有生成DCP副产品，当PO的生产规模为20万吨/年时，CA的循环量为46.90万吨/年，氢气的消耗量为8276吨/年。当DCP生产规模为2万吨/年时，需要消耗硫化物还原剂参与还原反应，同时产生硫化物废水。
【实施例14】
按照实施例6所述的步骤，PO的生产规模为20万吨/年，DCP的生产规模为2万吨/年，仅仅操作条件改变。
异丙苯氧化反应器的操作条件为：氧化温度130℃，氧化压力0.60MPaG；环氧化反应条件为：环氧化温度为120℃，环氧化压力为7.0MPaG；缩合反应器的操作条件为：缩合温度为50℃，缩合压力为0.005MPaG；氢解反应条件为：氢解温度200℃，氢解压力3.5MPaG。催化剂A为Ti-HMS催化剂；酸催化剂B为高氯酸催化剂；催化剂C为Pd-Ni-Mg-SiO2催化剂。发生环氧化反应的CHP物料与丙烯的质量比为1：3.30；一路CHP物料与另一路CHP物料的质量比为1：1.1；异丙苯与空气的质量比为1：0.5；另一路CA中间品与氢气的质量比为1：0.18。
二甲基苄醇CA中间品参与缩合反应和参与氢解反应的流量比为1：46.6，CA的循环量为45.89万吨/年，氢气的消耗量为8095吨/年。由此减少CA的循环量为1.01万吨/年，减少氢气的消耗量为180.7吨/年；由于生产DCP过程中没有还原反应，因此不需要消耗硫化物还原剂，也不产生硫化物废水。
Claims (3)
1.一种环氧丙烷CHPPO装置副产过氧化二异丙苯DCP的方法，异丙苯与空气在异丙苯氧化反应器内以鼓泡的方式，进行气液两相接触，生成过氧化氢异丙苯CHP物料后，CHP物料至少分成两路，一路CHP物料与丙烯原料一起，在催化剂A作用下发生环氧化反应，生成二甲基苄醇CA中间品和环氧丙烷PO产品；所述CA中间品至少分为两路，一路CA中间品与另一路CHP物料一起进入缩合反应器，在酸催化剂B作用下发生缩合反应，生成过氧化二异丙苯DCP副产品；另一路CA中间品与氢气原料一起，在催化剂C作用下发生氢解反应，生成的异丙苯循环利用；
其中，参与缩合反应生产DCP的CA中间品和参与氢解反应生成异丙苯的CA中间品的质量流量比为1：11～140；
其中，所述发生环氧化反应的CHP物料与丙烯的质量比为1：0.28～3.30；
其中，所述一路CHP物料与另一路CHP物料的质量比为1：0.9～1.1；
其中，所述异丙苯与空气的质量比为1：0.3～0.5；所述另一路CA中间品与氢气的质量比为1：0.06～0.18。
2.根据权利要求1所述环氧丙烷CHPPO装置副产过氧化二异丙苯DCP的方法，其特征在于所述异丙苯氧化反应器的操作条件为：氧化温度70～130℃，氧化压力0.10～0.60MPaG；环氧化反应条件为：环氧化温度为40～120℃，环氧化压力为4.5～7.0MPaG；缩合反应器的操作条件为：缩合温度为35～50℃，缩合压力为0.000～0.005MPaG；氢解反应条件为：氢解温度170～200℃，氢解压力1.5～3.5MPaG。
3.根据权利要求1所述环氧丙烷CHPPO装置副产过氧化二异丙苯DCP的方法，其特征在于所述催化剂A为Ti-HMS催化剂；酸催化剂B为高氯酸催化剂；催化剂C为Pd-Ni-Mg-SiO2催化剂。
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