CN107987038B - 环氧化工艺物料分离系统和环氧化工艺物料分离方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及环氧化工艺，具体提供了一种环氧化工艺物料分离系统和环氧化工艺物料分离方法，该方法包括：将含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液送入环氧丙烷分离精制单元进行分离得到环氧丙烷产品和有机溶剂水溶液；将所述有机溶剂水溶液送入溶剂回收单元进行分离得到有机溶剂和水；将分离得到的有机溶剂部分或全部送入增压单元进行增压，增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元和/或溶剂回收单元的热源。本发明的方法大大降低了环氧丙烷装置的能耗，并且传统的多效精馏方法需要多台精馏塔操作，而本发明的方法可以仅需一台精馏塔，不仅简化了操作，而且降低了装置的投资。

Description

环氧化工艺物料分离系统和环氧化工艺物料分离方法

技术领域

本发明涉及一种环氧化工艺物料分离系统和一种环氧化工艺物料分离方法。

背景技术

环氧丙烷(Propylene Oxide)是有机合成的重要原料，是丙烯的第二大衍生物，主要用于生产聚醚、丙二醇、丙二醇醚等，也是非离子表面活性剂、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，目前，已生产的下游产品近百种，是精细化工产品的重要原料。

目前，环氧丙烷生产工艺主要有氯醇法、共氧化法以及直接氧化法，其中，前两种生产方法都存在成本高、污染大等缺陷。而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，因此采用钛硅分子筛催化丙烯环氧化合成环氧丙烷的直接氧化法被认为是环氧丙烷合成技术的发展趋势。

丙烯和双氧水的直接环氧化工艺中需要采用大量溶剂，通常使用的溶剂是甲醇。过量的丙烯溶解在甲醇溶液中与双氧水进行反应，可以保证较高双氧水的转化率和环氧丙烷的选择性，然而在获得高选择性的条件下同样使得反应产物中存在大量循环溶剂，由此导致后续产品分离能耗很高。因此，降低溶剂回收的能耗同样是直接氧化法工艺能否大规模应用的关键步骤。

甲醇的多效精馏工艺是降低能耗的有效方法之一。多效精馏的本质是利用高压精馏塔的塔顶蒸汽冷凝潜热，来加热相邻低压塔的塔底物料，即以高压塔塔顶蒸汽作为低压塔塔底再沸器的热源，两塔共用一个热交换器，从而达到节约能量和投资的目的。多效精馏系统一般由若干压力不同的精馏塔构成，根据塔压由高到低的顺序排列，依次用高压塔的塔顶蒸汽作为相邻低压塔再沸器的热源，整个系统只有第一个塔的再沸器由外界直接供能。也就是说，除压力最高的塔之外，其余各塔塔顶蒸汽的冷凝热均被精馏系统自身收回利用，从而使整个精馏过程的能耗大为降低。

多效精馏的工艺流程按照效数可分为两效、三效等等，然而随效数增加，虽然能耗降低，但塔数也增加，从而导致设备投入费用大量增加。而且效数越多，每增加一效的节能效果也越来越低，因此，实际应用过程中，也不能采用过多的效数，目前，工业生产多效精馏中应用最普遍的是两效、三效，四效以上的精馏工艺极少。甲醇精馏技术目前基本都采用成熟的两效或三效精馏的方法，不仅可以降低水蒸气的消耗量，而且还能减少冷却水用量和耗电量，因此在直接环氧化工艺中采用溶剂的多效精馏技术是有效降低装置能耗的手段之一。

CN1444576A公开了一种制备环氧丙烷的方法，其中对甲醇水溶液的分离可通过两个精馏塔进行。第一个精馏塔和第二个精馏塔可采用顺流双效或逆流双效方式操作。当采用顺流双效方法操作时，第一个精馏塔优选在1-20巴(即0.105-2.1MPa)的压力下操作，第二个塔的底部用来自第一个塔的蒸气加热。在优选的实施方案中，第一个塔在比第二个塔更低的压力下操作，第一个塔的底部用来自第二个塔的蒸气加热。

CN101084176A公开了一种在直接环氧化工艺中从包含甲醇和水的混合物中回收甲醇的方法，该方法在甲醇水溶液进行双效精馏前首先进行多级蒸发，每个蒸发级包括一个连续蒸发器和具有精馏段的蒸发塔，每一蒸发级到下一蒸发级压力逐渐降低，每一蒸发级中蒸发器利用来自本级中蒸发塔来的甲醇蒸气作热源，蒸发出一定数量的甲醇水溶液，同时甲醇蒸气冷凝为甲醇溶液出料。经过多个蒸发级处理后的甲醇水溶液再进入传统的双效精馏工艺进行精馏。

CN101693703A披露了一种双氧水环氧化丙烯生产环氧丙烷的节能减排工艺，将环氧丙烷塔再沸器与溶剂塔顶冷凝器集成，利用溶剂塔的塔顶蒸汽加热环氧丙烷塔塔底再沸器，不仅节省了溶剂塔塔顶的循环水，而且实现了分离工艺的热集成，有效降低了装置能耗。

从以上介绍可以看出，采用成熟的甲醇多效精馏方法可以有效降低直接环氧化工艺中甲醇分离的能耗。但是随着直接环氧化法制备环氧丙烷规模的扩大，仍然需要比现有技术更好的降低回收甲醇能耗、从而进一步降低包括环氧丙烷精制分离装置和溶剂回收装置的全装置能耗的方法。

发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种可以有效降低分离直接环氧化工艺物料中含水溶剂能耗的方法。

根据本发明的第一方面，本发明提供了一种环氧化工艺物料分离系统，该系统包括：环氧丙烷分离精制单元：用于将含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液进行分离得到环氧丙烷产品和有机溶剂水溶液；溶剂回收单元：用于将所述有机溶剂水溶液分离得到有机溶剂和水；增压单元：用于将分离得到的有机溶剂进行增压，增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元和/或溶剂回收单元的热源。

根据本发明的第二方面，本发明提供了一种环氧化工艺物料分离方法，该方法包括：将含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液送入环氧丙烷分离精制单元进行分离得到环氧丙烷产品和有机溶剂水溶液；将所述有机溶剂水溶液送入溶剂回收单元进行分离得到有机溶剂和水；将分离得到的有机溶剂部分或全部送入增压单元进行增压，增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元和/或溶剂回收单元的热源。

根据本发明的方法，将分离得到的有机溶剂部分或全部送入增压单元进行增压，增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元和/或溶剂回收单元的热源，由此使得本发明的方法大大降低了环氧丙烷装置的能耗，并且传统的多效精馏方法需要多台精馏塔操作，而本发明的方法可以仅需一台精馏塔，不仅简化了操作，而且降低了装置的投资。

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实施方式的流程示意图；

图2为根据本发明的另一种优选的实施方式的流程示意图；

图3为根据本发明的另一种优选的实施方式的流程示意。

附图标记说明

1：甲醇水溶液 2：溶剂回收塔

3：甲醇蒸气 4：甲醇蒸气

5：增压溶剂蒸气 6：冷凝甲醇溶液

7：回流溶剂 8：甲醇蒸气

9：增压溶剂蒸气 10：循环甲醇

11：废水 12：塔釜再沸器

13：中间再沸器 14：增压设备

15：增压设备

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。

本发明提供了一种环氧化工艺物料分离系统，该系统包括：

环氧丙烷分离精制单元：用于将含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液进行分离得到环氧丙烷产品和有机溶剂水溶液；

溶剂回收单元：用于将所述有机溶剂水溶液分离得到有机溶剂和水；

增压单元：用于将分离得到的有机溶剂进行增压，增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元和/或溶剂回收单元的热源。

根据本发明所述的系统，其中，优选所述溶剂回收单元包括溶剂回收塔，所述溶剂回收塔包括再沸器，所述再沸器用于向所述溶剂回收塔供热，所述增压单元增压后的有机溶剂至少部分作为所述再沸器的热源。即根据本发明的系统，优选所述增压单元的出料口与所述再沸器连通。

根据本发明所述的系统，优选所述增压单元增压后的有机溶剂部分作为所述再沸器的热源，部分作为环氧丙烷分离精制单元的热源。即所述增压单元的出料口与所述再沸器连通，也与所述环氧丙烷分离精制单元连通。

根据本发明所述的系统，优选所述溶剂回收塔包括塔釜再沸器和中间再沸器，所述增压单元增压后的有机溶剂部分作为所述中间再沸器的热源，部分作为环氧丙烷分离精制单元的热源。即所述增压单元的出料口与所述中间再沸器连通，也与所述环氧丙烷分离精制单元连通。

根据本发明所述的系统，优选所述增压单元包括两个增压设备，一个增压设备增压后的有机溶剂作为溶剂回收单元的热源，一个增压设备增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元的热源。即一个增加设备的出料口与溶剂回收单元连通，一个增压设备的出料口与环氧丙烷分离精制单元连通。

根据本发明所述的系统，优选环氧丙烷分离精制单元包括精馏塔、汽提塔、环氧丙烷吸收塔和萃取精馏塔。

根据本发明所述的系统，优选溶剂回收单元包括精馏塔。

根据本发明所述的系统，优选增压单元包括气体压缩机。

采用前述系统进行分离即可实现本发明的目的，根据本发明的一种优选实施方式，本发明提供了一种环氧化工艺物料分离方法，该方法包括：

将含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液送入环氧丙烷分离精制单元进行分离得到环氧丙烷产品和有机溶剂水溶液；

将所述有机溶剂水溶液送入溶剂回收单元进行分离得到有机溶剂和水；

将分离得到的有机溶剂部分或全部送入增压单元进行增压，增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元和/或溶剂回收单元的热源。

根据本发明的一种优选实施方式，所述有机溶剂的沸点比水的沸点低，所述溶剂回收单元包括溶剂回收塔，所述溶剂回收塔包括再沸器，所述再沸器用于向所述溶剂回收塔供热，从所述溶剂回收塔塔顶出来的有机溶剂蒸气部分或全部进入所述增压单元，所述增压单元增压后的有机溶剂蒸气至少部分作为所述再沸器的热源。

根据本发明的一种优选实施方式，优选所述增压单元增压后的有机溶剂蒸气部分作为所述再沸器的热源，部分作为环氧丙烷分离精制单元的热源。

根据本发明的一种优选实施方式，优选所述溶剂回收塔包括塔釜再沸器和中间再沸器，所述增压单元增压后的有机溶剂蒸气部分作为所述中间再沸器的热源，部分作为环氧丙烷分离精制单元的热源，塔釜再沸器的热源为蒸汽和/或导热油。

根据本发明的一种优选实施方式，从溶剂回收塔引入中间再沸器的溶液的温度为60-85℃。

针对本发明，优选中间再沸器的控制方案，即将溶剂回收塔塔顶的有机溶剂蒸气经过增压后送入中间再沸器作为热源，控制所述增压单元的压比，使得经过增压的有机溶剂蒸气在该压力下的饱和温度满足加热溶剂回收塔中间再沸器物料的最低要求，并同时满足加热环氧丙烷分离精制单元内其它精馏塔再沸器物料的最低要求。由此可以进一步降低能耗，且降低再沸器的尺寸，从而节省设备投资。

根据本发明的一种优选实施方式，优选所述增压单元包括两个增压设备，一个增压设备增压后的有机溶剂作为溶剂回收单元的热源，一个增压设备增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元的热源；由此可以大大减少能耗。

根据本发明的一种优选实施方式，优选所述环氧丙烷分离精制单元包括精馏塔、汽提塔、环氧丙烷吸收塔和萃取精馏塔；一个增压设备增压后的有机溶剂作为所述环氧丙烷分离精制单元内精馏塔、汽提塔和萃取精馏塔的塔釜再沸器的热源。

根据本发明的一种优选实施方式，优选增压后的有机溶剂作为溶剂回收单元的热源的增压设备的压比为2-4，优选为2-3；和/或增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元的热源的增压设备的压比为2-5.5，优选为2-3.5。

根据本发明的一种优选实施方式，优选所述增压后的有机溶剂作为热源冷凝放热后，部分作为回流返回溶剂回收单元，部分作为循环物料返回环氧丙烷反应单元；和/或部分返回环氧丙烷分离精制单元内。

根据本发明的一种优选实施方式，控制所述增压单元的压比，使得经过增压后的有机溶剂在该压力下的饱和温度能够满足加热溶剂回收单元内再沸器物料的最低要求和/或加热环氧丙烷分离精制单元内再沸器物料的最低要求。

根据本发明的方法，为了进一步降低能耗，优选所述增压单元包括两个增压设备，一个增压设备增压后的有机溶剂作为溶剂回收单元的热源，一个增压设备增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元的热源。

根据本发明的方法，为了进一步降低能耗，优选所述溶剂回收塔包括塔釜再沸器和中间再沸器，所述增压单元增压后的有机溶剂蒸气部分作为所述中间再沸器的热源；所述增压单元包括两个增压设备，一个增压设备增压后的有机溶剂作为溶剂回收塔中间再沸器的热源，控制所述增压设备的压比，使得经过增压的有机溶剂蒸气在该压力下的饱和温度满足加热溶剂回收塔中间再沸器物料的最低要求；

一个增压设备增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元的热源，控制所述增压设备的压比，使得经过增压的溶剂蒸气在该压力下的饱和温度满足加热环氧丙烷分离精制单元内精馏塔再沸器物料的最低要求。

根据本发明的方法，按照本发明的前述技术方案即可实现本发明的目的，所述增压设备的压比可选范围较宽。一般而言，压比越高，能耗越高，设备投入费用也相应增加。因此，综合考虑，优选控制所述增压单元的压比，使得经过增压后的有机溶剂在该压力下的饱和温度高于溶剂回收单元内再沸器物料10-20℃，优选6-10℃和/或高于环氧丙烷精制单元内再沸器物料10-20℃，优选6-10℃。由此可以保证设备投入最小与能耗最低。

根据本发明的方法，为了使得按照本发明的方法分离得到的有机溶剂可以很好回收利用的同时降低回收能耗，优选控制所述溶剂回收塔的条件使得从所述溶剂回收塔塔顶得到的有机溶剂蒸气中有机溶剂含量在90重量％以上，更优选在95重量％以上，进一步优选在98重量％以上；从所述溶剂回收塔的塔釜得到的废水中有机溶剂含量在0.5重量％以下，更优选在0.3重量％以下，进一步优选在0.1重量％以下。

根据本发明的方法，按照本发明的前述技术方案可以很好的实现本发明的目的，本发明中，所述溶剂回收塔条件的可选范围较宽，具体可以依据实际需要进行调整，针对本发明，优选所述溶剂回收塔中的条件包括：塔顶压力为常压至0.2MPaG，更优选为常压至0.1MPaG；和/或塔釜温度为100-134℃，优选为100-120℃；和/或回流比为0.5-5，优选为0.6-3；和/或理论塔板数为5-60，更优选为10-45。

根据本发明的一种优选实施方式，其中，所述有机溶剂水溶液中的有机溶剂含量为50-90重量％。

根据本发明，优选所述有机溶剂的沸点比水低。

根据本发明的方法，满足前述要求的所述有机溶剂的种类的可选范围较宽，针对本发明，当所述含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液为：在钛硅分子筛催化剂存在下，以有机溶剂为溶剂，丙烯与过氧化氢或过氧化氢水溶液接触后的产物时，所述有机溶剂一般为常用的用于丙烯直接氧化法制备环氧丙烷的有机溶剂，例如可以为甲醇、乙醇或叔丁醇，优选为甲醇。

根据本发明的方法，如前所述，本发明对所述增压设备无特殊要求，现有技术常用的各种机械增压设备均可用于本发明，例如气体压缩机。

根据本发明的方法，优选所述含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液为：在钛硅分子筛催化剂存在下，以甲醇为溶剂，丙烯与过氧化氢或过氧化氢水溶液接触后的产物。

根据本发明的方法，当所述含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液为在钛硅分子筛催化剂存在下，以甲醇为溶剂，丙烯与过氧化氢或过氧化氢水溶液接触后的产物时，其一般含有25-80重量％的甲醇、5-45重量％的水、1-15重量％的丙烯、0-5重量％的丙烷、5-25重量％的环氧丙烷和余量的高沸点有机物质。

根据本发明的方法，本发明对所述丙烯与过氧化氢或过氧化氢水溶液接触的条件无特殊要求，按照现有技术的各种接触条件最终接触得到的产物均可采用本发明的方法进行分离。本发明在此不再赘述。

根据本发明的方法，本发明对所述环氧丙烷分离精制单元的具体工艺流程无特殊要求，只要保证能够使得所述含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液经过所述环氧丙烷分离精制单元分离后，能够得到环氧丙烷产品和有机溶剂水溶液即可，现有技术的各种环氧丙烷分离精制单元均可用于本发明，例如示例性地列举但不限于以下的一种实施方式，所述环氧丙烷分离精制单元包括精馏塔、汽提塔、环氧丙烷吸收塔和萃取精馏塔。

根据本发明的方法，当所述环氧丙烷分离精制单元包括精馏塔、汽提塔、环氧丙烷吸收塔和萃取精馏塔时，优选将部分所述溶剂回收塔的塔顶而来的有机溶剂蒸气进行增压，并将其至少部分作为所述精馏塔、汽提塔和萃取精馏塔塔釜再沸器的热源。

根据本发明的方法，当所述环氧丙烷分离精制单元包括精馏塔、汽提塔、环氧丙烷吸收塔和萃取精馏塔时，一般地，环氧丙烷分离精制单元按照如下步骤进行：从直接环氧化反应单元来的反应产物(含有丙烯、环氧丙烷、有机溶剂(例如为甲醇)和水)首先进入精馏塔(通常也称丙烯分离塔)和汽提塔，以将反应后剩余的丙烯从所述反应产物中脱除，从所述反应产物中脱除的丙烯气体进一步经过所述环氧丙烷吸收塔脱除其中夹带的环氧丙烷后再经压缩冷凝返回环氧化反应单元循环使用；然后将脱除丙烯后的反应产物(含有有机溶剂、水和环氧丙烷)送入所述萃取精馏塔中，以水为萃取剂进行萃取分离，从所述萃取精馏塔的塔顶得到环氧丙烷产品，从所述萃取精馏塔的塔釜得到有机溶剂水溶液。

根据本发明的方法，为了合理地利用按照本发明的方法回收得到的有机溶剂，可进一步优选将经过所述精馏塔、汽提塔和萃取精馏塔塔釜再沸器热交换后冷凝得到的部分有机溶剂循环作为所述环氧丙烷吸收塔的吸收剂。

根据本发明的方法，可完全利用有机溶剂精馏过程中产生的多余热量，大幅降低整个环氧丙烷精制装置的分离能耗。与现有技术采用的多效精馏有机溶剂水溶液相比，本发明采用机械增压技术，可充分利用有机溶剂本身的汽化潜热，能耗进一步降低；同时，按照本发明的方法，在进行有机溶剂(例如甲醇)分离时，无需采用第二台甚至第三台精馏塔，由此进一步降低了装置的投资。

根据本发明的优选实施方式，本发明的方法包括：

将含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液送入环氧丙烷分离精制单元进行分离得到环氧丙烷产品和有机溶剂水溶液，其中，所述有机溶剂的沸点比水的沸点低；将所述有机溶剂水溶液送入一台溶剂回收塔内进行分离，塔顶得到的溶剂蒸气进入一台机械增压设备进行压缩，然后将经过增温和增压的溶剂蒸气一部分送入溶剂回收塔塔底再沸器作为热源。溶剂蒸气在塔釜再沸器内冷凝放热后，一部分作为回流返回精馏塔(溶剂回收塔)最上层塔板，另一部分精制溶剂作为循环物料返回环氧丙烷反应单元。经过增压的另一部分溶剂蒸气可作为环氧丙烷分离精制单元内其它精馏塔再沸器的热源使用，冷凝放热后得到的液相溶剂作为循环物料返回环氧丙烷反应单元。

在本发明提供的另一种方法中，为降低装置设备尺寸及投资，可采用中间再沸器方案。从溶剂回收塔中段合适的位置引出液相物流进入中间再沸器，由塔顶引出的溶剂蒸气经过机械增压设备(如气体压缩机)升压后，一部分进入中间再沸器作为热源加热物流并使之部分汽化，汽化后的物流再返回溶剂回收塔中段。经过机械增压设备增压的另一部分溶剂蒸气可作为环氧丙烷分离精制单元内其它精馏塔再沸器的热源使用，冷凝放热后得到的液相溶剂作为循环物料返回环氧丙烷反应单元。由于溶剂回收塔中段物流的温度较低，与作为热源的溶剂蒸气饱和温度相差较大，使得中间再沸器的尺寸较小，塔釜再沸器设备尺寸也显著减小，节省了设备投资。

在本发明提供的另一种优选实施方式中，为进一步降低设备尺寸和溶剂的精馏能耗，可采用中间再沸器结合多台增压设备的方案。从溶剂回收塔中段的位置引出液相物流进入中间再沸器，由塔顶引出的溶剂蒸气一部分经过一台机械增压设备(如气体压缩机)增压后进入中间再沸器作为热源加热物流并使之部分气化，气化后的物流再返回溶剂回收塔中段。另一部分塔顶溶剂蒸气进入另一台增压设备(如气体压缩机)升压后，作为环氧丙烷分离精制单元内其它精馏塔再沸器的热源使用，冷凝放热后得到的液相溶剂作为循环物料返回环氧丙烷反应单元。由于溶剂回收塔中段物流的温度较低，所以作为中段再沸器热源的溶剂蒸气压力也较低，使得为其增压的增压设备所需压比降低，压缩机的电力消耗得到进一步减少。

下面结合附图说明本发明的一种优选的实施方式的方法：

在本发明的优选实施方式中，所述含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液为：在钛硅分子筛催化剂存在下，以有机溶剂为溶剂，丙烯与过氧化氢或过氧化氢水溶液接触后的产物(以下简称丙烯环氧化产物)，且优选所述有机溶剂为甲醇：

如图1所示，本发明的方法按如下步骤进行：

将从环氧化反应器来的丙烯环氧化产物送入环氧丙烷分离精制单元中进行环氧丙烷的分离与精制，得到环氧丙烷产品，并得到甲醇水溶液1(甲醇水溶液1中甲醇的含量优选为50-90重量％)；

将甲醇水溶液1送入溶剂回收塔2进行分离。其中，优选溶剂回收塔2的条件包括：塔顶压力为常压至0.2MPaG，更优选为常压至0.1MPaG；塔釜温度为100-134℃，优选为100-120℃；回流比为0.5-5，优选为0.6-3；理论塔板数为5-60，更优选为10-45。其中，优选采用0.5MPaG水蒸气(或更高压力等级的水蒸气)作为所述溶剂回收塔2塔釜再沸器的开工热源。当从所述溶剂回收塔2的塔顶得到甲醇蒸气3后(甲醇含量在90重量％以上，更优选在95重量％以上，进一步优选在98重量％以上)，将甲醇蒸气3送入增压设备14进行压缩，得到的甲醇蒸气5一部分作为溶剂回收塔2的塔釜再沸器12的热源，另一部分甲醇蒸气9可作为环氧丙烷精制单元内其它精馏塔再沸器的热源。经过溶剂回收塔2的塔釜再沸器12冷凝后得到的甲醇溶液6，一部分作为回流溶剂7返回溶剂回收塔2的顶部，其余部分液态甲醇10可以作为循环甲醇返回至环氧化反应器作为溶剂使用。当甲醇蒸气5的量可以满足溶剂回收塔2的操作时，可停用使用水蒸气作为热源的开工再沸器(图中未示出)，其中，从溶剂回收塔塔釜流出废水11。

优选地，将从所述溶剂回收塔2的塔顶得到的部分甲醇蒸气4送入增压设备14进行压缩，其中，优选增压设备14的压比，使得经过增压的甲醇蒸气5在该压力下的饱和温度高于溶剂回收塔再沸器及环氧丙烷分离精制单元内精馏塔再沸器中液相物料10-20℃；更优选增压设备14的压比，使得经过增压的溶剂蒸气5在该压力下的饱和温度高于溶剂回收塔再沸器及环氧丙烷精制单元内精馏塔再沸器中液相物料6-10℃。例如：溶剂回收塔塔顶压力为常压时，增压设备14的压比优选为3.5-7.5，更优选为3.5-5.5。

在上述基础上，为进一步降低再沸器设备尺寸和能耗，可采用如图2所示的中间再沸器方案。溶剂回收塔2塔釜再沸器12采用低压水蒸气作为热源，在塔中部设置中间再沸器13。将从所述溶剂回收塔2的塔顶得到的甲醇蒸气4送入增压设备14进行压缩，得到的甲醇蒸气5一部分作为溶剂回收塔2的中间再沸器13的热源，另一部分甲醇蒸气9可作为环氧丙烷精制单元内精馏塔再沸器的热源。经过溶剂回收塔2的中间再沸器13冷凝后得到的甲醇溶液6，一部分作为回流溶剂7返回溶剂回收塔2的顶部，其余部分液态甲醇10可以作为循环甲醇返回至环氧化反应器作为溶剂使用。由于溶剂回收塔2中段物料温度相对较低，因此可有效降低增压设备14的压比，例如：当溶剂回收塔2塔顶压力为常压时，增压设备14的压比优选为2-5.5，更优选2.0-3.5。增压设备压比的降低可进一步降低整个装置能耗。

在上述基础上，为进一步降低溶剂回收能耗，可采用如图3所示的中间再沸器结合多台增压设备的方案。溶剂回收塔2塔釜再沸器12采用低压水蒸气作为热源，在塔中部设置中间再沸器13。将从所述溶剂回收塔2的塔顶得到的部分甲醇蒸气4送入增压设备14进行压缩，得到的甲醇蒸气5作为溶剂回收塔2的中间再沸器13的热源，另一部分甲醇蒸气8送入增压设备15进行压缩，得到的甲醇蒸气9可作为环氧丙烷分离精制单元内其它精馏塔再沸器的热源。经过溶剂回收塔2的中间再沸器13冷凝后得到的甲醇溶液6，一部分作为回流7返回溶剂回收塔2的顶部，其余部分液态甲醇10可以作为循环甲醇返回至环氧化反应器作为溶剂使用。由于溶剂回收塔2中段物料温度相对较低，因此可进一步降低增压设备14的压比，例如：当溶剂回收塔2塔顶压力为常压时，增压设备14的压比优选为2-4，更优选2-3。增压设备14压比的降低可进一步降低整个装置能耗；

将从所述溶剂回收塔2的塔顶得到的另一部分甲醇蒸气8送入增压设备15进行压缩，其中，优选增压设备15的压比，使得经过增压的甲醇蒸气9在该压力下的饱和温度高于环氧丙烷精制单元中需要采用9作为其再沸器热源的精馏塔塔釜液相物料10-20℃；更优选增压设备15的压比，使得经过增压的溶剂蒸气9在该压力下的饱和温度高于环氧丙烷分离精制单元中需要采用9作为其再沸器热源的精馏塔塔釜液相物料6-10℃。例如：溶剂回收塔塔顶压力为常压时，增压设备15的压比优选为2-5.5，更优选2-3.5。

前述具体说明了本发明的具体实施方式，下面通过具体实施例说明本发明的方法，但其不限制本发明的范围。

对比例1

本对比例采用传统单塔方法分离甲醇水溶液，具体工艺流程如下。

将环氧丙烷分离精制单元得到的甲醇水溶液94277kg/h(其中，甲醇的含量为82质量％，水的含量为18质量％，还包括少量乙醛、丙酮、丙二醇、丙二醇单甲醚、高沸点化合物等杂质)送入溶剂回收塔(理论塔板数为45，回流比为1.0，塔顶压力为常压，塔釜温度为104℃，且所述甲醇水溶液从第30块理论板处进料)进行精馏分离，塔釜采用低压水蒸气作为溶剂回收塔再沸器的热源，塔釜出料(废水)量16740kg/h，塔顶得到纯度为99.7％的甲醇77537kg/h。塔底再沸器的热负荷为48110kw，消耗0.5MPaG低压蒸汽82.95t/h，折合标准煤7820kg。

对比例2

将环氧丙烷分离精制单元得到的甲醇水溶液94277kg/h(其中，甲醇的含量为82质量％，水的含量为18质量％，还包括少量乙醛、丙酮、丙二醇、丙二醇单甲醚、高沸点化合物等杂质)送入甲醇双效精馏系统。甲醇双效精馏系统由高压塔和低压塔组成，高压精馏塔理论塔板数为60，回流比为2.2，塔顶压力为0.574MPaG，塔釜温度为133℃，且所述甲醇水溶液从第15块理论板处进料。高压塔塔釜采用1.0MPaG水蒸气作为再沸器热源，塔釜出料进入低压精馏塔进行分离。低压塔理论塔板数为60，回流比为2.23，塔顶压力为0.01MPaG，塔釜温度为106℃，进料板位置为第15块理论板。由高压塔塔顶得到的121℃甲醇蒸气作为低压塔塔釜再沸器的热源，经低压塔塔釜再沸器冷凝后一部分作为高压塔的回流返回高压塔塔顶，另一部分(41095kg/h)经换热降温后作为循环溶剂返回反应部分循环使用；由低压塔塔顶采出26442kg/h精甲醇经换热降温后作为循环溶剂返回反应部分循环使用。高压塔塔釜再沸器的热负荷为28580kw，消耗1.0MPaG低压蒸汽51.5t/h，折合标准煤5591.4kg。

实施例1

采用图1所示的工艺，将环氧丙烷分离精制单元得到的甲醇水溶液94277kg/h(其中，甲醇的含量为82质量％，水的含量为18质量％，还包括少量乙醛、丙酮、丙二醇、丙二醇单甲醚、高沸点化合物等杂质)送入溶剂回收塔2(理论塔板数为45，回流比为1.0，塔顶压力为常压，塔釜温度为104℃，且所述甲醇水溶液从第30块理论板处进料)进行精馏分离，塔釜出料(废水)量16740kg/h，从塔顶引出温度为64.7℃、纯度为97.7质量％的流量为158628kg/h的甲醇气体(甲醇含量为98体积％)，送入机械增压设备14进行压缩，压缩机的压比为5.0。压缩后过热甲醇蒸气5的压力为400kPaG，温度为205℃(饱和温度112℃)。该过热甲醇蒸气一部分(149110kg/h)送入塔釜再沸器12作为热源，加热汽化从溶剂回收塔2塔釜引出的溶液。冷凝后的温度为109℃的甲醇凝液6一部分(81091kg/h)作为回流7返回溶剂回收塔2塔顶，另一部分(68019kg/h)经换热降温后作为循环溶剂10返回反应部分循环使用。另一部分过热甲醇蒸气9以9518kg/h的流量送入环氧丙烷精制单元内其它精馏塔再沸器作为热源回收其热量。冷凝后的甲醇凝液(～109℃)以9518kg/h的流量经换热降温后作为循环溶剂返回反应部分循环使用。

溶剂回收塔2增压设备14的电耗为10010kw，折合标准煤3719kg；回收的过热甲醇蒸气9的能量折合标准煤500kg，因此溶剂回收塔总能耗折合标准煤3219kg。

实施例2

采用图2所示的工艺，将环氧丙烷分离精制单元得到的甲醇水溶液94277kg/h(其中，甲醇的含量为82质量％，水的含量为18质量％，还包括少量乙醛、丙酮、丙二醇、丙二醇单甲醚、高沸点化合物等杂质)送入溶剂回收塔2(理论塔板数为45，回流比为1.0，塔顶压力为常压，塔釜温度为104℃，且所述甲醇水溶液从第30块理论板处进料)进行精馏分离，塔釜出料(废水)量16740kg/h，从塔顶引出温度为64.7℃、纯度为97.7质量％的流量为158628kg/h的甲醇气体(甲醇含量为98体积％)，送入增压设备14进行压缩，压缩机的压比为3.5。压缩后过热甲醇蒸气的压力为250kPaG，温度173℃(饱和温度100℃)。该过热甲醇蒸气一部分以120557kg/h的流量送入中间再沸器13作为热源，加热气化从溶剂回收塔2中段引出的溶液(引出的溶液的温度为74℃)。冷凝后的温度为100℃的甲醇凝液6一部分(81091kg/h)作为回流7返回溶剂回收塔2塔顶，另一部分(39466kg/h)经换热降温后作为循环溶剂10返回反应部分循环使用。另一部分过热甲醇蒸气9以38071kg/h的流量送入环氧丙烷精制单元内其它精馏塔再沸器作为热源回收其热量。

溶剂回收塔2塔底再沸器12采用0.5MPaG水蒸气作为热源，热负荷9339kw，消耗0.5MPaG低压蒸汽16.1t/h，折合标准煤1518kg；增压设备14的电耗为7540kw，折合标准煤2802kg；回收的过热甲醇蒸气9的能量折合标准煤1992kg，因此溶剂回收塔总能耗折合标准煤2328kg。

实施例3

采用图3所示的工艺，将环氧丙烷分离精制单元得到的甲醇水溶液94277kg/h(其中，甲醇的含量为82质量％，水的含量为18质量％，还包括少量乙醛、丙酮、丙二醇、丙二醇单甲醚、高沸点化合物等杂质)送入溶剂回收塔2(理论塔板数为45，回流比为1.0，塔顶压力为常压，塔釜温度为104℃，且所述甲醇水溶液从第30块理论板处进料)进行精馏分离，塔釜出料(废水)量16740kg/h，从塔顶引出温度为64.7℃、纯度为97.7质量％的流量为158628kg/h的甲醇气体(甲醇含量为98体积％)，其中123000kg/h的甲醇蒸气送入增压设备14进行压缩，压缩机的压比为2。压缩后过热甲醇蒸气的压力为100kPaG，温度123.2℃(饱和温度83.4℃)。该过热甲醇蒸气送入中间再沸器13作为热源，加热汽化从溶剂回收塔2中段引出的溶液(引出的溶液的温度为74℃)。冷凝后的温度为83.4℃的甲醇凝液一部分(81091kg/h)作为回流返回溶剂回收塔2塔顶，另一部分(41909kg/h)经换热降温后作为循环溶剂返回反应部分循环使用。

塔顶得到的另一部分甲醇蒸气8以35628kg/h的流量送入机械增压设备15进行压缩，压缩机b的压比为3.5。压缩后过热甲醇蒸气的压力为250kPaG，温度171℃。该过热甲醇蒸气(饱和温度100℃)送入环氧丙烷分离精制单元内其它精馏塔再沸器作为热源回收其热量。冷凝后的甲醇凝液(～100℃)以35628kg/h的流量经换热降温后作为循环溶剂返回反应部分循环使用。

溶剂回收塔2塔底再沸器12采用0.5MPaG水蒸气作为热源，热负荷9339kw，消耗0.5MPaG低压蒸气16.1t/h，折合标准煤1518kg；机械增压设备14和15的电耗分别为3027kw和1677kw，折合标准煤1748kg；回收的过热甲醇蒸气9的能量折合标准煤1841kg，溶剂回收塔总能耗折合标准煤1425kg。

由此可见，采用本发明的方法，与溶剂回收单效精馏和双效精馏的方法相比，能耗均有大幅降低，并且本发明大大减少了设备投入。

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。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims (22)

1.一种环氧化工艺物料分离装置，其特征在于，该装置包括：

环氧丙烷分离精制单元：用于将含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液进行分离得到环氧丙烷产品和有机溶剂水溶液；

溶剂回收单元：用于将所述有机溶剂水溶液分离得到有机溶剂和水；

增压单元：用于将分离得到的有机溶剂进行增压，增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元和/或溶剂回收单元的热源。

2.根据权利要求1所述的装置，其中，所述溶剂回收单元包括溶剂回收塔，所述溶剂回收塔包括再沸器，所述再沸器用于向所述溶剂回收塔供热，所述增压单元增压后的有机溶剂至少部分作为所述再沸器的热源。

3.根据权利要求2所述的装置，其中，所述增压单元增压后的有机溶剂部分作为所述再沸器的热源，部分作为环氧丙烷分离精制单元的热源。

4.根据权利要求2或3所述的装置，其中，所述溶剂回收塔包括塔釜再沸器和中间再沸器，所述增压单元增压后的有机溶剂部分作为所述中间再沸器的热源，部分作为环氧丙烷分离精制单元的热源。

5.根据权利要求1-3中任意一项所述的装置，其中，所述增压单元包括两个增压设备，一个增压设备增压后的有机溶剂作为溶剂回收单元的热源，一个增压设备增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元的热源。

6.根据权利要求1-3中任意一项所述的装置，其中，

环氧丙烷分离精制单元包括精馏塔、汽提塔、环氧丙烷吸收塔和萃取精馏塔；和/或

溶剂回收单元包括精馏塔；和/或

增压单元包括气体压缩机。

7.一种环氧化工艺物料分离方法，该方法包括：

将含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液送入环氧丙烷分离精制单元进行分离得到环氧丙烷产品和有机溶剂水溶液；

将所述有机溶剂水溶液送入溶剂回收单元进行分离得到有机溶剂和水；

将分离得到的有机溶剂部分或全部送入增压单元进行增压，增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元和/或溶剂回收单元的热源。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述有机溶剂的沸点比水的沸点低，所述溶剂回收单元包括溶剂回收塔，所述溶剂回收塔包括再沸器，所述再沸器用于向所述溶剂回收塔供热，从所述溶剂回收塔塔顶出来的有机溶剂蒸气部分或全部进入所述增压单元，所述增压单元增压后的有机溶剂蒸气至少部分作为所述再沸器的热源。

9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述增压单元增压后的有机溶剂蒸气部分作为所述再沸器的热源，部分作为环氧丙烷分离精制单元的热源。

10.根据权利要求8所述的方法，其中，所述溶剂回收塔包括塔釜再沸器和中间再沸器，所述增压单元增压后的有机溶剂蒸气部分作为所述中间再沸器的热源，部分作为环氧丙烷分离精制单元的热源，塔釜再沸器的热源为蒸汽和/或导热油。

11.根据权利要求8所述的方法，其中，从溶剂回收塔引入中间再沸器的溶液的温度为60-85℃。

12.根据权利要求7所述的方法，其中，所述增压单元包括两个增压设备，一个增压设备增压后的有机溶剂作为溶剂回收单元的热源，一个增压设备增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元的热源。

13.根据权利要求12所述的方法，其中，所述环氧丙烷分离精制单元包括精馏塔、汽提塔、环氧丙烷吸收塔和萃取精馏塔；一个增压设备增压后的有机溶剂作为所述环氧丙烷分离精制单元内精馏塔、汽提塔和萃取精馏塔的塔釜再沸器的热源。

14.根据权利要求12所述的方法，其中，增压后的有机溶剂作为溶剂回收单元的热源的增压设备的压比为2-4；和/或增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元的热源的增压设备的压比为2-5.5。

15.根据权利要求14所述的方法，其中，增压后的有机溶剂作为溶剂回收单元的热源的增压设备的压比为2-3；和/或增压后的有机溶剂作为环氧丙烷分离精制单元的热源的增压设备的压比为2-3.5。

16.根据权利要求7-15中任意一项所述的方法，其中，所述增压后的有机溶剂作为热源冷凝放热后，部分作为回流返回溶剂回收单元，部分作为循环物料返回环氧丙烷反应单元；和/或部分返回环氧丙烷分离精制单元内。

17.根据权利要求7-15中任意一项所述的方法，其中，控制所述增压单元的压比，使得经过增压后的有机溶剂在该压力下的饱和温度能够满足加热溶剂回收单元内再沸器物料的最低要求和/或加热环氧丙烷分离精制单元内再沸器物料的最低要求。

18.根据权利要求17所述的方法，其中，控制所述增压单元的压比，使得经过增压后的有机溶剂在该压力下的饱和温度高于溶剂回收单元内再沸器物料10-20℃；和/或高于环氧丙烷精制单元内再沸器物料10-20℃。

19.根据权利要求18所述的方法，其中，控制所述增压单元的压比，使得经过增压后的有机溶剂在该压力下的饱和温度高于溶剂回收单元内再沸器物料6-10℃；和/或高于环氧丙烷精制单元内再沸器物料6-10℃。

20.根据权利要求8所述的方法，其中，控制所述溶剂回收塔的条件使得从所述溶剂回收塔塔顶得到的有机溶剂蒸气中有机溶剂含量在90重量％以上，从所述溶剂回收塔的塔釜得到的废水中有机溶剂含量在0.5重量％以下。

21.根据权利要求20所述的方法，其中，所述溶剂回收塔的条件包括：塔顶压力为常压至0.2MPaG，理论塔板数为5-60，塔釜温度为100-134℃，回流比为0.5-5。

22.根据权利要求7-12中任意一项所述的方法，其中，所述有机溶剂水溶液中的有机溶剂含量为50-90重量％；和/或

所述有机溶剂为甲醇。

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