CN108033868B - 一种hppo法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收系统与方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收系统与方法，所述系统包括依次连接的精馏塔、预分离塔、过冷器和压缩机。本发明对环氧丙烷生产过程中丙烯分离工艺做出改进，通过对设备进行精减并重新连接，减少了压缩机的输送流量并改变了丙烯的进料状态，从而降低压缩机的运行负荷，保证系统正常运行，同时还可达到较好的分离效果；本发明通过对设备和流程进行简化，减少了设备投资，使得该工艺技术具有更好的经济性。

Description

一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收系统与方法

技术领域

本发明属于化工产品分离技术领域，涉及一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收系统与方法。

背景技术

环氧丙烷是一种重要的化工原料，是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，广泛应用于化工、医药、食品以及纺织等行业。传统的工业化生产环氧丙烷的方法主要有氯醇法和共氧化法，氯醇法生产工艺成熟，对原料丙烯的纯度要求不高，但生产过程中会产生大量废水和废渣，随着环境形势的日益严峻，不能适应绿色工艺的要求；共氧化法虽克服了氯醇法废水和废渣多的缺点，但对丙烯的纯度要求高，工艺操作压力大，设备造价高，因此该方法也受到严重制约。

近年来，双氧水直接氧化法(HPPO法)生产环氧丙烷受到越来越多的关注，该方法在生产过程中只生成环氧丙烷和水，反应条件温和，产品选择性高，工艺流程简单，属于环境友好的绿色生产工艺。利用该方法生产环氧丙烷的技术最早分别由陶氏化学和巴斯夫公司、赢创工业集团和伍德公司联合开发，随着该技术的发展，国内外相关的研究也越来越多。CN 1256274 A公开了一种丙烯用双氧水氧化连续生产环氧丙烷的工艺流程，其采用淤浆搅拌反应器，进行环氧化反应时，反应压力低，温度易于控制，原料转化率和产品收率较高，但该工艺流程后续分离设备仍较多，工艺复杂，能耗较高。

HPPO法生产环氧丙烷工艺流程中，丙烯分离是必不可少的操作单元，常规工艺流程是先经过精馏塔，再经过两级闪蒸罐，最后在预分离塔再次分离，两级闪蒸罐顶部都设置有丙烯压缩机，由于闪蒸罐顶部含有的气体量较大，压缩机运行负荷大，电量消耗大，且入口介质为饱和气体，极易在压缩机入口凝为液体，影响压缩机正常运行；同时，该分离单元工艺流程复杂，设备较多，投资较大。因此，研究新的分离工艺，使之既可满足原来的工艺要求，系统又能够安全稳定运行，减少能耗与设备投资，是目前亟待解决的问题。

发明内容

针对现有技术存在的问题，本发明提供了一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收系统与方法。本发明在满足原工艺要求前提下，通过减少压缩机的输送流量、改变介质及操作条件来降低压缩机的运行消耗，使得操作更加平稳；同时本发明简化了工艺流程，使设备投资明显降低。

为达此目的，本发明采用以下技术方案：

第一方面，本发明提供了一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收系统，所述系统包括精馏塔、预分离塔、过冷器和压缩机；其中，所述精馏塔底部出料口与预分离塔的进料口相连，所述预分离塔的顶部出料口与过冷器的进料口相连，所述过冷器的气相出料口与压缩机的进料口相连，所述过冷器的液相出料口与预分离塔的回流口相连，所述压缩机的出料口与精馏塔的进料口相连。

为了降低环氧丙烷生产过程中丙烯分离的消耗，同时使其平稳运行，本发明对工艺流程做出改进，通过对设备进行精减并重新连接，使丙烯在进入压缩机前先通过预分离塔和过冷器，既可以有效降低压缩机的运行负荷，又可改变介质进料温度，从而保证设备的正常和高效运行。

以下作为本发明优选的技术方案，但不作为本发明提供的技术方案的限制，通过以下技术方案，可以更好地达到和实现本发明的技术目的和有益效果。

作为本发明优选的技术方案，所述精馏塔包括第一精馏塔和第二精馏塔，所述第一精馏塔的底部出料口与第二精馏塔的进料口相连，所述第二精馏塔的底部出料口与预分离塔的进料口相连，所述压缩机的出料口与第一精馏塔的进料口相连。

本发明中，为了充分降低进入压缩机的丙烯量，设置了两级精馏塔，以使尽可能多的剩余丙烯原料从反应后的体系中分离出来。

作为本发明优选的技术方案，所述预分离塔为填料塔，优选为规整填料塔。

作为本发明优选的技术方案，所述压缩机为离心式压缩机、往复式压缩机或螺杆式压缩机中任意一种或至少两种的组合，所述组合典型但非限制性实例有：离心式压缩机和往复式压缩机的组合，往复式压缩机和螺杆式压缩机的组合，离心式压缩机、往复式压缩机和螺杆式压缩机的组合等。

优选地，所述压缩机至少为两级压缩，例如两级、三级、四级或五级等，以能实现丙烯最优压缩处理为宜。

第二方面，本发明提供了一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收方法，所述方法包括以下步骤：

(a)将反应后的溶液进行精馏处理，得到丙烯和精馏塔底釜液；

(b)将步骤(a)得到的精馏塔底釜液进行分离后，所得气相产物进行过冷处理；

(c)将步骤(b)过冷处理后得到的液相产物返回步骤(b)再次分离，气相产物进行压缩处理后返回步骤(a)进行精馏处理。

作为本发明优选的技术方案，步骤(a)所述精馏处理依次在第一精馏塔和第二精馏塔内进行。

作为本发明优选的技术方案，步骤(b)所述分离和过冷处理分别在预分离塔和过冷器内进行。

优选地，所述预分离塔的操作压力为0.1MPa～0.3MPa，例如0.1MPa、0.13MPa、0.15MPa、0.18MPa、0.2MPa、0.23MPa、0.25MPa、0.27MPa或0.3MPa等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用；操作温度为65℃～95℃，例如65℃、70℃、75℃、80℃、85℃、90℃或95℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

作为本发明优选的技术方案，步骤(b)所述过冷处理的温度为5℃～20℃，例如5℃、6℃、8℃、10℃、12℃、14℃、16℃、18℃或20℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

作为本发明优选的技术方案，步骤(c)所述液相产物为甲醇和环氧丙烷，所述气相产物包括丙烯、环氧丙烷和甲醇。

优选地，所述气相产物中丙烯的体积分数为75％～85％，例如75％、77％、79％、80％、82％、84％或85％等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用；环氧丙烷的体积分数为10％～20％，例如10％、12％、14％、16％、18％或20％等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用；其中丙烯和环氧丙烷的体积分数之和不大于100％。

优选地，所述气相产物中丙烯的量占步骤(a)所述精馏处理得到的丙烯总量的10.5wt％～11.5wt％，例如10.5wt％、10.7wt％、10.9wt％、11.0wt％、11.2wt％、11.4wt％或11.5wt％等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

本发明中，经过两级精馏塔的分离，再经过过冷器对气相甲醇和气相环氧丙烷的冷凝回收，最终进入压缩机的丙烯量仅为精馏塔分离出的丙烯总量的10.5wt％～11.5wt％，同时，由于在过冷器内成为较冷气体，丙烯不再容易因温度降低液化而造成设备运行故障。

作为本发明优选的技术方案，步骤(c)所述压缩处理在压缩机内进行。

优选地，步骤(c)所述气相产物进入压缩机的温度为5℃～20℃，例如5℃、7℃、9℃、11℃、13℃、15℃、16℃、18℃或20℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用，优选为15℃。

本发明中，丙烯过冷处理的温度由操作压力下丙烯的沸点与甲醇和环氧丙烷的沸点来决定，该温度范围内，应使大量甲醇和环氧丙烷可以液化，而丙烯不会液化，如此才能将其更好地分离。

与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：

(1)本发明通过改进丙烯分离过程的设备连接和操作流程，有效降低压缩机的运行消耗，有利于其平稳运行，同时还可达到较好的分离效果；

(2)本发明工艺流程简化，运行成本和设备投资都有明显降低。

附图说明

图1是本发明实施例1所述系统的设备连接示意图；

其中，1-精馏塔，11-第一精馏塔，12-第二精馏塔，2-预分离塔，3-过冷器，4-压缩机。

具体实施方式

为更好地说明本发明，便于理解本发明的技术方案，下面对本发明进一步详细说明。但下述的实施例仅仅是本发明的简易例子，并不代表或限制本发明的权利保护范围，本发明保护范围以权利要求书为准。

本发明具体实施方式部分提供了一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收系统与方法，所述系统包括精馏塔1、预分离塔2、过冷器3和压缩机4；其中，所述精馏塔1底部出料口与预分离塔2的进料口相连，所述预分离塔2的顶部出料口与过冷器3的进料口相连，所述过冷器3的气相出料口与压缩机4的进料口相连，所述过冷器3的液相出料口与预分离塔2的回流口相连，所述压缩机4的出料口与精馏塔1的进料口相连。

所述方法包括以下步骤：

(a)将反应后的溶液进行精馏处理，得到丙烯和精馏塔底釜液；

(b)将步骤(a)得到的精馏塔底釜液进行分离后，所得气相产物进行过冷处理；

(c)将步骤(b)过冷处理后得到的液相产物返回步骤(b)再次分离，气相产物进行压缩处理后返回步骤(a)进行精馏处理。

以下为本发明典型但非限制性实施例：

实施例1：

本实施例提供了一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收系统，其设备连接示意图如图1所示，所述系统包括精馏塔1、填料塔2、过冷器3和压缩机4；其中，所述精馏塔1底部出料口与填料塔2的进料口相连，所述填料塔2的顶部出料口与过冷器3的进料口相连，所述过冷器3的气相出料口与压缩机4的进料口相连，所述过冷器3的液相出料口与填料塔2的回流口相连，所述压缩机4的出料口与精馏塔1的进料口相连。

所述精馏塔1包括第一精馏塔11和第二精馏塔12，所述第一精馏塔11的底部出料口与第二精馏塔12的进料口相连，所述第二精馏塔12的底部出料口与填料塔2的进料口相连，所述压缩机4的出料口与第一精馏塔11的进料口相连。

所述填料塔2为规整填料塔，所述压缩机4为两级螺杆式压缩机串联。

实施例2：

本实施例提供了一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收系统，所述系统包括精馏塔1、填料塔2、过冷器3和压缩机4；其中，所述精馏塔1底部出料口与填料塔2的进料口相连，所述填料塔2的顶部出料口与过冷器3的进料口相连，所述过冷器3的气相出料口与压缩机4的进料口相连，所述过冷器3的液相出料口与填料塔2的回流口相连，所述压缩机4的出料口与精馏塔1的进料口相连。

所述精馏塔1包括第一精馏塔11和第二精馏塔12，所述第一精馏塔11的底部出料口与第二精馏塔12的进料口相连，所述第二精馏塔12的底部出料口与填料塔2的进料口相连，所述压缩机4的出料口与第一精馏塔11的进料口相连。

所述填料塔2为规整填料塔，所述压缩机4为两级螺杆式压缩机和一级离心式压缩机串联。

实施例3：

本实施例提供了一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收系统，所述系统包括精馏塔1、填料塔2、过冷器3和压缩机4；其中，所述精馏塔1底部出料口与填料塔2的进料口相连，所述填料塔2的顶部出料口与过冷器3的进料口相连，所述过冷器3的气相出料口与压缩机4的进料口相连，所述过冷器3的液相出料口与填料塔2的回流口相连，所述压缩机4的出料口与精馏塔1的进料口相连，即所述精馏塔1只有一个。

所述填料塔2和压缩机4均与实施例1相同。

实施例4：

本实施例提供了一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收方法，所述方法采用实施例1中的系统进行，具体包括以下步骤：

(a)将反应后的溶液依次在第一精馏塔11和第二精馏塔12内进行精馏处理，得到丙烯和精馏塔底釜液；

(b)将步骤(a)得到的精馏塔底釜液在填料塔2内进行分离，操作压力为0.2MPa，操作温度为76℃，所得气相产物在过冷器3内进行过冷处理，处理温度为5℃；

(c)将步骤(b)过冷处理后得到的液相产物甲醇和环氧丙烷返回步骤(b)再次分离，气相产物温度为5℃，进入压缩机4进行压缩处理后返回步骤(a)进行精馏处理。

本实施例中系统运行稳定，进入压缩机4的气相产物不会发生液化，进入压缩机4的丙烯量仅为精馏塔1分离出的丙烯总量的10.7wt％。

实施例5：

本实施例提供了一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收方法，所述方法采用实施例2中的系统进行，具体包括以下步骤：

(a)将反应后的溶液依次在第一精馏塔11和第二精馏塔12内进行精馏处理，得到丙烯和精馏塔底釜液；

(b)将步骤(a)得到的精馏塔底釜液在填料塔2内进行分离，操作压力为0.3MPa，操作温度为85℃，所得气相产物在过冷器3内进行过冷处理，处理温度为15℃；

(c)将步骤(b)过冷处理后得到的液相产物甲醇和环氧丙烷返回步骤(b)再次分离，气相产物温度为15℃，进入压缩机4进行压缩处理后返回步骤(a)进行精馏处理。

本实施例中系统运行稳定，进入压缩机4的气相产物不会发生液化，进入压缩机4的丙烯量仅为精馏塔1分离出的丙烯总量的10.9wt％。

实施例6：

本实施例提供了一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收方法，所述方法采用实施例3中的系统进行，具体包括以下步骤：

(a)将反应后的溶液在精馏塔1内进行精馏处理，得到丙烯和精馏塔底釜液；

(b)将步骤(a)得到的精馏塔底釜液在填料塔2内进行分离，操作压力为0.1MPa，操作温度为65℃，所得气相产物在过冷器3内进行过冷处理，处理温度为20℃；

(c)将步骤(b)过冷处理后得到的液相产物甲醇和环氧丙烷返回步骤(b)再次分离，气相产物温度为20℃，进入压缩机4进行压缩处理后返回步骤(a)进行精馏处理。

本实施例中系统运行情况基本稳定，但较实施例1稍差，进入压缩机4的气相产物不会发生液化，但进入压缩机4的丙烯量为精馏塔1分离出的丙烯总量的11.5wt％。

对比例1：

本对比例提供了一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收系统与方法，所述系统参照实施例1，区别仅在于：不包括过冷器3。

所述方法参照实施例4，区别仅在于：不进行过冷处理，即填料塔2的气相产物直接进入压缩机4。

本对比例进入压缩机4的气相温度提高，不仅有丙烯，还包括大量环氧丙烷和甲醇，占压缩机进料体积总量的38.5％，压缩机效率降低，运行负荷大，且在压缩机4内发生液化，造成系统运行不稳定。

对比例2：

本对比例提供了一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的常规分离回收系统，所述系统主要包括依次连接的精馏塔、两级闪蒸罐、填料塔和过冷器，其中两级闪蒸罐的顶部分别设有压缩机，所述压缩机出料口与精馏塔回流口相连。

本对比例的系统运行时，闪蒸罐的顶部出口介质中含有大量的环氧丙烷气体和甲醇气体，占压缩机进料体积总量的23.6％，未经过冷器处理而直接进入压缩机，使压缩机运行负荷大，电能消耗多，入口介质为饱和气体，在压缩机入口液化，造成系统不能正常运行。

综合上述实施例和对比例可以看出，本发明对环氧丙烷生产过程中丙烯分离工艺做出改进，通过对设备进行精减并重新连接，压缩机的输送流量减少了60％以上，同时改变了介质进料状况及操作条件，从而降低压缩机的运行负荷，保证系统正常运行，同时还可达到较好的分离效果；本发明通过对设备和流程进行简化，减少了设备投资，使得该工艺技术具有更好的经济性。

申请人声明，本发明通过上述实施例来说明本发明的详细系统设备与工艺流程，但本发明并不局限于上述详细设备与流程，即不意味着本发明必须依赖上述详细设备与流程才能实施。所属技术领域的技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明系统和工艺的等效替换及辅助装置的添加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。

Claims (10)

1.一种HPPO法生产环氧丙烷过程中丙烯的分离回收系统，其特征在于，所述系统包括精馏塔(1)、预分离塔(2)、过冷器(3)和压缩机(4)；其中，所述精馏塔(1)底部出料口与预分离塔(2)的进料口相连，所述预分离塔(2)的顶部出料口与过冷器(3)的进料口相连，所述过冷器(3)的气相出料口与压缩机(4)的进料口相连，所述过冷器(3)的液相出料口与预分离塔(2)的回流口相连，所述压缩机(4)的出料口与精馏塔(1)的进料口相连；所述预分离塔(2)为填料塔；

采用所述系统分离回收丙烯的方法包括以下步骤：

(a)将反应后的溶液进行精馏处理，得到丙烯和精馏塔底釜液；

(b)将步骤(a)得到的精馏塔底釜液进行分离后，所述分离的操作压力为0.1MPa～0.3MPa，操作温度为65℃～95℃，所得气相产物进行过冷处理，所述过冷处理的温度为5℃～20℃；

(c)将步骤(b)过冷处理后得到的液相产物返回步骤(b)再次分离，所述液相产物为甲醇和环氧丙烷，气相产物在压缩机(4)内进行压缩处理后返回步骤(a)进行精馏处理，所述气相产物包括丙烯、环氧丙烷和甲醇，所述气相产物中丙烯的量占步骤(a)所述精馏处理得到的丙烯总量的10.5wt％～11.5wt％，所述气相产物进入压缩机(4)的温度为5℃～20℃。

2.根据权利要求1所述的系统，其特征在于，所述精馏塔(1)包括第一精馏塔(11)和第二精馏塔(12)，所述第一精馏塔(11)的底部出料口与第二精馏塔(12)的进料口相连，所述第二精馏塔(12)的底部出料口与预分离塔(2)的进料口相连，所述压缩机(4)的出料口与第一精馏塔(11)的进料口相连。

3.根据权利要求1所述的系统，其特征在于，所述预分离塔(2)为规整填料塔。

4.根据权利要求1所述的系统，其特征在于，所述压缩机(4)为离心式压缩机、往复式压缩机或螺杆式压缩机中任意一种或至少两种的组合。

5.根据权利要求1所述的系统，其特征在于，所述压缩机(4)至少为两级压缩。

6.一种根据权利要求1-5任一项所述的系统分离回收丙烯的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：

(a)将反应后的溶液进行精馏处理，得到丙烯和精馏塔底釜液；

(b)将步骤(a)得到的精馏塔底釜液进行分离后，所述分离的操作压力为0.1MPa～0.3MPa，操作温度为65℃～95℃，所得气相产物进行过冷处理，所述过冷处理的温度为5℃～20℃；

(c)将步骤(b)过冷处理后得到的液相产物返回步骤(b)再次分离，所述液相产物为甲醇和环氧丙烷，气相产物在压缩机(4)内进行压缩处理后返回步骤(a)进行精馏处理，所述气相产物包括丙烯、环氧丙烷和甲醇，所述气相产物中丙烯的量占步骤(a)所述精馏处理得到的丙烯总量的10.5wt％～11.5wt％，所述气相产物进入压缩机(4)的温度为5℃～20℃。

7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，步骤(a)所述精馏处理依次在第一精馏塔(11)和第二精馏塔(12)内进行。

8.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，步骤(b)所述分离和过冷处理分别在预分离塔(2)和过冷器(3)内进行。

9.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，步骤(c)所述气相产物中丙烯的体积分数为75％～85％，环氧丙烷的体积分数为10％～20％。

10.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，步骤(c)所述气相产物进入压缩机(4)的温度为15℃。

Images