CN109851575A - 环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法，包括：a)提供有机氢过氧化物与烯烃环氧化反应得到的、含有环氧烷烃、苄醇、有机酸、以及相应于所述有机氢过氧化物的烃的第一物流；b)所述第一物流进入第一分离塔，塔顶得到第二物流，塔底得到第三物流；控制第三物流中环氧烷烃含量为第一物流中环氧烷烃含量的5～30重量％；c)所述第三物流进入第二分离塔，塔顶得到含有机酸、以及相应于所述有机氢过氧化物的烃的第四物流，塔底得到第五物流。所述方法可用于环氧烷烃脱除有机酸的工业生产中。

Description

环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法

技术领域

本发明涉及一种环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法。

背景技术

1,2-环氧丁烷是一种重要的有机化合物原料，可以用于制备聚醚多元醇，简称聚醚。受1,2-环氧丁烷生产技术限制，目前市场上常见的聚醚主要以环氧乙烷或环氧丙烷为单体原料合成，以1,2-环氧丁烷为单体合成的聚醚由于其自身特性，其用途不断拓宽。1,2-环氧丁烷还可用于生产1,2-丁二醇，用于制造增塑剂；生产丁醇胺，用于涂料工业；1,2-环氧丁烷与环氧乙烷的嵌段共聚物可用于生产乳化剂、破乳剂等表面活性剂；1,2-环氧丁烷还可以作为生产杀菌剂、防腐剂的原料，在医药领域也有广泛用途。

工业上，1,2-环氧丁烷主要来源于环氧丙烷生产的副产品回收。在用裂解尾气经次氯酸化生产环氧乙烷、环氧丙烷过程中，可得环氧丙烷塔釜残液，其中1,2-环氧丁烷的含量高达74.6％，还有少量的环氧丙烷、环氧乙烷、水和高沸物。通过蒸馏、冷凝、去除水后，可得含量约为87％的1,2-环氧丁烷成品。但该方法流程较长，产品纯度不高，产量相对较少。

氯醇法工艺是一种生产1,2-环氧丁烷的传统生产工艺，首先用次氯酸使1-丁烯氯醇化，然后环氧化。但是，氯醇法生产工艺需要消耗大量的氯气，生产过程产生的次氯酸对设备腐蚀严重，还产生含有氯化钙和有机氯化物的废水、废渣，给环境造成极大的污染。由于严重的环境污染问题，氯醇法基本已被淘汰。

文献CN104230856A、CN104098532A和CN104177314A公开了采用CHP法制得1,2-环氧丁烷的生产方法，过氧化氢异丙苯法(CHP法)以过氧化氢异丙苯(CHP)为氧化剂，CHP使1-丁烯环氧化得到1,2-环氧丁烷和α,α-二甲基苄醇，α,α-二甲基苄醇氢解生成异丙苯，异丙苯氧化后生成CHP循环使用。该工艺可直接大量生产1,2-环氧丁烷，流程简单，催化剂稳定性好，1,2-环氧丁烷产品纯度高，无联产品，基本无污染，是一种环境友好的原子经济型1,2-环氧丁烷绿色合成新工艺。

文献CN104003960A、CN104098531A和CN104311512A公开了采用HPPO法生产1,2-环氧丁烷的生产方法，过氧化氢氧化法(HPPO法)采用过氧化氢催化环氧化1-丁烯制得1,2-环氧丁烷，生产过程主要生成1,2-环氧丁烷和水，工艺流程简单，产品收率高，没有其他联产品，基本无污染，是一种环境友好的清洁生产新工艺。

采用CHP法(或EBHP法)生产的1,2-环氧丁烷的工艺过程中，原料过氧化氢异丙苯(或过氧化氢乙苯)一般是通过异丙苯(或乙苯)氧化得到，异丙苯(或乙苯)氧化的副产物中含有甲酸、乙酸、丙酸等有机酸，同时，1-丁烯和过氧化氢异丙苯(或过氧化氢乙苯)的环氧化反应中也伴随着生成有机酸的副反应。产品1,2-环氧丁烷中的有机酸会对产品精制设备或产品储存设备造成腐蚀。现有技术中，除酸的方法可以采用碱洗和/或水洗的方法。但是，由于1,2-环氧丁烷的特殊性，它易溶于水，并且易与水发生水解反应生成1,2-丁二醇，导致1,2-环氧丁烷的大量损失。表1为温度45℃时，1,2-环氧丁烷在水中溶解和水解损失量的实验数据。1,2-环氧丁烷的溶解度为7g左右，水解生成1,2-丁二醇的量随时间不断增大。

表1

水解时间，小时	环氧丁烷/水，wt％	丁二醇/水，wt％
			1	7.00％	0.09％
2	7.58％	0.23％
			4	7.59％	0.41％
6	7.70％	0.72％

现有的文献中，没有涉及对1,2-环氧丁烷生产中有机酸脱除方法的相关报道。

发明内容

本发明人经过刻苦的研究发现，通过控制精馏过程，使有机酸仅在含有小部分环氧烷烃的混合物中富集，再对该混合物进行碱洗水洗，就可以解决至少一个前述的问题，并由此完成了本发明。

具体而言，本发明涉及一种环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法，包括：

a)提供有机氢过氧化物与烯烃环氧化反应得到的、含有环氧烷烃、苄醇、有机酸、以及相应于所述有机氢过氧化物的烃的第一物流；

b)所述第一物流进入第一分离塔，塔顶得到第二物流，塔底得到第三物流；控制第三物流中环氧烷烃含量为第一物流中环氧烷烃含量的5～30重量％，优选5～20重量％，更优选7～15重量％；

c)所述第三物流进入第二分离塔，塔顶得到含有机酸、以及相应于所述有机氢过氧化物的烃的第四物流，塔底得到第五物流；

d)任选的，所述第二物流精制得到环氧烷烃，所述第五物流进入后序流程。

根据本发明的一个方面，所述有机氢过氧化物为过氧化氢异丙苯，相应于过氧化氢异丙苯的烃为异丙苯。

根据本发明的一个方面，所述有机氢过氧化物为过氧化氢乙苯，相应于过氧化氢异丙苯的烃为乙苯。

根据本发明的一个方面，所述第一物流中，环氧烷烃的含量为5～40重量％，苄醇的含量为5～60重量％，相应于所述有机氢过氧化物的烃的含量为10～90重量％，有机酸的含量为10～1000ppm。

根据本发明的一个方面，所述环氧烷烃为环氧丙烷、环氧丁烷、或其同分异构体，优选为环氧丁烷，更优选为1,2-环氧丁烷。

根据本发明的一个方面，所述有机酸包括甲酸、乙酸、丙酸、丁酸中的至少一种。

根据本发明的一个方面，控制第四物流中相应于所述有机氢过氧化物的烃的重量为第三物流中相应于所述有机氢过氧化物的烃的重量的0.2～1.5倍，优选0.3～1.4倍，更优选0.4～1.2倍。

根据本发明的一个方面，所述方法还包括：所述第四物流经碱洗和/或水洗。

根据本发明的一个方面，所述方法还包括：

所述第四物流进入碱洗水洗系统，与碱液和水接触后，得到水相和油相；所述水相为含盐废水。

根据本发明的一个方面，所述方法还包括：所述油相的至少一部分循环至第一分离塔；和/或所述油相的至少一部分进入环氧烷烃精制单元；和/或所述油相的至少一部分作为第二分离塔的回流。

本发明的有益效果：本发明方法具有停留时间短，环氧烷烃溶解和水解损失率低、产生含盐废水量少的优点。相较于反应产物流直接去碱洗水洗，产生的含盐废水量减少60～92％，环氧烷烃收率提高3～7％。

附图说明

图1为本发明所述方法的流程示意图。

附图标记说明：

T1 第一分离塔

T2 第二分离塔

X1 碱洗水洗系统

1 第一物流-进料物流

2 第二物流-第一分离塔塔顶物流

3 第三物流-第一分离塔塔底物流

4 第四物流-第二分离塔塔顶物流

5 第五物流-第二分离塔塔底物流

6 碱洗水洗后循环回第一分离塔的油相物流

7 碱液

8 水

9 含盐废水

10 碱洗水洗后排放物流

11 碱洗水洗后回流至第二分离塔的油相物流

下面结合附图对本发明进行详细说明，但是需要指出的是，本发明的保护范围并不受此限制，而是由附录的权利要求书来确定。

本说明书提到的所有出版物、专利申请、专利和其它参考文献全都通过引用并入本文。除非另有定义，本说明书所用的所有技术和科学术语都具有本领域技术人员常规理解的含义。在有冲突的情况下，以本说明书的定义为准。

当本说明书以词头“本领域技术人员公知”、“现有技术”或其类似用语来导出材料、物质、方法、步骤、装置或部件等时，该词头导出的对象涵盖本申请提出时本领域常规使用的那些，但也包括目前还不常用，却将变成本领域公认为适用于类似目的的那些。

在本说明书的上下文中，除了明确说明的内容之外，未提到的任何事宜或事项均直接适用本领域已知的那些而无需进行任何改变。而且，本文描述的任何实施方式均可以与本文描述的一种或多种其他实施方式自由结合，由此而形成的技术方案或技术思想均视为本发明原始公开或原始记载的一部分，而不应被视为是本文未曾披露或预期过的新内容，除非本领域技术人员认为该结合是明显不合理的。

在没有明确指明的情况下，本说明书内所提到的所有百分数、份数、比率等都是以重量为基准的，除非以重量为基准时不符合本领域技术人员的常规认识。

在没有明确指明的情况下，本说明书内所提到的所有压力都是绝对压力。

本发明方法所处理的原料是有机氢过氧化物与烯烃环氧化反应得到的反应溶液。有机氢过氧化物与烯烃环氧化反应是为现有技术所公开的，根据有机氢过氧化物的不同，可以有过氧化氢异丙苯法(CHP法)和过氧化氢乙苯法(EBHP法)。环氧烷烃为环氧丙烷、环氧丁烷、或其同分异构体，优选为环氧丁烷，更优选为1,2-环氧丁烷。以生产1,2-环氧丁烷为例，过氧化氢异丙苯法(CHP法)以过氧化氢异丙苯(CHP)为氧化剂，CHP使1-丁烯环氧化得到1,2-环氧丁烷和α,α-二甲基苄醇，α,α-二甲基苄醇氢解生成异丙苯，异丙苯氧化后生成CHP循环使用。以生产环氧丙烷为例，过氧化氢乙苯法(EBHP法)以过氧化氢乙苯(EBHP)为氧化剂，EBHP使丙烯环氧化得到环氧丙烷和α-甲基苄醇，α-甲基苄醇氢解生成乙苯，乙苯氧化后生成EBHP循环使用。环氧化反应得到的反应溶液中，含有环氧化产物环氧烷烃和苄醇(有机氢过氧化物为过氧化氢异丙苯，相应的苄醇为α,α-二甲基苄醇；有机氢过氧化物为过氧化氢乙苯，相应的苄醇为α-甲基苄醇)、随原料有机氢过氧化物携带进入的相应于所述有机氢过氧化物的烃(有机氢过氧化物为过氧化氢异丙苯，相应于过氧化氢异丙苯的烃为异丙苯；有机氢过氧化物为过氧化氢乙苯，相应于过氧化氢乙苯的烃为乙苯)，环氧烷烃的含量为5～40重量％，苄醇的含量为5～60重量％，相应于所述有机氢过氧化物的烃的含量为10～90重量％。另外，由于有机氢过氧化物是通过相应于该有机氢过氧化物的烃氧化得到的，该有机氢过氧化物的烃氧化的副产物中含有甲酸、乙酸、丙酸等有机酸；同时，有机氢过氧化物和烯烃的环氧化反应过程中也伴随着生成有机酸的副反应，因此环氧化反应得到的反应溶液中，还含有10～1000ppm的有机酸。此外，环氧化反应得到的反应溶液中还可能含有少量的醛、酮、水、C6-C8烃类、以及其他重组分。

根据本发明，图1中，有机氢过氧化物与烯烃环氧化反应得到的反应溶液(第一物流1)进入第一分离塔T1，塔顶得到含有醛、酮等轻组分以及部分环氧烷烃的第二物流2，塔底得到含有C6～C8烃类、相应于所述有机氢过氧化物的烃、苄醇、水、有机酸、部分环氧烷烃、以及其它重组分的第三物流3。因为环氧烷烃与有机酸的相对挥发度很小，很难通过精馏的方法完全分离，为了防止有机酸进入第一分离塔T1塔顶采出的第二物流2，采用将小部分环氧烷烃从塔釜采出的方法，控制第三物流中环氧烷烃含量为第一物流中环氧烷烃含量的5～30重量％，优选5～20重量％，更优选7～15重量％，来保证进入第一分离塔T1的全部有机酸都从塔釜采出。

第一分离塔T1的操作条件包括：塔釜操作温度为100～170℃，塔顶操作压力以绝压计为100～200kPa，回流比为1～20。因为苄醇、环氧烷烃均为热敏性物质，塔釜操作温度控制为100～170℃。第一分离塔理论塔板数可以为20～50块，进料位置为塔顶下方的第4～30块塔板。

根据本发明，第三物流3进入第二分离塔T2，塔顶得到含环氧烷烃、有机酸、C6～C8烃类、以及相应于所述有机氢过氧化物的烃的第四物流4，塔底得到含苄醇、相应于所述有机氢过氧化物的烃、以及其他重组分的第五物流5。第四物流中，环氧烷烃的含量为5～50重量％，相应于所述有机氢过氧化物的烃的含量为50～95重量％。由此，第一物流中携带的有机酸全部富集在第四物流中，而第四物流中环氧烷烃的量仅是第一物流中环氧烷烃的量的5～30重量％，从而大大减少了因碱洗水洗而导致的环氧烷烃的溶解损失和水解损失。

第二分离塔T2的操作条件包括：塔釜操作温度为100～170℃，塔顶操作压力以绝压计为5～200kPa，回流比为1～20。同样，因为苄醇、环氧烷烃均为热敏性物质，塔釜操作温度控制为100～170℃。第二分离塔理论塔板数可以为10～40块，进料位置为塔顶下方的第3～25块塔板。

根据本发明的一个优选实施方式，本发明方法还包括：第四物流4经碱洗和/或水洗。

根据本发明的一个优选实施方式，本发明方法还包括：第四物流4进入碱洗水洗系统X1，与碱液7和水8接触后，得到水相和油相。水相为含盐废水，进入废水处理单元。油相的至少一部分物流6循环至第一分离塔T1。和/或，油相的至少一部分物流11作为第二分离塔的回流。

根据本发明，第四物流中的相应于所述有机氢过氧化物的烃，在碱洗水洗过程中充当萃取剂的作用。

根据本发明的一个优选实施方式，为防止C6～C8烃类在系统内积累，尤其是沸点介于环氧烷烃和相应于所述有机氢过氧化物的烃(异丙苯或乙苯)之间的组分，比如C8烯烃，碱洗水洗系统分离得到的油相一部分作为排放物流，定期或定量排放；控制排放物流10的量占碱洗水洗系统油相采出总量的0.1～2重量％。

根据本发明，第二物流、排放物流10中的环氧烷烃、以及相应于所述有机氢过氧化物的烃(异丙苯或乙苯)，进入环氧烷烃精制单元得到回收。

根据本发明，第五物流5进入后序流程，其中含有的苄醇氢解，氢解产物再氧化成烯烃环氧化反应的有机氢过氧化物，循环使用。

根据本发明，因为环氧烷烃易溶于水，并且易与水发生水解反应生成二醇，为了减少环氧烷烃在碱洗过程中的溶解损失和水解损失，将一部分相应于所述有机氢过氧化物的烃(异丙苯或乙苯)与环氧烷烃一起从第二分离塔T2塔顶采出，该部分异丙苯或乙苯在碱洗水洗系统中充当萃取剂的作用。控制第四物流中相应于所述有机氢过氧化物的烃的重量为第三物流中相应于所述有机氢过氧化物的烃的重量的0.2～1.5倍，优选0.3～1.4重量％，更优选0.4～1.2重量％。

根据本发明，碱洗所用的碱液是为本领域所熟知的，例如可以为质量浓度1～25％的氢氧化钠溶液或1～25％的碳酸钠溶液。

下面通过具体实施方式对本发明作进一步的阐述。

具体实施方式

【实施例1】

如图1所示，以4000吨/年的BO(环氧丁烷)装置为例，其中，进料流股1中，以重量百分比计，α,α-二甲基苄醇的含量为42.2％，异丙苯的含量为35.3％，环氧丁烷的含量为21.3％，有机酸的含量为630ppm，辛烯的含量为168ppm。

第一分离塔塔顶操作压力为130kPaA，塔顶操作温度为72℃，塔釜操作温度为167℃。

第二分离塔塔顶操作压力为50kPaA，塔顶操作温度为121℃，塔釜操作温度为142℃。

第一分离塔塔釜采出的第三物流中1,2-环氧丁烷的量占进塔的第一物流中的1,2-环氧丁烷总量的10.0％。第二分离塔塔顶采出的第四物流中各组分以重量百分比计，环氧丁烷的含量为10.4％，异丙苯的含量为83.2％，有机酸的含量为0.15％，辛烯的含量为4.7％。第四物流中异丙苯的重量为第三物流中异丙苯的重量的0.48倍。进入碱洗系统的碱液为重量浓度2.0％的氢氧化钠水溶液。

结果为：1,2-环氧丁烷的收率为99.64％，产生的含盐废水量为144kg/hr。

【实施例2】

同【实施例1】，改变进料组成，进料流股1中，以重量百分比计，α,α-二甲基苄醇的含量为35.0％，异丙苯的含量为46.1％，环氧丁烷的含量为17.7％，有机酸的含量为530ppm，辛烯的含量为168ppm。

第一分离塔操作压力为130kPaA，塔顶操作温度为71℃，塔釜操作温度为168℃。

第二分离塔操作压力为50kPaA，塔顶操作温度为123℃，塔釜操作温度为139℃。

第一分离塔塔釜采出的第三物流中1,2-环氧丁烷的量占进塔的第一物流中1,2-环氧丁烷总量的10.0％。第二分离塔塔顶采出的第四物流中各组分以重量百分比计，环氧丁烷的含量为9.2％，异丙苯的含量为88.6％，有机酸的含量为0.16％，辛烯的含量为1.0％。第四物流中异丙苯的重量为第三物流中异丙苯的重量的0.96倍。进入碱洗系统的碱液为重量浓度是2.0％的氢氧化钠水溶液。

结果为：1,2-环氧丁烷的收率为99.62％，产生的含盐废水量为145kg/hr。

【实施例3】

同【实施例1】，改变进料组成，进料流股1中，以重量百分比计，α,α-二甲基苄醇的含量为55.0％，异丙苯的含量为15.8％，环氧丁烷的含量为28.0％，有机酸的含量为630ppm，辛烯的含量为168ppm。

第一分离塔操作压力为130kPaA，塔顶操作温度为72℃，塔釜操作温度为166℃。

第二分离塔操作压力为50kPaA，塔顶操作温度为119℃，塔釜操作温度为154℃。

第一分离塔塔釜采出的第三物流中1,2-环氧丁烷的量占进塔的第一物流中1,2-环氧丁烷总量的10.0％。第二分离塔塔顶采出的第四物流中各组分以重量百分比计，环氧丁烷的含量为12.3％，异丙苯的含量为74.8％，有机酸的含量为0.14％，辛烯的含量为11.7％。第四物流中异丙苯的重量为第三物流中异丙苯的重量的1.08倍。进入碱洗系统的碱液为重量浓度是2.0％的氢氧化钠水溶液。

结果为：1,2-环氧丁烷的收率为99.55％，产生的含盐废水量为108kg/hr。

【实施例4】

同【实施例1】，进入碱洗系统的碱液改为重量浓度是2.4％的氢氧化钠水溶液。

结果为：1,2-环氧丁烷的收率为98.97％，产生的含盐废水量为121kg/hr。

【实施例5】

同【实施例1】，进入碱洗系统的碱液改为重量浓度是5.0％的氢氧化钠水溶液。

结果为：1,2-环氧丁烷的收率为99.86％，产生的含盐废水量为58kg/hr。

【实施例6】

同【实施例1】，进入碱洗系统的碱液改为重量浓度是10.0％的氢氧化钠水溶液。

结果为：1,2-环氧丁烷的收率为99.89％，产生的含盐废水量为29kg/hr。

【实施例7】

同【实施例1】，进入碱洗系统的碱液改为重量浓度是10.0％的碳酸钠水溶液。

结果为：1,2-环氧丁烷的收率为99.88％，产生的含盐废水量为77kg/hr。

【实施例8】

同【实施例1】，进入碱洗系统的碱液改为重量浓度是5.0％的碳酸钠水溶液。

结果为：1,2-环氧丁烷的收率为99.83％，产生的含盐废水量为153kg/hr。

【实施例9】

同【实施例1】，进入碱洗系统的碱液改为重量浓度是15.0％的碳酸钠水溶液。

结果为：1,2-环氧丁烷的收率为99.92％，产生的含盐废水量为51kg/hr。

【实施例10】

同【实施例1】，改变第一分离塔塔釜采出的1,2-环氧丁烷的比例，第一分离塔塔釜采出的1,2-环氧丁烷的量占进塔的1,2-环氧丁烷总量的5.0％。

第一分离塔操作压力为130kPaA，塔顶操作温度为71℃，塔釜操作温度为172℃。

第二分离塔操作压力为50kPaA，塔顶操作温度为124℃，塔釜操作温度为142℃。

第二分离塔塔顶采出的物流中各组分以重量百分比计，环氧丁烷的含量为5.3％，异丙苯的含量为89.3％，有机酸的含量为0.15％，辛烯的含量为4.0％。第四物流中异丙苯的重量为第三物流中异丙苯的重量的0.51倍。进入碱洗系统的碱液为重量浓度是2.0％的氢氧化钠水溶液。

结果为：1,2-环氧丁烷的收率为99.78％，产生的含盐废水量为144kg/hr。

【实施例11】

同【实施例1】，改变第一分离塔塔釜采出的1,2-环氧丁烷的比例，第一分离塔塔釜采出的1,2-环氧丁烷的量占进塔的1,2-环氧丁烷总量的20.0％。

第一分离塔操作压力为130kPaA，塔顶操作温度为71℃，塔釜操作温度为158℃。

第二分离塔操作压力为50kPaA，塔顶操作温度为116℃，塔釜操作温度为142℃。

第二分离塔塔顶采出的物流中各组分以重量百分比计，环氧丁烷的含量为20.1％，异丙苯的含量为71.7％，有机酸的含量为0.13％，辛烯的含量为7.4％。第四物流中异丙苯的重量为第三物流中异丙苯的重量的0.43倍。进入碱洗系统的碱液为重量浓度是2.0％的氢氧化钠水溶液。

结果为：1,2-环氧丁烷的收率为99.28％，产生的含盐废水量为144kg/hr。

【比较例1】

和【实施例1】不同的是，采用单塔操作，进料流股1直接进入碱洗水洗系统，对所有物料进行碱洗水洗，进入碱洗系统的碱液为重量浓度是2.0％的碳酸钠水溶液。

结果为：1,2-环氧丁烷的收率为97.10％，产生的含盐废水量为383kg/hr。

【比较例2】

和【实施例1】不同的是，采用单塔操作，第一分离塔塔顶采出的物料进入碱洗水洗系统，对所有塔顶物料进行碱洗水洗，进入碱洗系统的碱液为重量浓度是2.0％的碳酸钠水溶液。

结果为：1,2-环氧丁烷的收率为93.00％，产生的含盐废水量为383kg/hr。

Claims (10)

1.一种环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法，包括：

a)提供有机氢过氧化物与烯烃环氧化反应得到的、含有环氧烷烃、苄醇、有机酸、以及相应于所述有机氢过氧化物的烃的第一物流；

b)所述第一物流进入第一分离塔，塔顶得到第二物流，塔底得到第三物流；控制第三物流中环氧烷烃含量为第一物流中环氧烷烃含量的5～30重量％，优选5～20重量％，更优选7～15重量％；

c)所述第三物流进入第二分离塔，塔顶得到含有机酸、以及相应于所述有机氢过氧化物的烃的第四物流，塔底得到第五物流；

d)任选的，所述第二物流精制得到环氧烷烃，所述第五物流进入后序流程。

2.根据权利要求1所述环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法，其特征在于，所述有机氢过氧化物为过氧化氢异丙苯，相应于过氧化氢异丙苯的烃为异丙苯。

3.根据权利要求1所述环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法，其特征在于，所述有机氢过氧化物为过氧化氢乙苯，相应于过氧化氢异丙苯的烃为乙苯。

4.根据权利要求1所述环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法，其特征在于，所述第一物流中，环氧烷烃的含量为5～40重量％，苄醇的含量为5～60重量％，相应于所述有机氢过氧化物的烃的含量为10～90重量％，有机酸的含量为10～1000ppm。

5.根据权利要求1所述环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法，其特征在于，所述环氧烷烃为环氧丙烷、环氧丁烷、或其同分异构体，优选为环氧丁烷，更优选为1,2-环氧丁烷。

6.根据权利要求1所述环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法，其特征在于，所述有机酸包括甲酸、乙酸、丙酸、丁酸中的至少一种。

7.根据权利要求1所述环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法，其特征在于，控制第四物流中相应于所述有机氢过氧化物的烃的重量为第三物流中相应于所述有机氢过氧化物的烃的重量的0.2～1.5倍，优选0.3～1.4倍，更优选0.4～1.2倍。

8.根据权利要求1所述环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法，其特征在于，所述方法还包括：

所述第四物流经碱洗和/或水洗。

9.根据权利要求1所述环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法，其特征在于，所述方法还包括：

所述第四物流进入碱洗水洗系统，与碱液和水接触后，得到水相和油相；所述水相为含盐废水。

10.根据权利要求9所述环氧烷烃生产中有机酸的脱除方法，其特征在于，所述方法还包括：

所述油相的至少一部分循环至第一分离塔；和/或

所述油相的至少一部分进入环氧烷烃精制单元；和/或

所述油相的至少一部分作为第二分离塔的回流。