CN109851576B - 环氧丁烷纯化方法和纯化装置 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种环氧丁烷纯化方法和纯化装置，主要解决现有技术中重组分杂质累积导致萃取剂纯度下降、损失增加、环氧丙烷收率低、能耗高的问题。所述方法包括：含环氧丁烷的粗产品物流和第一萃取剂物流进入第一分离塔，塔顶得到第一物流，塔底得到粗萃取剂物流；粗萃取剂物流进入第二分离塔；第二分离塔在足以使萃取剂和二醇形成共沸物的条件下操作；在第二分离塔第一侧线采出环氧丁烷产品，第二侧线采出含萃取剂和二醇共沸物的第二物流，塔顶得到第三物流，塔底得到第四物流；第四物流的至少一部分进入萃取剂净化器，得到的气相轻组分第五物流返回第二分离塔，液相第一重组分杂质物流去后处理。所述方法可用于环氧丁烷的工业生产中。

Description

环氧丁烷纯化方法和纯化装置

技术领域

本发明涉及一种环氧丁烷纯化方法和纯化装置。

背景技术

环氧丁烷(BO)同环氧乙烷(EO)和环氧丙烷(PO)属同系物，分子式为C₄H₈O(CAS号：106-88-7)，是一种具有三元环结构的物质，化学性质活泼，主要用作聚醚多元醇单体和其它合成材料的中间体。环氧丁烷还可以用于制泡沫塑料、合成橡胶、非离子型表面活性剂等，也可代替丙酮作为硝基漆的稀释剂，也可用作色谱分析的标准物质。

作为烯烃环氧化物，与环氧乙烷和环氧丙烷相比，在分子结构上，环氧丁烷拥有更多数量的-CH₂-官能团，当作为单体合成聚醚多元醇时，其产品具有优异的疏水性能，特别适合用于某些要求严格的建筑及设备的外表面防水涂层。同时，以环氧丁烷为单体共聚所合成的聚氨酯材料拥有优异的耐寒性能，特别适用于气候严寒地区。

环氧丁烷产品对水、醛、同分异构体有严格要求，水会影响聚合物的羟值和发泡性能，醛的含量是环保要求，同分异构体是聚合长链的封端剂，因此，国标和企业标准中对产品纯度有严格要求。

BASF企业标准中1,2-环氧丁烷合格品质量纯度要求为：环氧丁烷≥99.5％，环氧丁烷同分异构体≤0.2％，总醛≤0.05％，水≤0.03％。

1,2-环氧丁烷优等品质量纯度要求为：环氧丁烷≥99.9％，环氧丁烷同分异构体≤0.1％，总醛≤0.015％，水≤0.005％。

反应生成的粗环氧丁烷中通常含有水、甲醇、丙酮、甲酸甲酯等杂质，由于上述杂质与环氧丁烷形成共沸物或相对挥发度接近于1，普通精馏难以达到环氧丁烷产品标准。为了得到符合聚合要求的高纯度环氧丁烷，必须将环氧丁烷中含有的杂质分离除去。

环氧烷烃的纯化一般采用C7～C20直链和支链烃类和(或)二醇作为萃取剂。从经济性考虑，环氧烷烃的纯化过程采用C8直链和支链烷烃的混合物作为萃取剂。萃取剂的加入使乙醛、水、甲醇、甲酸甲酯对环氧烷烃相对挥发度变大，乙醛、水、甲醇、甲酸甲酯从塔顶移出，萃取剂回收利用。

因为粗环氧丁烷中含有水、甲醇，分离时又加入水，在环氧丁烷精制过程中，装置长周期运行，会发生下列反应：

1,2-环氧丁烷及其同分异构体如1,4-环氧丁烷、2,3-环氧丁烷、环氧异丁烷水解生成1,2-丁二醇及相对应的二醇，而且随着时间水解反应持续进行。1,2-丁二醇在水中的溶解度小于1,2-环氧丁烷。

1,2-环氧丁烷与甲醇反应生成1-丁二醇单甲醚(醚键形成在末端环氧基的碳原子上)，2-丁二醇单甲醚(醚键形成在2位环氧基的碳原子上)。1-丁二醇单甲醚和2-丁二醇单甲醚都微溶于水。

1,2-环氧丁烷发生聚合反应生成聚合物，如二聚环氧丁烷、聚环氧丁烷。

1,2-环氧丁烷与水、二元醇或多元醇等含活性氢的化合物反应生成聚1,2-丁二醇醚及其衍生物。

以上反应副产物及衍生物，大多难溶于水，通过水洗的方法，难以脱除，尽管二醇大多溶于水，但同时也溶于环氧丁烷等有机溶剂，在液液分相过程中通过水洗的方法脱除效率低。采用萃取精馏的方法进行环氧丁烷精制时，这些副产物及衍生物会在萃取剂中累积，从而降低了萃取剂的萃取效果。所以，降低萃取剂中这些副产物及衍生物的浓度是非常必要的。例如，文献US4402794公开采用C7-C9的烃类，优选正辛烷作为萃取剂单次萃取精馏分离粗1,2-环氧丁烷溶液中含有的水、甲醇、丙酮、甲酸甲酯等杂质，没有涉及到杂质醛类的分离。萃取蒸馏塔塔顶分相器分层后的有机层去精馏塔蒸馏分离甲醇、丙酮等；萃取蒸馏塔塔釜物流送入萃取精馏塔；萃取精馏塔塔釜液部分外排。该方法通过外排部分含萃取剂和重组分的塔釜液，以减少反应副产物及衍生物在萃取剂中的累积。由于塔釜外排部分物流中的重组分含量低，为保证萃取剂纯度，就需要外排大量的萃取剂，因而会损失较大量的萃取剂。

文献US4772732公开了一种通过使用阴离子交换树脂和吸附剂纯化丁烯氧化物的方法。阴离子交换树脂除去酸和脱氢杂质，而吸附剂除去来自环氧丁烷的杂质的水。根据杂质含量，纯化步骤可以单独或组合进行，并且该过程可以在反应器中分批进行，或者在塔或柱内连续进行。所选择的离子交换树脂是磺化的大网状阴离子交换树脂，吸附剂是分子筛。该方法成本较高，吸附解析过程也会较麻烦，且处理量不大。

文献US4772732公开了一种通过使用阴离子交换树脂和吸附剂纯化丁烯氧化物的方法。阴离子交换树脂除去酸和脱氢杂质，而吸附剂除去来自环氧丁烷的杂质的水。根据杂质含量，纯化步骤可以单独或组合进行，并且该过程可以在反应器中分批进行，或者在塔或柱内连续进行。所选择的离子交换树脂是磺化的大网状阴离子交换树脂，吸附剂是分子筛。该方法成本较高，吸附解析过程也会较麻烦，且处理量不大。

从现有技术看，目前的现状是，仍旧需要一种萃取剂损失小、纯度高，环氧丁烷收率高，能耗小的环氧丁烷纯化方法。

发明内容

本发明人在现有技术的基础上经过刻苦的研究发现，先脱除粗环氧丁烷产品物流中的轻组分杂质；然后在常规的配置有一个再沸器的重组分塔的底部再增设一个萃取剂净化器脱除除二醇以外的其他重组分杂质；同时，利用萃取剂和二醇形成共沸物，从重组分塔侧线采出二醇重组分杂质，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丁烷纯化方法。所述方法包括：

含环氧丁烷的粗产品物流和第一萃取剂物流进入第一分离塔，塔顶得到第一物流，塔底得到含环氧丁烷、萃取剂、以及包括二醇的杂质的粗萃取剂物流；

所述粗萃取剂物流进入具有第一再沸器的第二分离塔；

所述第二分离塔在足以使萃取剂和二醇形成共沸物的条件下操作；

在所述第二分离塔第一侧线采出环氧丁烷产品，第二侧线采出含萃取剂和二醇共沸物的第二物流，塔顶得到第三物流，塔底得到第四物流；

所述第四物流的至少一部分进入萃取剂净化器，得到的气相轻组分第五物流返回所述第二分离塔，液相第一重组分杂质物流去后处理。

根据本发明的一个方面，所述含环氧丁烷的粗产品物流源自丁烯环氧化反应器流出物流。

根据本发明的一个方面，所述足以使萃取剂和二醇形成共沸物的条件包括：压力0.02～0.40MPaA，优选0.10～0.20MPaA；共沸物温度80～180℃，优选120～150℃。

根据本发明的一个方面，所述第二分离塔理论板数为15～80，优选20～65，更优选20～50。

根据本发明的一个方面，第二分离塔第二侧线采出所述共沸物的位置位于第二分离塔塔底第一再沸器返回口之上第1～8块理论板，优选第一再沸器返回口之上第2～6块理论板，更优选第一再沸器返回口之上第2～4块理论板。

根据本发明的一个方面，所述第一再沸器是热虹吸式再沸器、釜式再沸器或强制循环式再沸器中任一种。

根据本发明的一个方面，所述萃取剂净化器为蒸馏塔或第二再沸器，优选为第二再沸器。

根据本发明的一个方面，所述第二再沸器是釜式再沸器。

根据本发明的一个方面，第一再沸器换热面积与第二再沸器换热面积之比为(5～2):1。

根据本发明的一个方面，所述第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的2～20％。

根据本发明的一个方面，所述方法还包括：所述第二物流进入第一分相器，分相后得到富含萃取剂的第六物流，和富含二醇的第二重组分杂质物流；所述第六物流返回所述第二分离塔，所述第二重组分杂质物流去后处理。

根据本发明的一个方面，所述第六物流返回所述第二分离塔位置位于进料板位置之下任意理论板。

根据本发明的一个方面，所述第六物流返回所述第二分离塔位置位于第二侧线采出位置之下任意理论板。

根据本发明的一个方面，所述第二物流冷却至30～60℃进入所述第一分相器。

根据本发明的一个方面，所述方法还包括：所述第一物流的至少一部分进入第二分相器，得到有机相第七物流和水相第八物流；所述第七物流返回所述第一分离塔；所述第八物流进入第三分离塔，与第二萃取剂物流接触，塔底得到第九物流，塔顶得到第十物流；所述第九物流去后处理，所述第十物流返回所述第二分相器。

根据本发明的一个方面，所述第一物流的一部分进入所述第三分离塔；所述第一物流中进入第三分离塔的部分是第一物流重量的1～20％。

根据本发明的一个方面，所述第四物流的一部分进入所述第二分相器；所述第四物流中进入第二分相器的部分是第四物流重量的1～20％。

根据本发明的一个方面，所述第一物流与水接触后再进入第二分相器。

根据本发明的一个方面，所述第三物流进入第二分相器。

根据本发明的一个方面，所述第一萃取剂物流和所述第二萃取剂物流源自所述第四物流。

本发明还涉及一种环氧丁烷纯化装置。所述纯化装置包括：

第一分离塔；其配置成接收含环氧丁烷的粗产品物流和第一萃取剂物流、排放塔顶第一物流、以及排放塔底粗萃取剂物流；

第二分离塔；其配置成接收所述粗萃取剂物流、排放第一侧线的环氧丁烷产品、排放第二侧线的含萃取剂和二醇共沸物的第二物流、排放塔顶第三物流、以及排放塔底第四物流；

萃取剂净化器；其配置成接收一部分所述第四物流、排放气相轻组分第五物流、以及排放第一重组分杂质物流；所述气相轻组分第五物流返回所述第二分离塔。

根据本发明的一个方面，所述第一再沸器是热虹吸式再沸器、釜式再沸器或强制循环式再沸器中任一种；所述萃取剂净化器为蒸馏塔或第二再沸器，优选为第二再沸器。

根据本发明的一个方面，第一再沸器换热面积与第二再沸器换热面积之比为(5～2):1。

根据本发明的一个方面，所述装置还包括：第一分相器；其配置成接收所述第二物流、排放富含萃取剂的第六物流、以及排放富含二醇的第二重组分杂质物流；所述第六物流返回所述第二分离塔。

根据本发明的一个方面，所述装置还包括：第二分相器；其配置成接收所述第一物流的至少一部分、排放有机相第七物流、以及排放水相第八物流；所述第七物流返回所述第一分离塔；第三分离塔；其配置成接收所述第八物流、第二萃取剂物流、排放塔底第九物流、以及排放塔顶第十物流；所述第十物流返回所述第二分相器。

根据本发明的一个方面，所述第三分离塔还接收部分所述第一物流；所述第二分相器还接收所述第三物流和/或部分所述第四物流。

本发明的有益效果：本发明首先脱除一部分轻组分杂质，如甲酸甲酯、丙醛、环氧异丁烷、丙酮、甲醇等；然后，一方面，利用萃取剂和二醇重组分杂质形成共沸物，从第二分离塔侧线采出共沸物，从而将二醇等第二重组分杂质物流从萃取剂循环体系中排出；另一方面，在常规的配置有一个再沸器的分离塔的底部再增设一个萃取剂净化器，优选方案为分离塔底部再增设一个再沸器，将原先直接外排的部分分离塔塔釜物流经萃取剂净化器处理，从而分离出不能与萃取剂形成共沸物的醇醚、聚合物等第一重组分杂质物流。采用本发明方法净化循环萃取剂，提高了萃取剂纯度，减少了萃取剂的损失和能耗，提高了环氧丙烷的收率。与现有技术直接将第二分离塔塔釜物流部分外排的方案相比，萃取剂纯度提高了0.1～2％，萃取剂损失仅0.01～0.5％，能耗降低了1～10％，环氧丁烷收率提高了0.5～5％。

附图说明

图1为本发明方法一个实施方式的流程示意图。

图2为本发明方法另一实施方式的流程示意图。

图3为本发明方法另一实施方式的流程示意图。

图4为现有技术US4402794所述方法的流程所示意图。

在附图中，相同的部件使用相同的附图标记。附图并未按照实际的比例。

附图标记说明：

1 含环氧丁烷的粗产品物流

2 第一萃取剂物流

3 第一物流

4 粗萃取剂物流

5 环氧丁烷产品物流

6 含萃取剂和二醇共沸物的第二物流

7 第三物流

8 第四物流

9 第四物流中进入萃取剂净化器的部分

10 第五物流-气相轻组分

11 第一重组分杂质物流-外排

12 第六物流-富含萃取剂的有机相

13 第二重组分杂质物流-富含二醇的有机相-外排

14 第七物流-有机相

15 第八物流-水相

16 第二萃取剂物流

17 第九物流-外排

18 第十物流

19 补充水物流

20 萃取剂补充物流

21 第一物流中进入第三分离塔的部分

22 第四物流进入第二分相器的部分

23 第二分离塔塔釜直接外排物流

A 第一分离塔-轻组分塔

B 第二分离塔-重组分塔

C 第三分离塔-液液萃取塔

D 萃取剂净化器

E 第一分相器

F 第二分相器

G 侧线冷却器

H 第一再沸器

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。

本发明中所述的二醇包括环氧丁烷和/或其同分异构体的水解产物。

本发明方法所用的原料是含环氧丁烷的粗产品物流。该物流源自丁烯环氧化反应产物。

根据本发明，图1-图3中，含环氧丁烷的粗产品物流1和第一萃取剂物流2进入第一分离塔A，塔顶得到轻组分杂质物流-第一物流3，塔底得到含环氧丁烷、萃取剂、以及包括二醇的杂质的粗萃取剂物流4。第一物流3优选与引入的水物流19混合、冷凝后送入塔顶第二分相器F，得到有机相第七物流14和水相第八物流15。有机相第七物流14富含萃取剂和环氧丁烷，循环回第一分离塔A；水相第八物流15送入第三分离塔-液液萃取塔C，与第二萃取剂物流16逆向接触，以回收其中的环氧丁烷。第三分离塔塔顶出料-第十物流18中富含萃取剂和环氧丁烷，循环回第二分相器促进水相和有机相的分离，轻组分杂质物流-第九物流17送去后处理。

根据本发明，第一分离塔是萃取精馏塔。环氧丁烷精制使用的萃取剂是被公知的。一般采用C7～C20直链和支链烃类和(或)二醇类作为萃取剂。从经济性考虑，采用C8直链和支链烷烃的混合物作为萃取剂，例如正辛烷、异辛烷、2-甲基-庚烷。从降低萃取剂成本考虑，优选选择混合物。第一分离塔的操作条件包括：温度90～116℃，压力0.02～0.2MPaG。

根据本发明，含环氧丁烷的粗产品物流1包含轻组分杂质，例如甲醇、乙醛、丙醛、丙酮、甲酸甲酯等。为使以上轻组分杂质和杂质水在第一分离塔塔顶累积，并保持较高脱除率，不可避免地，将有部分环氧丁烷随杂质到达第一分离塔塔顶。利用上述杂质在水中溶解度大于在萃取剂中溶解度，而环氧丁烷在萃取剂中溶解度大于在水中溶解度，优选的，在第一分离塔塔顶设置第二分相器，并且第一分离塔塔顶轻组分杂质物流3进入第二分相器之前与引入的水物流19充分混合，第二分相器中同时通入富含萃取剂的有机相以促进杂质和环氧丁烷的分离。所述富含萃取剂的有机相可以采用外补萃取剂(图中未示出)，也可以采用第二分离塔的塔顶物流-第三物流7，也可以采用第三分离塔的塔顶物流-第十物流18，也可以采用第二分离塔的塔底物流-第四物流8，或者它们的混合物。为最大程度降低环氧丁烷的损失，第二分相器采出的水相物流-第八物流15继续送往第三分离塔-液液萃取塔，经由萃取剂的多级萃取以回收水相中溶解的环氧丁烷。

根据本发明的另一个优选实施方式，如图2所示，为避免第二分相器F因操作条件波动而引起分相效果变差，降低水和轻组分杂质在有机相第七物流14中的夹带，第一物流3冷凝后的一部分-物流21送入第三分离塔C。

根据本发明的另一个优选实施方式，如图3所示，在实施方式图2的基础上，为促进第二分相器F的分相效果，将第二分离塔B底部第四物流8的一部分-物流22送入塔顶第二分相器F中。由于所述第四物流已完成杂质脱除，因此相比第三分离塔塔顶出料-第十物流18具有更优的分相效果。

根据本发明，含环氧丁烷的粗产品物流1还包含重组分杂质，例如1,2-丁二醇、2,3-丁二醇、2-甲基-1,2-丙二醇等二醇重组分杂质，以及1-丁二醇单甲醚、2-丁二醇单甲醚、二聚环氧丁烷、聚环氧丁烷、聚1,2-丁二醇醚及其衍生物，或者它们的混合物。其中，1,2-丁二醇、2,3-丁二醇、2-甲基-1,2-丙二醇等二醇重组分杂质与萃取剂形成最低温度非均相共沸物，其浓度随着塔板数的增加先升高后降低，因此存在最优采出位置；1-丁二醇单甲醚、2-丁二醇单甲醚、二聚环氧丁烷、聚环氧丁烷、聚1,2-丁二醇醚及其衍生物的浓度随着塔板数的增加而逐渐降低，因此最适合采出位置为塔釜再沸器。

根据本发明，图1-图3中，粗萃取剂物流4和萃取剂补充物流20(根据需要)进入具有第一再沸器H的第二分离塔B，在第二分离塔第一侧线采出环氧丁烷产品5，第二侧线采出含萃取剂和二醇共沸物的第二物流6，塔顶得到富含环氧丁烷的轻组分杂质物流-第三物流7，塔底得到回收的萃取剂物流-第四物流8。优选的，含萃取剂和二醇共沸物的第二物流6进入第一分相器E，在第一分相器中发生液液分相，分相后得到富含萃取剂的第六物流12，和富含二醇的第二重组分杂质物流13。第六物流12返回第二分离塔以回收其中萃取剂，第二重组分杂质物流13去后处理。第二重组分杂质物流13中主要含有二醇。将侧线采出分相后富含萃取剂的有机相返回分离塔的技术方案可以大幅提高萃取剂的纯度，同时降低萃取剂的损失。

需要说明的是，甲醇、甲醛、乙醛自身均为轻组分，但生成半缩醛和缩醛可使之变重，从而无法在第一分离塔顶脱除，而是随环氧丁烷进入下游，在下游的第二分离塔中再次分解为甲醇、甲醛、乙醛，从而进入环氧丁烷产品，即本发明中第二分离塔B塔顶可能含有部分轻组分杂质，如甲醛、乙醛。因此，将环氧丁烷产品物流5侧线采出，采出位置为第2～8块理论板(冷凝器为第一块理论板，再沸器为最后一块理论板)。为回收第二分离塔B塔顶第三物流7中的环氧丁烷，第三物流7送入第二分相器F，甲醛和乙醛等轻组分杂质则通过水洗脱除。

根据本发明，第二分离塔第二侧线共沸物采出选择二醇富集的位置，该位置位于第二分离塔塔底第一再沸器返回口之上第1～8块理论板，优选第2～6块理论板，更优选第2～4块理论板。在这个位置，共沸物组成中二醇含量最高，带出的环氧丁烷量最少。越往上，共沸物组成中环氧丁烷浓度越高，而二醇浓度越低，采出共沸物时带出的环氧丁烷越多，损失越大。

根据本发明，富含萃取剂的有机相第六物流12返回位置位于进料板位置之下任意理论板，优选侧线采出位置之下任意理论板。在此位置，塔板液相中萃取剂的浓度与返回有机相中萃取剂的浓度相近，可最大程度降低返混，稳定第二分离塔的操作。

根据本发明，第二分离塔在足以使萃取剂和二醇形成共沸物的条件下操作。所述足以使萃取剂和二醇形成共沸物的条件包括：压力0.02～0.40MPaA，考虑塔顶环氧丁烷气相采用冷却水作为冷却介质，在满足操作压力的情况下，尽量降低操作压力以降低设备材质要求，优选0.10～0.20MPaA，共沸物温度80～180℃，优选120～150℃。以1,2-丁二醇为例，随着压力升高，共沸物中二醇含量增加，压力0.06MPaA对应3.63wt％，压力0.10MPaA对应4.90wt％，压力0.15MPaA对应6.16wt％，压力0.20MPaA对应7.21wt％。共沸物中二醇含量越高，侧线采出量相同的情况下，采出的二醇越多，对应的萃取剂损失越少。但由于塔顶是环氧丁烷，环氧丁烷温度超过120℃，会发生聚合等副反应，降低环氧丁烷收率，同时塔釜温度越高对蒸汽等级要求越高，综合考虑优选0.10～0.20MPaA，对应共沸物温度120～150℃。

根据本发明，含萃取剂和二醇共沸物的第二物流6冷却至30～60℃进入第一分相器E。温度越高，二醇在萃取剂中的溶解度越高，即二醇和萃取剂液液分相效果越差，为使冷却器可使用冷却水作为冷却介质，冷却温度不低于30℃。为减少萃取剂的损失，冷却温度不高于60℃。

根据本发明，图1-图3中，第四物流8的至少一部分物流9进入萃取剂净化器D，得到的气相轻组分-第五物流10返回第二分离塔，液相第一重组分杂质物流11去后处理。第一重组分杂质物流主要包含1-丁二醇单甲醚、2-丁二醇单甲醚、二聚环氧丁烷、聚环氧丁烷、聚1,2-丁二醇醚及其衍生物中的一种或几种。

根据本发明，所述第一再沸器是热虹吸式再沸器、釜式再沸器或强制循环式再沸器中任一种，所述萃取剂净化器为蒸馏塔或第二再沸器，优选为第二再沸器。

根据本发明，第一再沸器换热面积与第二再沸器换热面积之比为(8～2):1。

根据本发明，第二分离塔塔釜第四物流中，进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的2～20％。即物流9是物流8重量的2～20％。

本发明优选方案是在常规的配置有一个再沸器的第二分离塔的底部再增设一个再沸器，也就输说第二分离塔底部配置有两个再沸器。这对于新建装置来说，可节省设备投资，同时减少萃取剂损失量，提高产品质量；也特别适合旧装置改造升级，改动幅度小，投入低，减少萃取剂损失量，效果明显。

需要说明的是，关于粗萃取剂物流中二醇的浓度，由于精制过程中，环氧丁烷及其同分异构体在有水存在的条件下，1,2-环氧丁烷及其同分异构体会不断地水解生成1,2-丁二醇及相对应的二醇，所以其浓度会随着水解反应的持续进行而持续增加。

根据本发明，实验发现铁盐会促进环氧丁烷自身的聚合，从而增加了产品损失，因此，本发明中的高温设备，即所述第一分离塔和第二分离塔及其再沸器，设备材质选用不锈钢。

根据本发明，第一萃取剂物流2和第二萃取剂物流16都可以采用第二分离塔回收的塔釜第四物流8。

图4是现有技术，含环氧丁烷的粗产品物流1和萃取剂物流2送入第一分离塔A，轻组分杂质物流3与引入的水流19混合之后送入塔顶冷凝器，塔顶冷凝器出料物流送入塔顶分相器F，塔顶分相器有机相物流14循环至第一分离塔A，塔顶第分相器水相物流15送至第三分离塔C，塔釜采出轻组分杂质物流-外排物流17，塔顶采出液液萃取塔塔顶出料物流18循环回塔顶分相器F，第一分离塔A塔釜采出粗萃取剂物流4，与萃取剂补充物流20混合后送往第二分离塔B，第二分离塔B塔顶得到环氧丁烷产品物流5，塔底得到萃取剂物流，萃取剂物流分出一股16作为第三分离塔萃取剂进料物流送入第三分离塔C，另分出一股物流作为重组分杂质物流-外排物流23排出分离体系。

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】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含环氧丁烷的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的70％，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为12:1，第二分离塔再沸器H采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器D为热虹吸式再沸器，再沸器H与再沸器D换热面积之比为5:1，第二分离塔理论板数30，第二分离塔侧线采出位于第一再沸器返回口之上第2块理论板，富含萃取剂的有机相返回位置为塔釜，侧线冷却器冷却温度为40℃。第二分离塔操作压力0.10MPaA，温度为68℃，侧线采出共沸物共沸温度129℃，二醇含量5.44wt％，侧线分相器出口富含二醇重组分杂质的有机相物流中二醇的含量为72.5％。第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的10％。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.80％，第二分离塔底部萃取剂纯度99.00％，萃取剂损失0.31％，杂质脱除率为98.4％。

【实施例2】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含环氧丁烷、萃取剂和重组分杂质的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的70％，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为11:1，第二分离塔再沸器H采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器D为釜式再沸器，再沸器H与再沸器D换热面积之比为5:1，第二分离塔理论板数30，第二分离塔侧线采出位于第一再沸器返回口之上第2块理论板，富含萃取剂的有机相返回位置为塔釜，侧线冷却器冷却温度为40℃。第二分离塔操作压力0.10MPaA，温度为68℃，侧线采出共沸物共沸温度129℃，二醇含量5.44wt％，侧线分相器出口富含二醇重组分杂质的有机相物流中二醇的含量为72.5％。第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的12％。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.81％，第二分离塔底部萃取剂纯度99.00％，萃取剂损失0.34％，杂质脱除率为98.5％。

【实施例3】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含环氧丁烷、萃取剂和重组分杂质的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的70％，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为10:1，第二分离塔再沸器H采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器D为釜式再沸器，再沸器H与再沸器D换热面积之比为5:1，第二分离塔理论板数30，第二分离塔侧线采出位于第一再沸器返回口之上第2块理论板，富含萃取剂的有机相返回位置为塔釜，侧线冷却器冷却温度为40℃。第二分离塔操作压力0.10MPaA，温度为68℃，侧线采出共沸物共沸温度129℃，二醇含量5.44wt％，侧线分相器出口富含二醇重组分杂质的有机相物流中二醇的含量为72.5％。第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的14％。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.84％，第二分离塔底部萃取剂纯度99.00％，萃取剂损失0.35％，杂质脱除率为98.6％。

【实施例4】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含环氧丁烷、萃取剂和重组分杂质的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的70％，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为8:1，第二分离塔再沸器H采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器D为釜式再沸器，再沸器H与再沸器D换热面积之比为5:1，第二分离塔理论板数30，第二分离塔侧线采出位于第一再沸器返回口之上第2块理论板，富含萃取剂的有机相返回位置为塔釜，侧线冷却器冷却温度为40℃。第二分离塔操作压力0.10MPaA，温度为68℃，侧线采出共沸物共沸温度129℃，二醇含量5.44wt％，侧线分相器出口富含二醇重组分杂质的有机相物流中二醇的含量为72.5％。第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的16％。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.91％，第二分离塔底部萃取剂纯度99.00％，萃取剂损失0.36％，杂质脱除率为98.9％。

【实施例5】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含环氧丁烷、萃取剂和重组分杂质的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的70％，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为6:1，第二分离塔再沸器H采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器D为釜式再沸器，再沸器H与再沸器D换热面积之比为5:1，第二分离塔理论板数30，第二分离塔侧线采出位于第一再沸器返回口之上第2块理论板，富含萃取剂的有机相返回位置为塔釜，侧线冷却器冷却温度为40℃。第二分离塔操作压力0.10MPaA，温度为68℃，侧线采出共沸物共沸温度129℃，二醇含量5.44wt％，侧线分相器出口富含二醇重组分杂质的有机相物流中二醇的含量为72.5％。第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的18％。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.87％，第二分离塔底部萃取剂纯度99.00％，萃取剂损失0.37％，杂质脱除率为98.7％。

【实施例6】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为C8饱和烃类混合物，含环氧丁烷、萃取剂和重组分杂质的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的70％，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为6:1，第二分离塔再沸器H采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器D为釜式再沸器，再沸器H与再沸器D换热面积之比为5:1，第二分离塔理论板数30，第二分离塔侧线采出位于第一再沸器返回口之上第2块理论板，富含萃取剂的有机相返回位置为塔釜，侧线冷却器冷却温度为40℃。第二分离塔操作压力0.10MPaA，温度为68℃，侧线采出共沸物共沸温度129℃，二醇含量5.44wt％，侧线分相器出口富含二醇重组分杂质的有机相物流中二醇的含量为72.5％。第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的20％。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.84％，第二分离塔底部萃取剂纯度99.00％，萃取剂损失0.38％，杂质脱除率为98.6％。

【实施例7】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含环氧丁烷、萃取剂和重组分杂质的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的70％，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为10:1，第二分离塔再沸器H采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器D为釜式再沸器，再沸器H与再沸器D换热面积之比为4:1，第二分离塔理论板数15，第二分离塔侧线采出位于第一再沸器返回口之上第1块理论板，富含萃取剂的有机相返回位置为塔釜，侧线冷却器冷却温度为40℃。第二分离塔操作压力0.12MPaA，温度为73℃，侧线采出共沸物共沸温度135℃，二醇含量5.93wt％，侧线分相器出口富含二醇重组分杂质的有机相物流中二醇的含量为72.4％。第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的8％。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.87％，第二分离塔底部萃取剂纯度99.00％，萃取剂损失0.33％，杂质脱除率为98.7％。

【实施例8】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含环氧丁烷、萃取剂和重组分杂质的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的70％，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为10:1，第二分离塔再沸器H采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器D为釜式再沸器，再沸器H与再沸器D换热面积之比为3:1，第二分离塔理论板数45，第二分离塔侧线采出位于第一再沸器返回口之上第3块理论板，富含萃取剂的有机相返回位置为第2块理论板，侧线冷却器冷却温度为50℃。第二分离塔操作压力0.13MPaA，温度为76℃，侧线采出共沸物共沸温度137.5℃，二醇含量6.16wt％，侧线分相器出口富含二醇重组分杂质的有机相物流中二醇的含量为72.2％。第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的6％。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.90％，第二分离塔底部萃取剂纯度99.00％，萃取剂损失0.31％，杂质脱除率为98.8％。

【实施例9】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含环氧丁烷、萃取剂和重组分杂质的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的75％，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为10:1，第二分离塔再沸器H采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器D为釜式再沸器，再沸器H与再沸器D换热面积之比为2:1，第二分离塔理论板数60，第二分离塔侧线采出位于第一再沸器返回口之上第4块理论板，富含萃取剂的有机相返回位置为第2块理论板，侧线冷却器冷却温度为55℃。第二分离塔操作压力0.15MPaA，温度为77℃，侧线采出共沸物共沸温度138℃，二醇含量6.21wt％，侧线分相器出口富含二醇重组分杂质的有机相物流中二醇的含量为72.0％。第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的4％。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.86％，第二分离塔底部萃取剂纯度99.00％，萃取剂损失0.30％，杂质脱除率为98.7％。

【实施例10】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含环氧丁烷、萃取剂和重组分杂质的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的80％，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为10:1，第二分离塔再沸器H采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器D为釜式再沸器，再沸器H与再沸器D换热面积之比为2:1，第二分离塔理论板数80，第二分离塔侧线采出位于第一再沸器返回口之上第6块理论板，富含萃取剂的有机相返回位置为第3块理论板，侧线冷却器冷却温度为60℃。第二分离塔操作压力0.17MPaA，温度为80℃，侧线采出共沸物共沸温度142℃，二醇含量6.60wt％，侧线分相器出口富含二醇重组分杂质的有机相物流中二醇的含量为71.9％。第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的2％。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.84％，第二分离塔底部萃取剂纯度99.00％，萃取剂损失0.28％，杂质脱除率为98.6％。

【实施例11】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含环氧丁烷、萃取剂和重组分杂质的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的80％，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为10:1，第二分离塔再沸器H采用釜式再沸器，萃取剂净化器D为釜式再沸器，再沸器H与再沸器D换热面积之比为2:1，第二分离塔理论板数80，第二分离塔侧线采出位于第一再沸器返回口之上第6块理论板，富含萃取剂的有机相返回位置为第3块理论板，侧线冷却器冷却温度为60℃。第二分离塔操作压力0.17MPaA，温度为80℃，侧线采出共沸物共沸温度142℃，二醇含量6.60wt％，侧线分相器出口富含二醇重组分杂质的有机相物流中二醇的含量为71.9％。第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的2％。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.97％，回收率99.84％，第二分离塔底部萃取剂纯度99.00％，萃取剂损失0.28％，杂质脱除率为98.6％。

【实施例12】

按照图2所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含环氧丁烷的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的70％，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为12:1，第二分离塔再沸器H采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器D为热虹吸式再沸器，再沸器H与再沸器D换热面积之比为5:1，第二分离塔理论板数30，第二分离塔侧线采出位于第一再沸器返回口之上第2块理论板，富含萃取剂的有机相返回位置为塔釜，侧线冷却器冷却温度为40℃。第二分离塔操作压力0.10MPaA，温度为68℃，侧线采出共沸物共沸温度129℃，二醇含量5.44wt％，侧线分相器出口富含二醇重组分杂质的有机相物流中二醇的含量为72.5％。第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的10％，第一物流中进入第三分离塔的部分是第一物流重量的5％。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.96％，回收率99.85％，第二分离塔底部萃取剂纯度99.20％，萃取剂损失0.25％，杂质脱除率为99.1％。

【实施例13】

按照图3所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含环氧丁烷的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的70％，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为6:1，第二分离塔再沸器H采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器D为热虹吸式再沸器，再沸器H与再沸器D换热面积之比为5:1，第二分离塔理论板数30，第二分离塔侧线采出位于第一再沸器返回口之上第2块理论板，富含萃取剂的有机相返回位置为塔釜，侧线冷却器冷却温度为40℃。第二分离塔操作压力0.10MPaA，温度为68℃，侧线采出共沸物共沸温度129℃，二醇含量5.44wt％，侧线分相器出口富含二醇重组分杂质的有机相物流中二醇的含量为72.5％。第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的10％，第一物流中进入第三分离塔的部分是第一物流重量的5％，第四物流中进入第二分相器的部分是第四物流重量的10％。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.96％，回收率99.87％，第二分离塔底部萃取剂纯度99.20％，萃取剂损失0.27％，杂质脱除率为99.3％。

【实施例14】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含环氧丁烷的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的70％，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为12:1，第二分离塔再沸器H采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器D为热虹吸式再沸器，再沸器H与再沸器D换热面积之比为5:1，第二分离塔理论板数30，第二分离塔侧线采出位于第一再沸器返回口之上第2块理论板，富含萃取剂的有机相返回位置为塔釜，侧线冷却器冷却温度为40℃。第二分离塔操作压力0.10MPaA，温度为68℃，侧线采出共沸物共沸温度129℃，二醇含量5.44wt％，侧线分相器出口富含二醇重组分杂质的有机相物流中二醇的含量为72.5％。第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的10％。

第六物流-富含萃取剂的有机相不返回第二分离塔，直接排弃。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.80％，第二分离塔底部萃取剂纯度98.73％，萃取剂损失1.15％，杂质脱除率为98.4％。

【比较例1】

按照图4所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含环氧丁烷的粗产品物流中，二醇重组分杂质含量为总重组分杂质含量的70％，以重量百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为12:1，第二分离塔再沸器H采用强制循环式再沸器，第二分离塔理论板数30，第二分离塔操作压力0.10MPaA，温度为68℃。

第二分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.80％，第二分离塔底部萃取剂纯度98.00％，萃取剂损失2.10％，杂质脱除率为78.4％。与【实施例1】相比，分离能耗增加3.8％。

Claims (24)

1.一种环氧丁烷纯化方法，包括：

含环氧丁烷的粗产品物流和第一萃取剂物流进入第一分离塔，塔顶得到第一物流，塔底得到含环氧丁烷、萃取剂、以及包括二醇的杂质的粗萃取剂物流；

所述粗萃取剂物流进入具有第一再沸器的第二分离塔；

所述第二分离塔在足以使萃取剂和二醇形成共沸物的条件下操作；

在所述第二分离塔第一侧线采出环氧丁烷产品，第二侧线采出含萃取剂和二醇共沸物的第二物流，塔顶得到第三物流，塔底得到第四物流；

所述第四物流的至少一部分进入萃取剂净化器，得到的气相轻组分第五物流返回所述第二分离塔，液相第一重组分杂质物流去后处理；

所述萃取剂净化器为第二再沸器；

所述萃取剂选自C8直链和支链烷烃。

2.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述含环氧丁烷的粗产品物流源自丁烯环氧化反应器流出物流。

3.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述足以使萃取剂和二醇形成共沸物的条件包括：压力0.02~0.40MPaA；共沸物温度80~180℃。

4.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述足以使萃取剂和二醇形成共沸物的条件包括：压力0.10~0.20MPaA；共沸物温度120~150℃。

5.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述第二分离塔理论板数为15~80。

6.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述第二分离塔理论板数为20~65。

7.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述第二分离塔理论板数为20~50。

8.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，第二分离塔第二侧线采出所述共沸物的位置位于第二分离塔塔底第一再沸器返回口之上第1~8块理论板。

9.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，第二分离塔第二侧线采出所述共沸物的位置位于第二分离塔塔底第一再沸器返回口之上第2~6块理论板。

10.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，第二分离塔第二侧线采出所述共沸物的位置位于第二分离塔塔底第一再沸器返回口之上第2~4块理论板。

11.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述第一再沸器是热虹吸式再沸器、釜式再沸器或强制循环式再沸器中任一种。

12.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述第二再沸器是釜式再沸器。

13.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，第一再沸器换热面积与第二再沸器换热面积之比为(5~2):1。

14.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的2~20%。

15.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述方法还包括：所述第二物流进入第一分相器，分相后得到富含萃取剂的第六物流，和富含二醇的第二重组分杂质物流；所述第六物流返回所述第二分离塔，所述第二重组分杂质物流去后处理。

16.根据权利要求15所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述第六物流返回所述第二分离塔位置位于进料板位置之下任意理论板。

17.根据权利要求15所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述第六物流返回所述第二分离塔位置位于第二侧线采出位置之下任意理论板。

18.根据权利要求15所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述第二物流冷却至30~60℃进入所述第一分相器。

19.根据权利要求1所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述方法还包括：

所述第一物流的至少一部分进入第二分相器，得到有机相第七物流和水相第八物流；

所述第七物流返回所述第一分离塔；

所述第八物流进入第三分离塔，与第二萃取剂物流接触，塔底得到第九物流，塔顶得到第十物流；

所述第九物流去后处理，所述第十物流返回所述第二分相器。

20.根据权利要求19所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述第一物流的一部分进入所述第三分离塔；所述第一物流中进入第三分离塔的部分是第一物流重量的1~20%。

21.根据权利要求19所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述第四物流的一部分进入所述第二分相器；所述第四物流中进入第二分相器的部分是第四物流重量的1~20%。

22.根据权利要求19所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述第一物流与水接触后再进入第二分相器。

23.根据权利要求19所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述第三物流进入第二分相器。

24.根据权利要求19所述环氧丁烷纯化方法，其特征在于，所述第一萃取剂物流和所述第二萃取剂物流源自所述第四物流。

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