CN109851585B

CN109851585B - 环氧丁烷的纯化方法

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Publication number: CN109851585B
Application number: CN201711239568.9A
Authority: CN
Inventors: 李晗; 胡松; 杨卫胜
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Priority date: 2017-11-30
Filing date: 2017-11-30
Publication date: 2021-02-09
Anticipated expiration: 2037-11-30
Also published as: CN109851585A

Abstract

本发明涉及一种环氧丁烷的纯化方法，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：提供含环氧丁烷、萃取剂、以及包括二醇的杂质的原料物流；所述原料物流进入具有第一再沸器的分离塔；所述分离塔在足以使萃取剂和二醇形成共沸物的条件下操作；在所述分离塔侧线采出含萃取剂和二醇共沸物的第一物流，塔釜得到含萃取剂的第二物流，塔顶得到含环氧丁烷的第三物流；所述第二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四物流返回所述分离塔，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

环氧丁烷的纯化方法

技术领域

本发明涉及一种环氧丁烷的纯化方法，具体涉及环氧丁烷萃取精馏工艺回收萃取剂的纯化方法。

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。

从现有技术和公开的专利来看，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，能耗小的环氧丁烷的纯化方法。

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，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；同时，利用萃取剂和二醇形成共沸物，从分离塔侧线采出共沸物，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的纯化方法。所述方法包括：

提供含环氧丁烷、萃取剂、以及包括二醇的杂质的原料物流；

所述原料物流进入具有第一再沸器的分离塔；

所述分离塔在足以使萃取剂和二醇形成共沸物的条件下操作；

在所述分离塔侧线采出含萃取剂和二醇共沸物的第一物流，塔釜得到含萃取剂的第二物流，塔顶得到含环氧丁烷的第三物流；

所述第二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四物流返回所述分离塔，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，所述杂质包括二醇、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；杂质中二醇所占比例为60～80重量％。

根据本发明的一个方面，所述二醇包括环氧丁烷和/或其同分异构体的水解产物。

根据本发明的一个方面，所述原料物流中，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为(2～25):1，优选(3～20):1，更优选(5～13):1。

根据本发明的一个方面，所述原料物流源自烯烃环氧化反应产物经萃取精馏后得到的萃取产物物流。

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，分离塔侧线采出所述共沸物的位置位于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，所述第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的2～20％。

根据本发明的一个方面，所述方法还包括：所述第一物流进入分相器，分相后得到富含萃取剂的第五物流，和富含二醇的第二重组分杂质物流；所述第五物流返回所述分离塔，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，所述第五物流返回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，所述第五物流返回位置位于侧线采出位置之下任意理论板。

根据本发明的一个方面，所述第一物流冷却至30～60℃进入所述分相器。

本发明的有益效果：本发明方法，一方面，利用萃取剂和二醇重组分杂质形成共沸物，从分离塔侧线采出共沸物，从而将二醇第一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第二重组分杂质物流。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为本发明方法的流程示意图。

图2为对比例的流程示意图。

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 进料物流

2 含萃取剂的第二物流

3 含环氧丁烷产品的第三物流

4 第一再沸器B进料物流

5 第一再沸器B出料物流

6 萃取剂净化器E进料物流

7 侧线采出含萃取剂和二醇的共沸物流-第一物流

8 冷却后的第一物流

9 富含萃取剂的有机相-第五物流

10 富含二醇的有机相-第二重组分杂质物流

11 第一重组分杂质物流

12 萃取剂净化器E出料物流(第四物流)

A 分离塔

B 第一再沸器

C 冷却器

D 分相器

E 萃取剂净化器

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。

本发明方法所用的原料是含环氧丙烷和萃取剂的物流。该物流源自烯烃环氧化反应产物在萃取精馏塔(本发明附图未涉及)萃取精馏后得到的萃取产物流。该物流中，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为(2～25):1，优选(3～20):1，更优选(5～13):1。该物流除了含有环氧丙烷和萃取剂外，还含有精制过程中不可能避免生成并且累积的重组分杂质，包括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。杂质中二醇所占比例为60～80重量％。

环氧丁烷纯化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。

根据本发明，图1中，含环氧丁烷、萃取剂、以及包括二醇的杂质的原料物流1进入分离塔A，含萃取剂的第二物流2从分离塔底部移出，含环氧丙烷产品的第三物流3从分离塔顶部移出，含萃取剂和二醇共沸物的第一物流7在分离塔侧线采出，由此，二醇从体系中排出。移出的含萃取剂的第二物流可以返回前序的萃取精馏塔(附图中未画出)循环使用。

根据本发明，分离塔侧线采出选择二醇富集的位置，因为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的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。该位置位于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，分离塔在足以使萃取剂和二醇形成共沸物的条件下操作。

根据本发明，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物流7(第一物流)从分离塔A侧线采出，经过冷却器C冷却后，送入分相器D中，分相后得到富含萃取剂的有机相物流9(第五物流)和富含二醇的第二重组分杂质物流10。物流9返回分离塔，第二重组分杂质物流10采出。第二重组分杂质物流10中主要含有二醇。将侧线采出经冷却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。

根据本发明的一个方面，富含萃取剂的有机相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，稳定分离塔的操作。

根据本发明，将含萃取剂和杂质二醇共沸物的物流冷却至30～60℃，进行分相，主要是因为，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。温度过高，萃取剂在二醇中溶解度增大，萃取剂损失增加，同时杂质二醇在萃取剂中累积速度会增加，为减少萃取剂的损失，冷却温度不高于60℃；温度过低(低于20℃时，尤其是低于0℃)，则需要低温冷剂来冷却共沸物流，低温冷剂的使用，会使操作费用大幅增加，同时也会使设备材质提高，增加投资，因此将共沸物流却至30～60℃，仅仅需要循环冷却水即可满足要求，操作费用大幅降低。并且，液液分相只需要增加一个分相槽(立式或卧式容器增加隔板即可)，设备投资极小，不消耗能耗。

根据本发明，重组分杂质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不与萃取剂产生共沸。这部分杂质如果不采出或采出量不够就会随萃取剂循环，降低萃取剂的纯度从而降低萃取效果，所以需要在一个重组分杂质浓度较高的地方将其排除。研究表明，这部分杂质的浓度随着塔板数的增加而逐渐降低，在塔釜富集，因此最适合采出位置为塔釜再沸器。本发明在现有技术的基础上经过研究，在常规的配置有一个再沸器(保证装置正常运行)的分离塔的底部再增设一个萃取剂净化器(流量和负荷可调节)，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，分离出了这部分重组分杂质，提高了萃取剂纯度，减少了萃取剂的损失和能耗，提高了环氧丁烷的收率。

根据本发明，图1中，分离塔A底部设有第一再沸器B和萃取剂净化器E，物流4将塔釜液送入第一再沸器B，加热后得到出料物流5，物流5送回分离塔A下部。物流7将塔釜液送入萃取剂净化器E，得到的气相轻组分第四物流12返回分离塔下部，液相第一重组分杂质物流11去后处理。由此，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，或者它们的混合物从体系中排出。

根据本发明，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。萃取剂净化器为蒸馏塔或第二再沸器。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。

本发明优选方案是在常规的配置有一个再沸器的分离塔的底部再增设一个再沸器，也就是说，萃取剂净化器为第二再沸器，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。

根据本发明，第二再沸器优选釜式再沸器。

根据本发明，第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的2～20％。

图2是现有技术，含环氧丁烷、萃取剂和包含二醇在内的重组分杂质的原料物流1进入分离塔A，环氧丁烷产品物流3从分离塔A顶部移出，萃取剂物流2从分离塔底部移出，分离塔A底部设有再沸器B，再沸器B进料物流4将塔釜液送入再沸器B加热后得到再沸器B出料物流5送入分离塔A下部，萃取剂物流2分出一股物流11，籍此将包含二醇在内的重组分杂质排出体系。由于通过外排部分塔釜物流以减少重组分杂质在萃取剂中的累积，因而会损失较大量的萃取剂。

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、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12:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1，分离塔理论板数30，分离塔侧线采出位于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℃。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％，液液分离罐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％。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的10％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.82％，分离塔底部萃取剂纯度99.25％，萃取剂损失0.25％。

【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，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1，分离塔理论板数30，分离塔侧线采出位于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℃。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％，液液分离罐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％。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的12％。

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％，分离塔底部萃取剂纯度99.25％，萃取剂损失0.27％。

【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，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1，分离塔理论板数30，分离塔侧线采出位于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℃。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％，液液分离罐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％。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的14％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.85％，分离塔底部萃取剂纯度99.25％，萃取剂损失0.28％。

【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，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1，分离塔理论板数30，分离塔侧线采出位于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℃。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％，液液分离罐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％。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的16％。

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％，分离塔底部萃取剂纯度99.25％，萃取剂损失0.30％。

【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，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1，分离塔理论板数30，分离塔侧线采出位于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℃。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％，液液分离罐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％。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的18％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.88％，分离塔底部萃取剂纯度99.25％，萃取剂损失0.31％。

【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，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1，分离塔理论板数30，分离塔侧线采出位于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℃。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％，液液分离罐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％。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的20％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.85％，分离塔底部萃取剂纯度99.25％，萃取剂损失0.32％。

【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，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为4:1，分离塔理论板数15，分离塔侧线采出位于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℃。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％，液液分离罐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％。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的8％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.88％，分离塔底部萃取剂纯度99.25％，萃取剂损失0.26％。

【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，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为3:1，分离塔理论板数45，分离塔侧线采出位于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℃。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％，液液分离罐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％。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的6％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.89％，分离塔底部萃取剂纯度99.25％，萃取剂损失0.24％。

【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，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为2:1，分离塔理论板数60，分离塔侧线采出位于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℃。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％，液液分离罐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％。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的4％。

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％，分离塔底部萃取剂纯度99.25％，萃取剂损失0.23％。

【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，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为2:1，分离塔理论板数80，分离塔侧线采出位于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℃。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％，液液分离罐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％。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的2％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.85％，分离塔底部萃取剂纯度99.25％，萃取剂损失0.21％。

【实施例11】

富含萃取剂的有机相-第五物流不返回分离塔，直接排弃。

分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.78％，分离塔底部萃取剂纯度99.25％，萃取剂损失1.03％。

【比较例1】

按照图2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，以重量百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为12:1，分离塔理论板数30。

在保证和【实施例1】相同的1,2-环氧丁烷纯度和回收率的情况下，和【实施例1】相比，在外排相同量杂质的情况下，萃取剂损失量是【实施例1】的20倍。

【比较例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，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为12:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1，分离塔理论板数30，只是分离塔侧线采出位于再沸器返回口之上第10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℃。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％，液液分离罐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％。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的10％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.48％，分离塔底部萃取剂纯度99.11％，萃取剂损失0.25％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丁烷产品纯度为99.95％，回收率99.48％，分离塔底部萃取剂纯度99.11％，萃取剂损失0.71％。

采出位置不在二醇富集塔板范围内，导致侧采效果差，萃取剂纯化效果差，环氧丁烷损失增加。

Claims

1.一种环氧丁烷的纯化方法，包括：

所述原料物流进入具有第一再沸器的分离塔；

2.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述杂质还包括1-丁二醇单甲醚、2-丁二醇单甲醚、聚环氧丁烷、聚1,2-丁二醇醚中的任一种；杂质中二醇所占比例为60~80重量%。

3.根据权利要求2所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述二醇包括环氧丁烷和/或其同分异构体的水解产物。

4.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述原料物流中，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为(2~25):1。

5.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述原料物流中，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为(3~20):1。

6.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述原料物流中，以重量百分比计，萃取剂与环氧丁烷的比例为 (5~13):1。

7.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述原料物流源自烯烃环氧化反应产物经萃取精馏后得到的萃取产物物流。

8.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，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℃。

9.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，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℃。

10.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述分离塔理论板数为15~80。

11.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述分离塔理论板数为20~65。

12.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述分离塔理论板数为20~50。

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

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

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

16.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述第一重组分杂质物流含有1-丁二醇单甲醚、2-丁二醇单甲醚、聚环氧丁烷、聚1,2-丁二醇醚中的一种或几种。

17.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，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。

18.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述萃取剂净化器为蒸馏塔或第二再沸器。

19.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述萃取剂净化器为第二再沸器。

20.根据权利要求18所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述第二再沸器是釜式再沸器。

21.根据权利要求18所述环氧丁烷的纯化方法，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。

22.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的2~20%。

23.根据权利要求1所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述方法还包括：所述第一物流进入分相器，分相后得到富含萃取剂的第五物流，和富含二醇的第二重组分杂质物流；所述第五物流返回所述分离塔，所述第二重组分杂质物流去后处理。

24.根据权利要求23所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述第五物流返回位置位于进料板位置之下任意理论板。

25.根据权利要求23所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述第五物流返回位置位于侧线采出位置之下任意理论板。

26.根据权利要求23所述环氧丁烷的纯化方法，其特征在于，所述第一物流冷却至30~60℃进入所述分相器。