CN109851586A - 环氧丙烷的纯化方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种环氧丙烷的纯化方法，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、损失增大、环氧丙烷收率低、能耗高的问题。所述方法包括提供含环氧丙烷、萃取剂、以及包括1,2‑丙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1,2‑丙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1,2‑丙二醇共沸物的第一物流，塔釜得到含萃取剂的第二物流，塔顶得到含环氧丙烷的第三物流；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丙烷的工业生产中。

Description

环氧丙烷的纯化方法

技术领域

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

背景技术

环氧丙烷主要用于生产聚醚多元醇、丙二醇、聚氨酯、可降解塑料、异丙醇胺等，也是第四代非离子表面活性剂、破乳剂、增塑剂、阻燃剂、润滑剂、农药乳化剂等的主要原料。它广泛应用于表面活性剂、食品、烟草、医药及化妆品等行业，是精细化工重要原料，未来市场广阔。

目前国内环氧丙烷工业化生产路线主要有氯醇法、异丁烷共氧化法、乙苯共氧化、双氧水法。我国目前氯醇法所占比重高，氯醇法含盐有机污水排放量40～50吨/吨产品，在消耗大量水资源的同时，对环境影响较大，且企业污水处理压力大、成本高。异丁烷共氧化法需要第二原料异丁烷及副产大量叔丁醇，乙苯共氧化需要乙苯并副产苯乙烯。上述两项共氧化法所需原料和副产对于国内原料资源、副产品市场有限的企业是一个难以解决的难题。没有副产的HPPO双氧水法率先在吉林建设一套30万吨装置，虽然没有共氧化法那么多副产，但需配套25万吨的75％浓度双氧水装置，生产成本较高，使国内投资方望而却步。不论乙苯共氧化法、异丁烷共氧化法还是双氧水法，工艺技术均掌握在国外手中，环氧丙烷行业整体要付出巨大代价大面积推广并最终替代氯醇法，这并不是国家希望看到的行业产品升级换代模式，因此走创新、自主技术研发道路是破解氯醇法环氧丙烷污染大、能耗高的重要途径。

过氧化氢异丙苯(乙苯)法(CHP、EBHP)生产环氧丙烷工艺路线主要由四个单元组成：1)异丙苯氧化单元；2)过氧化氢异丙苯环化单元；3)二甲基苄醇脱水加氢单元；4)环氧丙烷精制单元。由过氧化氢异丙苯环化单元得到的粗产物环氧丙烷物料，除环氧丙烷外还含有异丙苯、二甲基苄醇、苯乙酮、苯酚、丙酮、水、甲醇、丙二醇、甲醛、甲酸甲酯、甲酸等杂质，由于多组分共沸，单组份与环氧丙烷相对挥发度比值接近1，采用常规精馏技术不能获得高纯度环氧丙烷，因此，先进的精制工艺是获得高端环氧丙烷产品的重要环节。

环氧丙烷产品对水、醛有严格要求，水会影响聚合物的羟值和发泡性能，醛的含量是环保要求，C5～C6烃类会影响产品的色度，因此，国标对产品纯度有严格要求。

国标中环氧丙烷优等品质量纯度要求为：环氧丙烷≥99.95％，水≤0.02％，乙醛+丙醛≤0.005％，酸≤0.003％。

反应生成的粗环氧丙烷中含有的水、甲醇、丙酮、甲酸甲酯等杂质与环氧丙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丙烷产品标准。为了得到符合聚合要求的高纯度环氧丙烷，必须将环氧丙烷中含有的杂质分离除去。

环氧丙烷的纯化一般采用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，环氧丙烷的纯化过程采用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、甲酸甲酯对环氧丙烷相对挥发度变大，乙醛、水、甲醇、甲酸甲酯从塔顶移出。

丙烯环氧化反应产物中，环氧丙烷精制过程中，由于水的存在，不可避免的，环氧丙烷会水解生成1,2-丙二醇及相对应的二醇，而且随着时间水解反应持续进行。如果萃取剂中二醇不加以分离除去，将会持续累积导致循环萃取剂中二醇含量过高，萃取剂的萃取效果会下降直至失去萃取效果。但是，二醇溶于水，同时也溶于环氧丙烷等有机溶剂，在液液分相过程中通过水洗的方法脱除效率低，同时也加剧环氧丙烷的水解。并且，由于1,2-丙二醇的沸点(188.2℃)比萃取剂C8烃类(正辛烷125.6℃)高，所以在系统内循环使用萃取剂时，与萃取剂同时累积循环，降低了萃取剂的萃取效果。所以，降低萃取剂中二醇的浓度是非常必要的。

另外，在反应或精制过程中，环氧丙烷及1,2-丙二醇、水等副产物之间会继续发生反应生成1-丙二醇单甲醚、二聚环氧丙烷、聚环氧丙烷、聚丙二醇醚及其衍生物等杂质。分相过程中处于环氧丙烷等轻相和水相(重相)之间，1-丙二醇单甲醚、二聚环氧丙烷、聚环氧丙烷等杂质在水中和环氧丙烷、萃取剂中溶解度都不大，分相过程中处于环氧丙烷等轻相和水相(重相)之间，欲取出中间相，比较困难，效果亦不佳。

文献CN100537553C公开了一种环氧丙烷的纯化方法，该方法为含有甲酸甲酯作为杂质的环氧丙烷的纯化方法，将C7～10的烃作为萃取剂，采用萃取蒸馏的方法，萃取蒸馏塔的塔顶获得的馏出液中添加水，进行油水分离操作，将分离的油层再利用于萃取蒸馏塔中，另一方面，将分离的水层除去至系统外，作为萃取蒸馏塔的塔底液得到甲酸甲酯浓度有所降低的环氧丙烷。该技术只可用于可以与萃取剂共沸的沸点低于环氧丙烷的轻组分杂质的脱除。

文献CN1307168C公开了一种环氧丙烷的精制方法，该方法在萃取蒸馏塔内用C7～20的烃萃取剂，对通过异丙苯过氧化氢与丙烯反应得到的、含有环氧丙烷及含有水、烃及含氧有机化合物等杂质的反应溶液进行萃取蒸馏，并详细说明关于降低萃取剂中的丙二醇浓度的方法，可以列举蒸馏分离、吸附、洗涤、静置分离、萃取等分离方法，优选洗涤法分离。

综上，洗涤的方法可以降低萃取剂中二醇含量，但是由于液液分相需要停留时间长，液液萃取效率低，会增加萃取剂损失，同时洗涤的方法会增加环氧丙烷的水解，环氧丙烷损失率增大；另外，由于二醇沸点高，并与萃取剂形成共沸物，通过蒸馏来分离萃取剂增加设备投资，能耗较高，从经济角度上来看，经济效益低；吸附、静置分离方法存在效率低和规模小的问题；萃取分离方法存在萃取剂的提纯问题。而且由于醇醚等重组分杂质在水中溶解度小，又不与萃取剂形成共沸物，通过循环富集的方法，萃取剂损失较大。

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，环氧丙烷收率高，能耗小的环氧丙烷纯化方法。

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，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1,2-丙二醇形成共沸物，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丙烷的纯化方法，包括：

提供含环氧丙烷、萃取剂、以及包括1,2-丙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1,2-丙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1,2-丙二醇共沸物的第一物流，塔釜得到含萃取剂的第二物流，塔顶得到含环氧丙烷的第三物流；

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，液相第一重组分物流去后处理。

根据本发明的一个方面，所述杂质包括1,2-丙二醇、1-丙二醇单甲醚、二聚环氧丙烷、聚环氧丙烷和聚丙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，所述原料物流中，以重量百分比计，萃取剂与环氧丙烷的比例为(2～25):1，优选(3～16):1，更优选(5～12):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1,2-丙二醇形成共沸物的条件包括：压力0.10～0.60MPaA，优选0.16～0.40MPaA；共沸物温度100～200℃，优选130～180℃。

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-丙二醇单甲醚、二聚环氧丙烷、聚环氧丙烷和聚丙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1,2-丙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，所述第一物流冷却至35～60℃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0.1～14％，萃取剂损失仅0.1～0.8％，能耗降低了1～10％，环氧丙烷收率提高了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 含环氧丙烷产品的第三物流

4 第一再沸器B进料物流

5 第一再沸器B出料物流

6 第一重组分杂质物流

7 萃取剂净化器E进料物流

8 萃取剂净化器E出料物流(第四物流)

9 侧线采出含萃取剂和二醇的共沸物流(第一物流)

10 冷却后的第一物流

11 富含萃取剂的轻相(第五物流)

12 第二重组分杂质物流

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-丙二醇、丙二醇单甲醚、二聚环氧丙烷、聚环氧丙烷、聚丙二醇醚及其衍生物，或者它们的混合物。

环氧丙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，含环氧丙烷、萃取剂、以及包括1,2-丙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从分离塔顶部移出，含萃取剂和1,2-丙二醇共沸物的第一物流在分离塔侧线采出，由此，1,2-丙二醇从体系中排出。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1,2-丙二醇富集的位置，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1,2-丙二醇含量最高，带出的环氧丙烷量最少。越往上，共沸物组成中环氧丙烷浓度越高，而1,2-丙二醇浓度越低，采出共沸物时带出的环氧丙烷越多，损失越大。

根据本发明，分离塔在足以使萃取剂和1,2-丙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1,2-丙二醇形成共沸物的条件包括：压力0.10～0.60MPaA，考虑塔顶环氧丙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0.16～0.40MPaA；共沸物温度100～200℃，优选130～180℃。

对于1,2-丙二醇，随着压力升高，共沸物中1,2-丙二醇含量增加，压力0.10MPaA对应6.56wt％(正辛烷沸点125.7℃，1,2-丙二醇沸点为187.7℃，共沸物温度为122.6℃)；压力0.16MPaA对应7.94wt％(正辛烷沸点143.5℃，1,2-丙二醇沸点为203.2℃，共沸物温度为139.2℃)；压力0.32MPaA对应10.43wt％，压力0.40MPaA对应11.42wt％，压力0.60MPaA对应13.47wt％(正辛烷沸点205.1℃，1,2-丙二醇沸点为252.0℃，共沸物温度为194.2℃)。随着压力升高，共沸物中1,2-丙二醇含量升高，侧线采出量相同的情况下，采出的1,2-丙二醇越多，对应的萃取剂损失越少。但由于塔顶是环氧丙烷，环氧丙烷温度超过120℃，发生聚合等副反应概率大幅度上升，降低环氧丙烷收率，同时塔釜温度越高对蒸汽等级要求越高，综合考虑优选0.16～0.40MPaA，对应共沸物温度优选130～180℃。最佳的采出组成，就是操作压力对应的共沸组成，否则侧线采出组成中萃取剂的量会增加，直接排弃增加损失量，分相后循环，会减少无谓的循环量。

根据本发明，含萃取剂和1,2-丙二醇共沸物的物流6(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轻相物流11(第五物流)和富含1,2-丙二醇的第二重相杂质物流12。轻相物流11返回分离塔，第二重相杂质物流12采出。第二重相杂质物流12中主要含有1,2-丙二醇。作为一个优选的实施方式，塔顶压力0.16MPaA时，将含杂质1,2-丙二醇7.94wt％、萃取剂92.06wt％的共沸物流，从测线采出后冷却至40℃后，送入分相器，分相器分相后，富含萃取剂的轻相(杂质1,2-丙二醇0.09wt％、萃取剂99.91wt％)返回分离塔，并将富含杂质1,2-丙二醇的重相(杂质1,2-丙二醇90.60wt％、萃取剂9.40wt％)采出。将侧线采出经冷却分相后富含萃取剂的轻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。

由于萃取剂在1,2-丙二醇中溶解度小，(根据现有资料计算得到80℃为12.26g/100g，70℃为11.79g/100g，60℃为11.3g/100g，50℃为10.85g/100g，40℃为10.38g/100g，30℃为9.92g/100g，20℃为9.46g/100g)，从计算数据可以看到，萃取剂在1,2-丙二醇中溶解度随温度的降低而减少。本发明将含萃取剂和杂质1,2-丙二醇共沸物的物流冷却至35～60℃，进行分相，主要是因为，分相温度过高时，萃取剂在1,2-丙二醇中溶解度增大，萃取剂损失增加，同时杂质1,2-丙二醇在萃取剂中累积速度会增加；分相温度过低时(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35～60℃，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-丙二醇单甲醚、二聚环氧丙烷、聚环氧丙烷不与萃取剂产生共沸，而是在塔釜富集。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。研究表明，1,2-丙二醇浓度达到14％，萃取剂失效，还会增加能耗，所以需要在一个重组分杂质浓度较高的地方将其排除。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，提高了环氧丙烷的收率。

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8返回分离塔下部，液相第一重组分杂质物流12去后处理。由此，丙二醇单甲醚、二聚环氧丙烷、聚环氧丙烷、聚丙二醇醚及其衍生物，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，含环氧丙烷、萃取剂和包含1,2-丙二醇在内的重组分杂质的原料物流1进入分离塔A，环氧丙烷产品物流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6，籍此将包含1,2-丙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，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丙烷、萃取剂和重组分杂质的进料物流中，以重量百分比计，萃取剂与1,2-环氧丙烷的比例为6:1，分离塔理论板数20，分离塔侧线采出位于再沸器返回口之上第1块理论板。分离塔操作压力0.10MPaA，温度为34.1℃，侧线采出共沸物共沸温度112.8℃，二醇含量6.86wt％，侧线二醇富集采出，萃取剂净化器底部第二重组分杂质物流富集采出。分离塔再沸器B采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器E为釜式再沸器，再沸器B与再沸器E换热面积之比为5：1。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的3％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丙烷产品纯度为99.95％，回收率99.96％，分离塔底部萃取剂纯度99.55％，萃取剂损失0.47％。

【实施例2】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丙烷、萃取剂和重组分杂质物流的进料物流中，以重量百分比计，萃取剂与1,2-环氧丙烷的比例为6:1，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。分离塔操作压力0.16MPaA，温度为47.9℃，侧线采出共沸物共沸温度134.8℃，二醇含量8.14wt％，侧线二醇富集采出，萃取剂净化器底部第二重组分杂质物流富集采出。分离塔再沸器B采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器E为釜式再沸器，再沸器B与再沸器E换热面积之比为5：1。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的3％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丙烷产品纯度为99.95％，回收率99.96％，分离塔底部萃取剂纯度99.57％，萃取剂损失0.45％。

【实施例3】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丙烷、萃取剂和重组分杂质物流的进料物流中，以重量百分比计，萃取剂与1,2-环氧丙烷的比例为6:1，分离塔理论板数40，分离塔侧线采出位于再沸器返回口之上第2块理论板。分离塔操作压力0.32MPaA，温度为71.1℃，侧线采出共沸物共沸温度159.8℃，二醇含量10.63wt％，侧线二醇富集采出，萃取剂净化器底部第二重组分杂质物流富集采出。分离塔再沸器B采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器E为釜式再沸器，再沸器B与再沸器E换热面积之比为5：1。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的3％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丙烷产品纯度为99.95％，回收率99.96％，分离塔底部萃取剂纯度99.59％，萃取剂损失0.43％。

【实施例4】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丙烷、萃取剂和重组分杂质物流的进料物流中，以重量百分比计，萃取剂与1,2-环氧丙烷的比例为6:1，分离塔理论板数46，分离塔侧线采出位于再沸器返回口之上第3块理论板。分离塔操作压力0.40MPaA，温度为79.4℃，侧线采出共沸物共沸温度168.8℃，二醇含量11.62wt％，侧线二醇富集采出，萃取剂净化器底部第二重组分杂质物流富集采出。分离塔再沸器B采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器E为釜式再沸器，再沸器B与再沸器E换热面积之比为5：1。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的3％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丙烷产品纯度为99.95％，回收率99.96％，分离塔底部萃取剂纯度99.60％，萃取剂损失0.42％。

【实施例5】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丙烷、萃取剂和重组分杂质物流的进料物流中，以重量百分比计，萃取剂与1,2-环氧丙烷的比例为6:1，分离塔理论板数50，分离塔侧线采出位于再沸器返回口之上第4块理论板。分离塔操作压力0.60MPaA，温度为95.6℃，侧线采出共沸物共沸温度186.8℃，二醇含量13.67wt％，侧线二醇富集采出，萃取剂净化器底部第二重组分杂质物流富集采出。分离塔再沸器B采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器E为釜式再沸器，再沸器B与再沸器E换热面积之比为5：1。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的3％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丙烷产品纯度为99.95％，回收率99.96％，分离塔底部萃取剂纯度99.64％，萃取剂损失0.38％。

【实施例6】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为C8饱和烷烃混合物，含1,2-环氧丙烷、萃取剂和重组分杂质物流的进料物流中，以重量百分比计，萃取剂与1,2-环氧丙烷的比例为12:1，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。分离塔操作压力0.28MPaA，温度为66.3℃，侧线采出共沸物共沸温度156.3℃，二醇含量9.76wt％，侧线二醇富集采出，萃取剂净化器底部第二重组分杂质物流富集采出。分离塔再沸器B采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器E为釜式再沸器，再沸器B与再沸器E换热面积之比为4：1。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-环氧丙烷产品纯度为99.95％，回收率99.96％，分离塔底部萃取剂纯度99.58％，萃取剂损失0.44％。

【实施例7】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丙烷、萃取剂和重组分杂质物流的进料物流中，以重量百分比计，萃取剂与1,2-环氧丙烷的比例为6:1，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。分离塔操作压力0.28MPaA，温度为66.3℃，侧线采出共沸物共沸温度155.6℃，二醇含量9.88wt％，侧线二醇富集采出，萃取剂净化器底部第二重组分杂质物流富集采出。分离塔再沸器B采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器E为釜式再沸器，再沸器B与再沸器E换热面积之比为4：1。第二物流中进入萃取剂净化器的部分是第二物流重量的13％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丙烷产品纯度为99.95％，回收率99.96％，分离塔底部萃取剂纯度99.54％，萃取剂损失0.49％。

【实施例8】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丙烷、萃取剂和重组分杂质物流的进料物流中，以重量百分比计，萃取剂与1,2-环氧丙烷的比例为4:1，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。分离塔操作压力0.28MPaA，温度为66.3℃，侧线采出共沸物共沸温度154.6℃，二醇含量9.91wt％，侧线二醇富集采出，萃取剂净化器底部第二重组分杂质物流富集采出。分离塔再沸器B采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器E为釜式再沸器，再沸器B与再沸器E换热面积之比为3：1。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-环氧丙烷产品纯度为99.95％，回收率99.96％，分离塔底部萃取剂纯度99.51％，萃取剂损失0.51％。

【实施例9】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为C8饱和烃类混合物，含1,2-环氧丙烷、萃取剂和重组分杂质物流的进料物流中，以重量百分比计，萃取剂与1,2-环氧丙烷的比例为4:1，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。分离塔操作压力0.28MPaA，温度为66.3℃，侧线采出共沸物共沸温度154.6℃，二醇含量9.91wt％，侧线二醇富集采出，萃取剂净化器底部第二重组分杂质物流富集采出。分离塔再沸器B采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器E为釜式再沸器，再沸器B与再沸器E换热面积之比为2：1。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-环氧丙烷产品纯度为99.95％，回收率99.96％，分离塔底部萃取剂纯度99.51％，萃取剂损失0.51％。

【比较例1】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丙烷、萃取剂和重组分杂质的物流中，以重量百分比计，萃取剂与1,2-环氧丙烷的比例为4:1，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。分离塔操作压力0.28MPaA，温度为66.3℃，侧线采出共沸物共沸温度139℃，二醇含量7.38wt％，侧线二醇富集采出，萃取剂净化器底部第二重组分杂质物流富集采出。分离塔再沸器B采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器E为釜式再沸器，再沸器B与再沸器E换热面积之比为3：1。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-环氧丙烷产品纯度为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1,2-丙二醇富集塔板范围内，导致侧采效果差，萃取剂纯化效果差。

【比较例2】

按照图2所示工艺流程图，用【实施例8】原料作为进料物流，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丙烷、萃取剂和重组分杂质的物流中，以重量百分比计，萃取剂与1,2-环氧丙烷的比例为4:1，分离塔理论板数30。分离塔操作压力0.28MPaA，温度为66.3℃，萃取剂物流分出一股物流，籍此将二醇排出体系，该股物流二醇含量0.64wt％。

分离塔顶部得到1,2-环氧丙烷产品纯度为99.90％，回收率99.36％，分离塔底部萃取剂纯度99.06％，萃取剂损失0.86％。

Claims (15)

1.一种环氧丙烷的纯化方法，包括：

提供含环氧丙烷、萃取剂、以及包括1,2-丙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1,2-丙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1,2-丙二醇共沸物的第一物流，塔釜得到含萃取剂的第二物流，塔顶得到含环氧丙烷的第三物流；

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。

2.根据权利要求1所述环氧丙烷的纯化方法，其特征在于，所述杂质包括1,2-丙二醇、1-丙二醇单甲醚、二聚环氧丙烷、聚环氧丙烷和聚丙二醇醚及其衍生物中的一种或几种。

3.根据权利要求1所述环氧丙烷的纯化方法，其特征在于，所述原料物流中，以重量百分比计，萃取剂与环氧丙烷的比例为(2～25):1，优选(3～16):1，更优选(5～12):1。

4.根据权利要求1所述环氧丙烷的纯化方法，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。

5.根据权利要求1所述环氧丙烷的纯化方法，其特征在于，所述足以使萃取剂和1,2-丙二醇形成共沸物的条件包括：压力0.10～0.60MPaA，优选0.16～0.40MPaA；共沸物温度100～200℃，优选130～180℃。

6.根据权利要求1所述环氧丙烷的纯化方法，其特征在于，所述分离塔理论板数为15～80，优选20～65，更优选20～50。

7.根据权利要求1所述环氧丙烷的纯化方法，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，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。

8.根据权利要求1所述环氧丙烷的纯化方法，其特征在于，所述第一重组分杂质物流主要包含1-丙二醇单甲醚、二聚环氧丙烷、聚环氧丙烷和聚丙二醇醚及其衍生物中的一种或几种。

9.根据权利要求1所述环氧丙烷的纯化方法，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。

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

11.根据权利要求10所述环氧丙烷的纯化方法，其特征在于，所述第二再沸器是釜式再沸器。

12.根据权利要求10所述环氧丙烷的纯化方法，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。

13.根据权利要求1所述环氧丙烷的纯化方法，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％。

14.根据权利要求1所述环氧丙烷的纯化方法，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1,2-丙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。

15.根据权利要求14所述环氧丙烷的纯化方法，其特征在于，所述第一物流冷却至35～60℃进入所述分相器。