CN109851591A

CN109851591A - 环氧烷烃的纯化方法和装置

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Publication number: CN109851591A
Application number: CN201810158481.7A
Authority: CN
Inventors: 杨卫胜; 胡松; 胡帅; 李晗
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: 2018-02-22
Filing date: 2018-02-22
Publication date: 2019-06-07
Anticipated expiration: 2038-02-22
Also published as: CN109851591B

Abstract

本发明涉及一种环氧烷烃的纯化方法和装置，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、环氧烷烃收率下降、能耗增加的问题。所述纯化方法，包括：a)含环氧烷烃的粗产品物流进入第一分离塔，塔顶得到第一轻组分杂质物流，塔底得到第一物流；b)第一物流进入第二分离塔，塔顶得到第二物流，塔底得到第一重组分杂质物流；c)第二物流与萃取剂进入第三分离塔，塔顶得到第二轻组分杂质物流，塔底得到粗萃取剂物流；d)粗萃取剂物流进入具有第一再沸器的第四分离塔，塔顶得到环氧烷烃产品，塔底得到第四物流；e)第四物流中的至少一部分进入萃取剂净化器，得到气相轻组分物流和第二重组分杂质物流。

Description

环氧烷烃的纯化方法和装置

技术领域

本发明涉及一种环氧烷烃的纯化方法和装置。

背景技术

环氧丙烷(PO)主要用于聚醚多元醇、丙二醇和丙二醇醚的生产，在丙烯衍生物中的产量仅次于聚丙烯，是第二大丙烯衍生物。据统计，2011年，全球用于聚醚多元醇生产的环氧丙烷约占总消费量的66％，用于丙二醇生产的约占17％，用于丙二醇醚生产的环氧丙烷约占6％。2011年，全球环氧丙烷产能为882.2万吨，2016年已突破1000万吨。预计到2020年，环氧丙烷生产能力将达到1200万吨/年，需求量达到1000万吨/年。长期来看，世界范围内环氧丙烷市场前景依然乐观。

1,2-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。1,2-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。

环氧烷烃产品对水、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，醛会导致产品发出异味，影响人们身体健康，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都有严格要求。

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％。

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％。

反应生成的粗环氧烷烃中通常含有水、甲醇、丙酮、甲酸甲酯等杂质，因为这些杂质与环氧烷烃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烷烃产品标准。为了得到符合聚合要求的高纯度环氧烷烃，必须将环氧烷烃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)二醇类作为萃取剂。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的相对挥发度变大，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，因此，在环氧丁烷精制过程中，会发生下列反应：

1,2-环氧丁烷水解生成1,2-丁二醇。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。聚1,2-丁二醇醚及其衍生物是不挥发性粘稠液体，无色至棕色，大都溶于酮、醇、酯、烃类和卤代烃；分子量较低的溶于水，水溶性随分子量增加而下降，随温度增加而下降。

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。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。

同样，在环氧丙烷体系中，环氧丙烷水解生成1,2-丙二醇。1,2-丙二醇在水中的溶解度小于环氧丙烷。

环氧丙烷与甲醇反应生成丙二醇单甲醚。

环氧丙烷发生聚合反应生成聚合物，如二聚环氧丙烷、聚环氧丙烷。

环氧丙烷与水、二元醇或多元醇等含活性氢的化合物反应生成聚丙二醇醚及其衍生物。聚丙二醇醚及其衍生物在水中的溶解度和有机相中溶解度都不大。

现有技术目前的现状是，亟待需要一种萃取剂损失小、纯度高，环氧烷烃收率高，能耗小的环氧烷烃纯化方法和装置。

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，通过先脱除一部分轻组分杂质，再脱除一部分重组分杂质，并且在常规的配置有一个再沸器的分离塔的底部增设一个萃取剂净化器，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的纯化方法。所述方法包括以下步骤：

a)含环氧烷烃的粗产品物流进入第一分离塔，塔顶得到第一轻组分杂质物流，塔底得到第一物流；

b)所述第一物流进入第二分离塔，塔顶得到第二物流，塔底得到第一重组分杂质物流；

c)所述第二物流与萃取剂物流进入第三分离塔，塔顶得到第二轻组分杂质物流，塔底得到粗萃取剂物流；

d)所述粗萃取剂物流进入具有第一再沸器的第四分离塔，塔顶得到环氧烷烃产品，塔底得到第四物流；

e)所述第四物流中的至少一部分进入萃取剂净化器，得到气相轻组分物流和第二重组分杂质物流；所述气相轻组分物流返回所述第四分离塔；

f)任选的，所述第一重组分杂质物流和所述第二重组分杂质物流进入后续流程。

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，所述第四物流中，进入萃取剂净化器的部分是所述第四物流重量的2～20％。

根据本发明的一个方面，所述方法还包括：

f)所述第二轻组分杂质物流进入分相器，得到有机相和水相；

g)所述有机相返回所述第三分离塔；所述水相进入第五分离塔，塔顶得到第三物流，塔底得到废水物流；所述第三物流进入所述分相器。

根据本发明的一个方面，所述第二轻组分杂质物流与引入的水物流接触后再进入所述分相器。

根据本发明的一个方面，所述第四物流中未进入所述萃取剂净化器的部分，进入所述第三分离塔。

根据本发明的一个方面，所述第四物流中未进入所述萃取剂净化器的部分，进入所述第三分离塔和所述第五分离塔。

根据本发明的一个方面，所述第四物流中未进入所述萃取剂净化器的部分中，进入所述第三分离塔和进入所述第五分离塔的重量比为(100～1000):1。

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。

根据本发明的一个方面，所述含环氧烷烃的粗产品物流中，以重量百分比计，环氧烷烃的含量为98～99.9％。

根据本发明的一个方面，所述含环氧烷烃的粗产品物流源自烯烃环氧化反应器流出物流。

本发明还涉及一种环氧烷烃的纯化装置。所述装置包括：

1)第一分离塔；其配置成接收含环氧烷烃的粗产品物流、排放塔顶第一轻组分杂质物流、以及排放塔底第一物流；

2)第二分离塔；其配置成接收所述第一物流、排放塔顶第二物流、排放塔底第一重组分杂质物流；

3)第三分离塔；其配置成接收所述第二物流和萃取剂、排放塔顶第二轻组分杂质物流、以及排放塔底粗萃取剂物流；

4)第四分离塔；其配置成接收所述粗萃取剂物流、排放塔顶环氧烷烃产品物流、以及排放塔底第四物流；所述第四分离塔塔釜配置有第一再沸器；

5)萃取剂净化器；其配置成接收至少一部分第四物流、排放气相轻组分物流、以及排放第二重组分杂质物流；所述气相轻组分物流返回所述第四分离塔。

根据本发明的一个方面，所述装置还包括：

6)分相器；其配置成接收所述第二轻组分杂质物流以形成水相和有机相；所述有机相返回所述第三分离塔；

7)第五分离塔；其配置成接收所述水相、接收所述第四物流中未进入所述萃取剂净化器的至少一部分、排放塔顶第三物流、以及排放塔底废水物流；所述第三物流进入所述分相器。

本发明的有益效果：本发明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；再脱除一部分重组分杂质，如丁醛、甲乙酮、辛烯、异丙苯等；并且在常规的配置有一个再沸器的分离塔的底部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，脱除前序工序未脱除的、以及在前序工序中产生并且累积的其他重组分杂质，从而提高了第四物流中萃取剂的纯度，减少了萃取剂的损失和能耗，提高了环氧烷烃的收率，萃取剂纯度提高了0.1～2％，萃取剂损失0.1～1.0％，能耗降低了1～10％，环氧烷烃收率提高了0.5～5.0％，杂质排除率提高了5～40％。

附图说明

图1为本发明所述方法和装置的示意图。

图2为现有技术文献US4402794所述方法的流程示意图。

图1标记说明：

1 含环氧烷烃的粗产品物流

2 第一物流(第一分离塔塔底物流)

3 第一轻组分杂质物流

4 第一重组分杂质物流

5 第二物流(第二分离塔塔顶物流)

6 粗萃取剂物流

7 引入的水物流

8 第二轻组分杂质物流

9 补水后的第二轻组分杂质物流

10 有机相

11 有机相与第二萃取剂物流的混合物流

12 水相

13 环氧烷烃产品物流

14 第四物流

15 第四物流中进入第五分离塔的部分

16 第四物流中进入第三分离塔的部分

17 废水物流

18 第三物流(第五分离塔塔顶物流)

19 第一再沸器进料物流

20 第一再沸器出料物流

21 第四物流中进入萃取剂净化器的部分-萃取剂净化器进料物流

22 萃取剂净化器出料物流

23 第二重组分杂质物流-外排物流

A 第一分离塔

B 第二分离塔

C 第三分离塔

D 分相器

E 第五分离塔

F 第四分离塔

G 第一再沸器

H 萃取剂净化器

图2标记说明：

101 含环氧烷烃的粗产品物流

102 萃取剂物流中进入第一精馏塔的部分

103 第一粗萃取剂物流

104 粗杂质物流

105 水相

106 有机相

107 去第一精馏塔的有机相

108 去第二精馏塔的有机相

109 轻组分杂质物流

110 第二粗萃取剂物流

111 萃取剂物流

112 环氧烷烃产品物流

113 再沸器进料物流

114 再沸器出料物流

115 重组分杂质物流-外排物流

116 萃取剂物流中进入第一精馏塔的部分

117 萃取剂物流进入分相器的部分

118 引入的水物流

A1 第一精馏塔

B1 分相器

C1 第二精馏塔

D1 分离塔

E1 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压力为相对压力。

本发明的纯化方法所用的原料是含环氧烷烃的粗产品物流。该物流源自烯烃环氧化反应器流出物流。该物流中，环氧烷烃的含量为98～99.9重量％。该物流中还含有反应过程中产生的水、醇、酸、酮、醛、酯等轻组分杂质，例如水、甲醇、乙酸、乙醛、丙醛、丙酮、甲酸甲酯、环氧异丁烷(环氧丁烷生成过程所特有的)，或者它们的混合物。该物流中还含有反应过程中产生的重组分杂质，例如丁醛、甲乙酮、辛烯、异丙苯，或者它们的混合物。该物流中还含有精制过程中，不可能避免生成并且不断累积的重组分杂质；以环氧丁烷为例，这些重组分杂质包括1,2-丁二醇、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，或者它们的混合物；以环氧丙烷为例，这些重组分杂质包括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。也就是说，重组分杂质，一部分来源于烯烃环氧化反应，一部分来源于萃取精制过程。

根据本发明，含环氧烷烃的粗产品物流1进入第一分离塔A，塔顶得到第一轻组分杂质物流3，塔底得到第一物流2。第一轻组分杂质物流3中主要含有甲酸甲酯、丙醛、环氧异丁烷、甲醇、丙酮中的一种或几种轻组分杂质。通过第一分离塔，前序烯烃环氧化反应过程中生成的上述轻组分杂质，其中的80重量％以上可以得到脱除。

在脱轻过程中，由于部分轻组分和环氧烷烃分离难度大，为降低分离塔板数和分离能耗达到减少设备投资和操作费用的目的，塔顶可能会损失一部分环氧烷烃。如果是环氧丙烷体系，可以将含环氧烷烃的第一轻组分杂质物流，加入水和少量萃取剂，分相后有机相回塔，水溶性的含氧化合物杂质随水相外排，达到回收环氧丙烷的目的。

第一分离塔的操作条件包括：塔顶温度30～80℃，压力0.04～0.40MPaG。

根据本发明，第一物流2进入第二分离塔B，塔顶得到第二物流5，塔底得到第一重组分杂质物流4。第一重组分物流4中含有前序烯烃环氧化反应过程中生成的重组分杂质，例如丁醛、甲乙酮、辛烯、异丙苯中的一种或几种。上述重组分杂质的80重量％以上可以通过第二分离塔得到脱除。

第二分离塔的操作条件包括：塔顶温度30～80℃，压力0.04～0.40MPaG。

根据本发明，第二物流5与萃取剂物流进入第三分离塔C，塔顶得到第二轻组分杂质物流8，塔底得到粗萃取剂物流6。通过第三分离塔，经过萃取精馏，可以脱除剩余的轻组分杂质。由此，通过第一分离塔和第三分离塔，轻组分杂质排除率大于80％，优选大于90％，更优选大于96％。其中，萃取剂物流可以是新鲜的萃取剂，也可以源自第四分离塔塔底回收的萃取剂-第四物流。

环氧烷烃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。

含环氧烷烃的粗产品物流与萃取剂在第三分离塔中的萃取精馏条件包括：塔顶温度30～80℃，压力0.04～0.40MPaG。

根据本发明，粗萃取剂物流6进入具有第一再沸器的第四分离塔F，塔顶得到环氧烷烃产品13，塔底得到第四物流14。分离塔F底部设有第一再沸器G和萃取剂净化器H，第一再沸器进料物流19将塔釜液送入第一再沸器G，加热后得到第一再沸器出料物流20，第一再沸器出料物流20进入第四分离塔F下部。第四物流14中的一部分(萃取剂净化器进料物流21)进入萃取剂净化器H，加热后得到萃取剂净化器H出料物流22(气相轻组分)，萃取剂净化器H出料物流22送入第四分离塔F下部，第二重组分杂质物流23从萃取剂净化器H底部排出。第二重组分杂质物流23主要包括精制过程中产生并不断累积的重组分杂质(以环氧丁烷为例，这些重组分杂质包括1,2-丁二醇、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，或者它们的混合物；以环氧丙烷为例，这些重组分杂质包括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)，以及物流1携带的、经第二分离塔分离仍未脱除的部分。由此，通过第二分离塔和第四分离塔，重组分杂质排除率大于80％，优选大于90％，更优选大于96％。

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，优选为第二再沸器。第二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，优选是釜式再沸器。

根据本发明，萃取剂净化器为第二再沸器时，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，第二再沸器面积小于第一再沸器，装置开车初期第二再沸器可以不开，而且第二再沸器不影响第一再沸器。

根据本发明，第四物流14中，进入萃取剂净化器的部分(物流21)是第四物流14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分离塔的底部再增设一个再沸器，也就是说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，所述第四分离塔的操作条件包括：塔顶温度30～80℃，压力0.04～0.40MPaG。

根据本发明，所述粗萃取剂物流6中，以摩尔百分比计，萃取剂与环氧烷烃的比例为(2～15):1，优选(3～10):1，更优选(5～7):1。

根据本发明，第二轻组分杂质物流8进入分相器D，分相后，得到水相12和有机相11。有机相11返回第三分离塔C。水相12进入第五分离塔E，塔顶得到第三物流18，塔底得到废水物流17。第三物流18进入分相器D。

萃取剂经过萃取剂净化器之后，水溶性好和水溶性差的杂质含量均大幅度降低，经过萃取剂净化器净化后的萃取剂进入第五分离塔，可提高液液分相效率，减少杂质在第三分离塔累积。

根据本发明的一个优选方案，分相器D为了更好的分离有机相和水相，优选方案为在第二轻组分杂质物流8送入分相器D之前补充水，可以更好的强化分相效果。补充的水以水相的形式外排，不增加体系的分离难度，同时取得更好的分离效果。

本发明中所述的杂质排除率是指：排除杂质占体系中所有杂质(粗环氧烷烃带入的轻重组分杂质及精制过程中生成的重组分杂质)的比例。采用本发明方法，杂质排除率大于80％，优选大于90％，更优选大于96％。

需要说明的是，萃取剂纯度不变的情况下，萃取精馏的分离效果是一定的。但本发明强调的是，在精制过程中会发生副反应生成二醇及其衍生物杂质，而这些杂质的产生是不可避免的，并且这些杂质会在系统里累积循环。这些杂质对萃取精馏是反作用，降低萃取剂萃取效果。如果直接外排萃取剂，因为萃取剂中重组分杂质含量低，直接外排，萃取剂损失量大。本发明仅增加了一个小型萃取剂净化器，就可将外排物流23中的重组分浓度提高1倍以上，外排萃取剂损失量降低一半以上。采用本发明，萃取剂外排量相同的情况下，经过长周期运行，循环萃取剂中重组分杂质含量是直接外排方案的50％。而如果采用直接外排方案，为了提高环氧烷烃的产品质量，就必须降低环氧烷烃收率，否则无法保证产品质量。

图2是现有技术，含有1,2-环氧丁烷的粗产品物流101与萃取剂物流116送入第一精馏塔A1，第一精馏塔A1塔底得第一粗萃取剂物流103送入分离塔D1，第一精馏塔A1塔顶得到粗杂质物流104送入分相器B1，分相器B1分离得到水相105和有机相106，有机相一部分107送入第一精馏塔A1，有机相另一部分108送入第二精馏塔C1，第二精馏塔C1塔顶分离得到轻组分杂质物流109，第二精馏塔C1塔底分离得到第二粗萃取剂物流110送入分离塔D1，分离塔D1塔顶分离得到1,2-环氧丁烷产品物流112，分离塔D1塔底分离得到萃取剂物流111，萃取剂物流111分为三股，一股116送入第一精馏塔A1，另外一股117送入分相器B1，另外一股115作为重组分杂质物流排出界外。该方法由于通过外排部分萃取剂和重组分以减少反应副产物及衍生物在萃取剂中的累积，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-环氧丁烷的粗产品物流中1,2-环氧丁烷的含量为98.0％，粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为8:1，第四分离塔再沸器G采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器H为热虹吸式再沸器，再沸器G与再沸器H换热面积之比为5:1，第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的3％。

第一分离塔操作条件为：压力0.044MPaG，塔顶温度75℃。

第二分离塔操作条件为：压力0.043MPaG，塔顶温度75℃。

第三精馏塔操作条件为：压力0.042MPaG，塔顶温度75℃。

第五精馏塔操作条件为：压力0.04MPaG，塔顶温度60℃。

第四分离塔操作条件为：压力0.04MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.83％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.66％，杂质排除率为98.2％。

【实施例2】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丁烷的粗产品物流中1,2-环氧丁烷的含量为98.0％，粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为7:1，第四分离塔再沸器G采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器H为釜式再沸器，再沸器G与再沸器H换热面积之比为5:1，第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的5％。

第一分离塔操作条件为：压力0.10MPaG，塔顶温度60℃。

第二分离塔操作条件为：压力0.09MPaG，塔顶温度60℃。

第三精馏塔操作条件为：压力0.09MPaG，塔顶温度60℃。

第五精馏塔操作条件为：压力0.09MPaG，塔顶温度52℃。

第四分离塔操作条件为：压力0.09MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.84％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.71％，杂质排除率为98.4％。

【实施例3】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丁烷的粗产品物流中1,2-环氧丁烷的含量为98.0％，粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，第四分离塔再沸器G采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器H为釜式再沸器，再沸器G与再沸器H换热面积之比为5:1，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％。

第一分离塔操作条件为：压力0.21MPaG，塔顶温度50℃。

第二分离塔操作条件为：压力0.20MPaG，塔顶温度50℃。

第三精馏塔操作条件为：压力0.20MPaG，塔顶温度50℃。

第五精馏塔操作条件为：压力0.19MPaG，塔顶温度48℃。

第四分离塔操作条件为：压力0.18MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.88％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.74％，杂质排除率为98.5％。

【实施例4】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丁烷的粗产品物流中1,2-环氧丁烷的含量为98.0％，粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为5:1，第四分离塔再沸器G采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器H为釜式再沸器，再沸器G与再沸器H换热面积之比为5:1，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％。

第一分离塔操作条件为：压力0.30MPaG，塔顶温度40℃。

第二分离塔操作条件为：压力0.30MPaG，塔顶温度40℃。

第三精馏塔操作条件为：压力0.29MPaG，塔顶温度40℃。

第五精馏塔操作条件为：压力0.28MPaG，塔顶温度43℃。

第四分离塔操作条件为：压力0.29MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.92％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.75％，杂质排除率为98.7％。

【实施例5】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丁烷的粗产品物流中1,2-环氧丁烷的含量为98.0％，粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为4:1，第四分离塔再沸器G采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器H为釜式再沸器，再沸器G与再沸器H换热面积之比为5:1，第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的13％。

第一分离塔操作条件为：压力0.40MPaG，塔顶温度30℃。

第二分离塔操作条件为：压力0.40MPaG，塔顶温度30℃。

第三精馏塔操作条件为：压力0.40MPaG，塔顶温度30℃。

第五精馏塔操作条件为：压力0.36MPaG，塔顶温度37℃。

第四分离塔操作条件为：压力0.38MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.89％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.78％，杂质排除率为98.9％。

【实施例6】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为C8烷烃混合物，含1,2-环氧丁烷的粗产品物流中1,2-环氧丁烷的含量为98.0％，粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为4:1，第四分离塔再沸器G采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器H为釜式再沸器，再沸器G与再沸器H换热面积之比为5:1，第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的15％。

第一分离塔操作条件为：压力0.40MPaG，塔顶温度30℃。

第二分离塔操作条件为：压力0.40MPaG，塔顶温度30℃。

第三精馏塔操作条件为：压力0.40MPaG，塔顶温度30℃。

第五精馏塔操作条件为：压力0.36MPaG，塔顶温度37℃。

第四分离塔操作条件为：压力0.38MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.88％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.79％，杂质排除率为98.9％。

【实施例7】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丁烷的粗产品物流中1,2-环氧丁烷的含量为98.0％，粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，第四分离塔再沸器G采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器H为釜式再沸器，再沸器G与再沸器H换热面积之比为4:1，第四物流中进入萃取剂净化器的部分是第四物流重量的7％。

第一分离塔操作条件为：压力0.27MPaG，塔顶温度45℃。

第二分离塔操作条件为：压力0.27MPaG，塔顶温度45℃。

第三精馏塔操作条件为：压力0.26MPaG，塔顶温度45℃。

第五精馏塔操作条件为：压力0.24MPaG，塔顶温度45℃。

第四分离塔操作条件为：压力0.22MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.88％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.70％，杂质排除率为99.1％。

【实施例8】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丁烷的粗产品物流中1,2-环氧丁烷的含量为98.0％，粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，第四分离塔再沸器G采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器H为釜式再沸器，再沸器G与再沸器H换热面积之比为3:1，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％。

第一分离塔操作条件为：压力0.27MPaG，塔顶温度45℃。

第二分离塔操作条件为：压力0.27MPaG，塔顶温度45℃。

第三精馏塔操作条件为：压力0.26MPaG，塔顶温度45℃。

第五精馏塔操作条件为：压力0.24MPaG，塔顶温度45℃。

第四分离塔操作条件为：压力0.22MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.89％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.69％，杂质排除率为99.2％。

【实施例9】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丁烷的粗产品物流中1,2-环氧丁烷的含量为98.0％，粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，第四分离塔再沸器G采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器H为釜式再沸器，再沸器G与再沸器H换热面积之比为2:1，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％。

第一分离塔操作条件为：压力0.27MPaG，塔顶温度45℃。

第二分离塔操作条件为：压力0.27MPaG，塔顶温度45℃。

第三精馏塔操作条件为：压力0.26MPaG，塔顶温度45℃。

第五精馏塔操作条件为：压力0.24MPaG，塔顶温度45℃。

第四分离塔操作条件为：压力0.22MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.90％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.71％，杂质排除率为99.1％。

【实施例10】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丁烷的粗产品物流中1,2-环氧丁烷的含量为98.0％，粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，第四分离塔再沸器G采用釜式再沸器，萃取剂净化器H为釜式再沸器，再沸器G与再沸器H换热面积之比为2:1，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％。

第一分离塔操作条件为：压力0.27MPaG，塔顶温度45℃。

第二分离塔操作条件为：压力0.27MPaG，塔顶温度45℃。

第三精馏塔操作条件为：压力0.26MPaG，塔顶温度45℃。

第五精馏塔操作条件为：压力0.24MPaG，塔顶温度45℃。

第四分离塔操作条件为：压力0.22MPaG，塔顶温度45℃。

【实施例11】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丁烷的粗产品物流中1,2-环氧丁烷的含量为98.0％，粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，第四分离塔再沸器G采用强制循环式再沸器，萃取剂净化器H为釜式再沸器，再沸器G与再沸器H换热面积之比为2:1，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％。

第一分离塔操作条件为：压力0.27MPaG，塔顶温度45℃。

第二分离塔操作条件为：压力0.27MPaG，塔顶温度45℃。

第三精馏塔操作条件为：压力0.26MPaG，塔顶温度45℃。

第五精馏塔操作条件为：压力0.24MPaG，塔顶温度45℃。

第四分离塔操作条件为：压力0.22MPaG，塔顶温度45℃。

【比较例1】

按照图2所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丁烷的粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为8:1，分离塔再沸器E1采用强制循环式再沸器。

第一精馏塔操作条件为：压力0.26MPaG，塔顶温度45℃。

第二精馏塔操作条件为：压力0.24MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔操作条件为：压力0.22MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率96.38％，分离塔底部萃取剂纯度98.0％，萃取剂损失2.02％，杂质排除率为75.2％。与【实施例1】相比，分离能耗增加4.8％。

【比较例2】

按照图2所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丁烷的粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，分离塔再沸器E1采用强制循环式再沸器。

第一精馏塔操作条件为：压力0.26MPaG，塔顶温度45℃。

第二精馏塔操作条件为：压力0.24MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔操作条件为：压力0.22MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率98.50％，分离塔底部萃取剂纯度97.0％，萃取剂损失2.20％，杂质排除率为75.4％。

【比较例3】

按照图2所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丁烷的粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为4:1，分离塔再沸器E1采用强制循环式再沸器。

第一精馏塔操作条件为：压力0.26MPaG，塔顶温度45℃。

第二精馏塔操作条件为：压力0.24MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔操作条件为：压力0.22MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率98.88％，分离塔底部萃取剂纯度97.5％，萃取剂损失2.45％，杂质排除率为75.6％。

【比较例4】

按照图2所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含1,2-环氧丁烷的粗产品物流与含正辛烷的萃取剂物流进入第一精馏塔。以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为3:1，分离塔再沸器E1采用强制循环式再沸器。

第一精馏塔操作条件为：压力0.26MPaG，塔顶温度45℃。

第二精馏塔操作条件为：压力0.24MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔操作条件为：压力0.22MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率97.13％，分离塔底部萃取剂纯度98.0％，萃取剂损失2.62％，杂质排除率为75.8％。

【比较例5】

按照图2所示工艺流程，将重组分杂质物流115送去水洗后再循环回来，以减少萃取剂的损失，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，分离塔再沸器E1采用强制循环式再沸器。

第一精馏塔操作条件为：压力0.26MPaG，塔顶温度45℃。

第二精馏塔操作条件为：压力0.24MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔操作条件为：压力0.22MPaG，塔顶温度45℃。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率97.58％，分离塔底部萃取剂纯度97.50％，萃取剂损失1.72％，杂质排除率为78.2％。与【实施例1】相比，分离能耗增加7.1％。

Claims

1.一种环氧烷烃的纯化方法，包括以下步骤：

2.根据权利要求1所述环氧烷烃的纯化方法，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；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。

3.根据权利要求2所述环氧烷烃的纯化方法，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。

4.根据权利要求1所述环氧烷烃的纯化方法，其特征在于，所述第四物流中，进入萃取剂净化器的部分是所述第四物流重量的2～20％。

5.根据权利要求1所述环氧烷烃的纯化方法，其特征在于，所述方法还包括：

6.根据权利要求5所述环氧烷烃的纯化方法，其特征在于，所述第二轻组分杂质物流与引入的水物流接触后再进入所述分相器。

7.根据权利要求5所述环氧烷烃的纯化方法，其特征在于，所述第四物流中未进入所述萃取剂净化器的部分，进入所述第三分离塔。

8.根据权利要求5所述环氧烷烃的纯化方法，其特征在于，所述第四物流中未进入所述萃取剂净化器的部分，进入所述第三分离塔和所述第五分离塔。

9.根据权利要求8所述环氧烷烃的纯化方法，其特征在于，所述第四物流中未进入所述萃取剂净化器的部分中，进入所述第三分离塔和进入所述第五分离塔的重量比为(100～1000):1。

10.根据权利要求1所述环氧烷烃的纯化方法，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。

11.根据权利要求1所述环氧烷烃的纯化方法，其特征在于，所述含环氧烷烃的粗产品物流中，以重量百分比计，环氧烷烃的含量为98～99.9％。

12.根据权利要求1所述环氧烷烃的纯化方法，其特征在于，所述含环氧烷烃的粗产品物流源自烯烃环氧化反应器流出物流。

13.一种环氧烷烃的纯化装置，包括：

3)第三分离塔；其配置成接收所述第二物流和萃取剂物流、排放塔顶第二轻组分杂质物流、以及排放塔底粗萃取剂物流；

14.根据权利要求13所述环氧烷烃的纯化装置，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；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。

15.根据权利要求14所述环氧烷烃的纯化装置，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。

16.根据权利要求13所述环氧烷烃的纯化装置，其特征在于，所述装置还包括：