CN111116517A - 环氧丁烷回收方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种环氧丁烷回收方法。本发明通过将来自环氧丁烷装置含有环氧丁烷、氮气、水、醛的尾气送入增压单元(比如压缩机)，增压后进入冷却器冷却，冷却液经气液分离器气液分离后，气相从吸收塔底部进入，冷的萃取剂从吸收塔中上部进入，吸收塔顶气相去火炬等后处理，吸收塔塔釜液相和气液分离器底部液相混合后送入环氧丁烷精制单元萃取精馏塔回收环氧丁烷，可有效回收尾气中的环氧丁烷，降低排放尾气中的环氧烷烃含量，有效解决VOCs排放问题，用于环氧丁烷装置的工业生产中。

Description

环氧丁烷回收方法

技术领域

本发明涉及一种环氧丁烷回收方法，主要涉及环氧丁烷生产领域，具体来说，涉及一种以过氧化氢异丙苯(CHP)、和/或过氧化氢乙苯(EBHP)、和/或过氧化氢叔丁醇(TBHP)与丁烯发生环氧化反应产物的工艺。

背景技术

环氧丁烷(BO)与环氧丙烷的化学性质相似，同样可以作为聚醚多元醇的原料单体，此外还可用作三氯乙烯等氯代烃溶剂的酸清除剂，在医药、非离子表面活性剂和农药化学品等方面也有广泛用途。

目前，工业上报道处理含环氧丙烷或环氧乙烷有机废气的净化方法主要有高温催化燃烧法、化学吸收法、固体酸催化三种。

其中高温催化燃烧法主要是将废气引入到焚烧或火炬系统，进行催化燃烧。这类专利报道，如：CN01274679.7、CN200710053868.8、CN03258985.9、CN03211736.1等。由于环氧丙烷或环氧乙烷为甲类易燃物质，在空气中爆炸极限都很低，浓度范围宽，如果废气中环氧丙烷或环氧乙烷浓度处于爆炸极限，催化燃烧很容易发生危险事故。在过去10年，在美国已经发生多起安全事故。无论其控制系统做的多么“周全”，都会有安全隐患存在，在意外的情况下会导致事故的发生。而且，由于其中氮气含量在60v％以上，如果直接引入火炬焚烧系统，大股惰性气体可能会造成火焰熄灭。废气中的环氧丙烷或环氧乙烷也没有有效利用，增加了环境的碳排放。

化学吸收法主要是在酸、碱为催化剂条件下，环氧丙烷或环氧乙烷会和水发生开环加成水解反应，转化成丙二醇或乙二醇。环氧丙烷或环氧乙烷都是三元环，由于三元环存在很大的环张力，所以化学性质非常活泼。这类专利报道，如：CN200910188103.4等。其中尤其以无机酸催化效果最佳，因为其具有很强的氢离子电解能力，且性质稳定不易挥发，能够促使环氧丙烷或环氧乙烷开环质子化。但是其存在工艺复杂，尤其废水后处理复杂，副产物较多、污染环境。

专利CN102357309A披露了一种尾气中环氧化物的回收方法，采用冷却、喷淋、汇集的方法，实现尾气的达标排放，同时，采用水在酸性催化剂作用下，与环氧化物进行水合反应，生成醇类得到利用。专利201220538170.1公开了一种环氧乙烷回收装置，采用的也是水喷淋吸收的方法，使尾气吸收，达到安全生产的目的。正常情况下，环氧乙烷水溶液相当稳定，并无明显的化学反应；采用水作为环氧化物吸收介质，进行环氧乙烷水合反应条件较苛刻，一般在酸性催化下，反应温度为60℃左右；环氧乙烷与水的反应机理分为环氧乙烷开环和水合反应两步，据热力学计算，环氧乙烷开环、水合反应的反应活化能分别为34.4kcal/mol和14.5kcal/mol，水合后的乙醇还可进一步生成二乙二醇、三乙二醇；用乙二醇作为吸收介质也是这种原理。因此，以水或乙二醇为吸收介质，进行环氧乙烷尾气回收存在反应慢、产物中酸性催化剂不易除去，产物利用难的缺点。

以上方法均采用化学方法来处理环氧烷烃尾气，用水作为吸收剂，环氧烷烃和水发生化学反应，生成了新的化学物质，需要增加新的分离设备和能耗；采用有机胺类作为吸收剂，反应速度和效率提高，但没有有效回收利用环氧丁烷。

发明内容

目前暂未查询到环氧丁烷尾气处理相关报道，本发明所要解决的技术问题是环氧丁烷有效回收利用问题。只能以环氧丙烷尾气处理现有技术作为对照，现有技术在处理环氧丙烷尾气时用化学方法需要通过水或有机胺进行化学作用，由此带来新的分离设备或能耗，或是不能有效回收利用环氧丙烷等问题。相比传统的化学方法，本发明的环氧丙烷回收方法采用物理吸附的方法，无需通过或引入固体酸催化剂和新的介质发生化学反应即可实现回收利用尾气。

现有技术中未有在处理环氧丙/丁烷尾气时使用物理吸附方法的报道，本发明所要解决的技术问题之二是在处理环氧丁烷尾气时采用物理吸附时，引入的吸收剂后续还需进一步分离，由此带来新的分离设备或能耗等问题。

本发明提供一种环氧丁烷回收方法。该方法可有效回收尾气中的环氧丁烷，降低回收环氧丁烷中的水、醛含量，可用于环氧丁烷装置的工业生产中，可有效回收尾气中的环氧丁烷，降低排放尾气中的环氧丁烷含量，有效解决VOCs排放问题，取得了良好的效果。

为解决上述技术问题，本发明通过采用物理吸附的方法，采用吸收剂可完全吸收环氧丁烷，特别是吸收剂选自环氧丁烷精制单元萃取精馏塔加入的萃取剂组分中的一种或至少一种，环氧丁烷精制单元精馏塔及萃取剂是环氧丁烷生产工艺中的必要单元和必要组分，故在吸收塔中引入吸收剂并不会添加额外的分离设备，也不会增加额外的能耗，实现了环氧丁烷的完美回收利用。

本发明的技术方案如下：一种环氧丁烷回收方法，包括以下步骤：

1)来自丁烯环氧化反应单元的粗环氧丁烷进入粗环氧丁烷中间罐，粗环氧丁烷从罐下部送入预处理单元经预处理；

2)经预处理后的粗环氧丁烷送入萃取精馏塔；

3)萃取精馏塔釜液送至溶剂回收塔，塔顶环氧丁烷产品送至环氧丁烷产品中间罐，之后送至环氧丁烷产品储罐，塔釜为回收的萃取剂；

4)粗环氧丁烷中间罐、环氧丁烷产品中间罐和环氧丁烷产品储罐含有环氧丁烷、氮气、水和乙醛的尾气送入增压单元(比如压缩机)，增压后从吸收塔底部进入，吸收剂从吸收塔中上部进入，塔釜液相送入环氧丁烷精制单元萃取精馏塔；优选地，增压后先进入冷却器冷却，冷却后得到的冷却液经气液分离器气液分离，得到的气相送入吸收塔；

5)吸收塔釜液和来自预处理单元的粗环氧丁烷作为萃取精馏塔进料；任选的，气液分离器液相也作为萃取精馏塔进料。

上述技术方案中，预处理单元的预处理包括脱轻和/或脱重处理，可以不仅限于上述处理。

上述技术方案中，步骤2)中萃取精馏脱除的杂质包括丙酮、水和甲醇，可以不仅限于上述杂质。

上述技术方案中，物料送入吸收塔的位置为吸收塔底部。

上述技术方案中，吸收剂进入吸收塔的位置为顶部。

环氧丁烷来自于过氧化氢异丙苯(CHP)、和/或过氧化氢乙苯(EBHP)、和/或过氧化氢叔丁醇(TBHP)与丁烯发生环氧化反应的产物，可以是上述的任一种产物或任意产物的组合。

上述技术方案中，反应产物中还含有水、和/或乙醛、和/或甲酸甲酯、和/或丙醛、和/或丁醛、和/或丙酮、和/或甲醇、和/或有机酸。

所述含有环氧丁烷、氮气、水、醛的尾气至少部分来自环氧丁烷产品中间罐、环氧丁烷产品罐和不合格环氧丁烷产品罐中任意一个或任意几个罐，但不限于以上这些，醛是乙醛、和/或丙醛、和/或丁醛。

环氧丁烷产品中间罐是环氧丁烷精制单元环氧丁烷产品检测罐或产品日罐，环氧丁烷产品罐为环氧丁烷产品储罐，不合格环氧丁烷产品罐为不合格环氧丁烷产品日罐或储罐，不合格产品需要回炼。以上罐在环氧丁烷进、出料、环境温度变化、装卸过程中，罐顶都会排出大量的含有环氧丁烷的尾气，尾气主要含有氮气、环氧丁烷、还有少量的水、醛等组分。目前，现有装置做法大多是直接去火炬或焚烧炉，造成装置物耗增加、加重尾气处理设备负担。

所述含有环氧丁烷、氮气、水和醛的尾气的摩尔组成为环氧丁烷10～45％、氮气55～90％、水50～5000ppm、醛5～200ppm，相对于尾气的总摩尔计。根据尾气来自不同的罐，组分及含量会有所差别。

压力越高，环氧丁烷在萃取剂中溶解度增加，所以所述压缩机的出口压力为0.20～1.2MPaG，优选0.4～1.0MPaG。

同时温度越低，氮气在环氧丁烷和吸收剂中溶解度越小，所以所述冷却器的出口温度为0～50℃，优选5～20℃。

所述萃取剂加入量和吸收塔塔釜气相进料量比例为(1:1)～(8:1)，优选(1.5:1)～(5:1)。

所述气液分离器操作压力为0.20～1.2MPaG，优选0.4～1.0MPaG。

所述气液分离器操作方式为绝热闪蒸，热负荷为0。

所述吸收塔操作压力为0.20～1.2MPaG，优选0.4～1.0MPaG。

所述吸收塔理论塔板数为5～20块，优选5～15块。

所述冷却器的出口温度为0～60℃，优选5～20℃。

所述吸收剂为环氧丁烷精制单元萃取剂，所述吸收剂或环氧丁烷精制单元萃取剂至少包含选自C7～C20烃类中的至少一种烃类，优选的至少包含C7～C10烃类中的至少一种烃类，更优选C8烃类。

为强化吸收溶解尾气中的环氧丁烷，吸收剂温度越低越有利于吸收过程，所以所述吸收剂温度为0～50℃，优选5～20℃。

在本发明技术方案中，吸收塔塔釜液相和气液分离器底部液相混合后送入环氧丁烷精制单元萃取精馏塔，环氧化单元均设置有萃取精馏塔，萃取精馏塔的功能为萃取精馏分离丙醛、水等轻组分杂质，塔中上部是丙醛、水等轻组分，塔釜是环氧丁烷和萃取剂的混合物，萃取精馏塔的规格和操作均不需要改动，有机相的加入量在精馏塔操作负荷正常波动范围内。所以，本发明选择萃取剂作为吸收液加入，从分离效果来看，冷的萃取剂是优良的吸收剂，吸收后的尾气中环氧丁烷含量接近为0，不新增解析分离设备如精馏塔，不引入新的物质的同时，提高回收效率，降低分离难度。

通过本发明的方法和措施，尾气经过处理后，环氧丁烷含量从10～45mol％下降至0，环氧丁烷回收率达到100％，尾气处理量降低到原来的20～90％，取得了良好的技术效果。

附图说明

图1，2为本发明的工艺流程图。

图1中，

A为粗环氧丁烷中间罐，

B为萃取精馏塔，

C为环氧丁烷产品塔(溶剂回收塔)，

D为环氧丁烷产品中间罐/环氧丁烷产品储罐，

E为增压单元(如压缩机、风机)，

F为冷却器，

G为气液分离器，

H为吸收塔，

X为预处理单元，如脱轻、脱重，

图1，图2中，1为来自丁烯环氧化反应单元的粗环氧丁烷，2为粗环氧丁烷中间罐尾气，3为粗环氧丁烷，4为经过预处理后的粗环氧丁烷，5为回收的环氧丁烷(环氧丁烷和吸收剂混合物)，6为萃取精馏塔混合进料，7为萃取剂进料，8为萃取精馏塔脱除杂质，9为萃取精馏塔釜液，10为环氧丁烷产品，11为回收的萃取剂，12为环氧丁烷产品中间罐/环氧丁烷产品储罐尾气，13为环氧丁烷产品，装车或装船等，14为粗环氧丁烷中间罐、环氧丁烷产品中间罐/环氧丁烷产品储罐尾气混合物，15为增压后的尾气，16为冷却后的尾气，17为气液分离器气相，18为气液分离器液相，19为处理后的尾气，20为吸收塔吸收液，21为回收的萃取剂，22为吸收剂。

如图1所示，来自丁烯环氧化反应单元的粗环氧丁烷(1)进入粗环氧丁烷中间罐A，粗环氧丁烷(3)从罐下部送入预处理单元X，如脱轻、脱重等处理；脱轻脱重处理后的粗环氧丁烷(4)送入萃取精馏塔B，萃取精馏脱除丙酮、水、甲醇等杂质8；

萃取精馏塔釜液(9)送至溶剂回收塔C，塔顶环氧丁烷产品(10)送至环氧丁烷产品中间罐D，之后送至环氧丁烷产品储罐D，塔釜为回收的萃取剂(11)；

粗环氧丁烷中间罐A、环氧丁烷产品中间罐/环氧丁烷产品储罐D含有环氧丁烷、氮气、水和丙醛的尾气(14)送入增压单元(比如压缩机)E，增压后从吸收塔底部H进入，吸收剂(22)从吸收塔顶部进入，塔釜液相(20)送入环氧丁烷精制单元萃取精馏塔B；优选地，增压后先进入冷却器F冷却，尾气冷却后经气液分离器气液分离，得到的气相(17)送入吸收塔H；

气液分离器液相(18)和吸收塔釜液(20)和来自预处理单元的粗环氧丁烷(4)作为萃取精馏塔进料(6)。

气相(19)可能仍然含有极微量的环氧丁烷，可通过深冷的烃类溶剂物理或水化学吸收等方法得到可以直接排放的氮气，本发明不一一赘述，但也属于本发明的延伸和拓展。

其中，吸收剂为环氧丁烷精制单元萃取剂或其中的一种或多种组分，C7～C20烃类，优选C8烃类。

如图2所示，萃取精馏塔釜液(9)送至溶剂回收塔C，塔顶环氧丁烷产品(10)送至环氧丁烷产品中间罐D，之后送至环氧丁烷产品储罐D，塔釜为回收的萃取剂(11)，回收的萃取剂经过冷却如换热，给其它塔作为热源或进料预热等手段冷却至30～60℃，分为三股，第一股(7)为循环萃取剂，第二股(22)经过再次冷却至为0～50℃，优选5～20℃，作为吸收剂，第三股直接外排，或经过液液分离，分离其中累计的1,2-丁二醇，丁二醇单甲醚等杂质后返回系统。

通过以上步骤和措施，借助环氧化单元萃取精馏塔，尾气中的环氧丁烷得到有效回收，同时尾气量大幅度降低，在优选的条件下，可实现尾气中环氧丁烷含量为0。

下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但是这些实施例无论如何都不对本发明的范围构成限制。

具体实施方式

【实施例1】

如图1所示，来自丁烯环氧化反应单元的粗环氧丁烷(1)进入粗环氧丁烷中间罐A，粗环氧丁烷(3)从罐下部送入预处理单元X，如脱轻、脱重等处理；脱轻脱重处理后的粗环氧丁烷(4)送入萃取精馏塔B，萃取精馏脱除丙酮、水、甲醇等杂质8；

萃取精馏塔釜液(9)送至溶剂回收塔C，塔顶环氧丁烷产品(10)送至环氧丁烷产品中间罐D，之后送至环氧丁烷产品储罐D，塔釜为回收的萃取剂(11)；

粗环氧丁烷中间罐A、环氧丁烷产品中间罐/环氧丁烷产品储罐D含有环氧丁烷、氮气、水和醛的尾气(14)送入增压单元(比如压缩机)E，增压后从吸收塔底部H进入，吸收剂(22)从吸收塔顶部进入，塔釜液相(20)送入环氧丁烷精制单元萃取精馏塔B；优选地，增压后先进入冷却器F冷却，尾气冷却后经气液分离器气液分离，得到的气相(17)送入吸收塔H；

气液分离器液相(18)和吸收塔釜液(20)和来自预处理单元的粗环氧丁烷(4)作为萃取精馏塔进料(6)。

含有环氧丁烷、氮气、水、醛等的尾气的摩尔组成为环氧丁烷40％、水50ppm、醛10ppm，剩余组分为氮气。压缩机的出口压力为0.40MPaG。醛是乙醛、和/或丙醛、和/或丁醛。

冷却器的出口温度为10℃。

萃取剂加入量和吸收塔塔釜气相进料量比例为2:1。

气液分离器操作压力为0.38MPaG。

气液分离器操作方式为绝热闪蒸，热负荷为0。

吸收塔操作压力为0.36MPaG。

吸收塔理论塔板数为10块。

冷却器的出口温度为10℃。

吸收剂和环氧丁烷精制单元萃取剂相同，均为正辛烷，吸收剂的进料温度为10℃。

通过本发明的方法和措施，尾气经过处理后，环氧丁烷含量从40mol％下降至0mol％，环氧丁烷回收率接近100％，尾气处理量降低到原来的33.41wt％，吸收剂损失1wt％，环氧丁烷产品纯度≥99.9wt％。

【实施例2】

同实施例1，含有环氧丁烷、氮气、水、醛等的尾气的摩尔组成为环氧丁烷40％、水50ppm、醛10ppm，剩余组分为氮气。压缩机的出口压力为0.40MPaG。醛是乙醛、和/或丙醛、和/或丁醛。

冷却器的出口温度为10℃。

萃取剂加入量和吸收塔塔釜气相进料量比例为3:1。

气液分离器操作压力为0.38MPaG。

气液分离器操作方式为绝热闪蒸，热负荷为0。

吸收塔操作压力为0.36MPaG。

吸收塔理论塔板数为10块。

冷却器的出口温度为10℃。

吸收剂和环氧丁烷精制单元萃取剂相同，均为正辛烷，吸收剂的进料温度为10℃。

通过本发明的方法和措施，尾气经过处理后，环氧丁烷含量从40mol％下降至0mol％，环氧丁烷回收率接近100％，尾气处理量降低到原来的31.55wt％，吸收剂损失0.60wt％，环氧丁烷产品纯度≥99.9wt％。

【实施例3】

同实施例1，含有环氧丁烷、氮气、水、醛等的尾气的摩尔组成为环氧丁烷40％、水50ppm、醛10ppm，剩余组分为氮气。压缩机的出口压力为0.40MPaG。醛是乙醛、和/或丙醛、和/或丁醛。

冷却器的出口温度为10℃。

萃取剂加入量和吸收塔塔釜气相进料量比例为5:1。

气液分离器操作压力为0.38MPaG。

气液分离器操作方式为绝热闪蒸，热负荷为0。

吸收塔操作压力为0.36MPaG。

吸收塔理论塔板数为10块。

冷却器的出口温度为10℃。

吸收剂和环氧丁烷精制单元萃取剂相同，均为正辛烷，吸收剂的进料温度为10℃。

通过本发明的方法和措施，尾气经过处理后，环氧丁烷含量从40mol％下降至0mol％，环氧丁烷回收率接近100％，尾气处理量降低到原来的27.83wt％，吸收剂损失0.32wt％，环氧丁烷产品纯度≥99.9wt％。

【实施例4】

同实施例1，含有环氧丁烷、氮气、水、醛等的尾气的摩尔组成为环氧丁烷40％、水50ppm、醛10ppm，剩余组分为氮气。压缩机的出口压力为0.40MPaG。醛是乙醛、和/或丙醛、和/或丁醛。

冷却器的出口温度为10℃。

萃取剂加入量和吸收塔塔釜气相进料量比例为3:1。

气液分离器操作压力为0.38MPaG。

气液分离器操作方式为绝热闪蒸，热负荷为0。

吸收塔操作压力为0.36MPaG。

吸收塔理论塔板数为5块。

冷却器的出口温度为10℃。

吸收剂和环氧丁烷精制单元萃取剂相同，均为正辛烷，吸收剂的进料温度为10℃。

通过本发明的方法和措施，尾气经过处理后，环氧丁烷含量从40mol％下降至0mol％，环氧丁烷回收率接近100％，尾气处理量降低到原来的31.55wt％，吸收剂损失0.60wt％，环氧丁烷产品纯度≥99.9wt％。

【实施例5】

同实施例1，含有环氧丁烷、氮气、水、醛等的尾气的摩尔组成为环氧丁烷40％、水50ppm、醛10ppm，剩余组分为氮气。压缩机的出口压力为0.40MPaG。醛是乙醛、和/或丙醛、和/或丁醛。

冷却器的出口温度为10℃。

萃取剂加入量和吸收塔塔釜气相进料量比例为3:1。

气液分离器操作压力为0.38MPaG。

气液分离器操作方式为绝热闪蒸，热负荷为0。

吸收塔操作压力为0.36MPaG。

吸收塔理论塔板数为15块。

冷却器的出口温度为10℃。

吸收剂和环氧丁烷精制单元萃取剂相同，均为正辛烷，吸收剂的进料温度为10℃。

通过本发明的方法和措施，尾气经过处理后，环氧丁烷含量从40mol％下降至0mol％，环氧丁烷回收率接近100％，尾气处理量降低到原来的31.55wt％，吸收剂损失0.60wt％，环氧丁烷产品纯度≥99.9wt％。

【实施例6】

同实施例1，含有环氧丁烷、氮气、水、醛等的尾气的摩尔组成为环氧丁烷30％、水50ppm、醛10ppm，剩余组分为氮气。压缩机的出口压力为0.30MPaG。醛是乙醛、和/或丙醛、和/或丁醛。

冷却器的出口温度为10℃。

萃取剂加入量和吸收塔塔釜气相进料量比例为3:1。

气液分离器操作压力为0.28MPaG。

气液分离器操作方式为绝热闪蒸，热负荷为0。

吸收塔操作压力为0.26MPaG。

吸收塔理论塔板数为10块。

冷却器的出口温度为10℃。

吸收剂和环氧丁烷精制单元萃取剂相同，均为正辛烷，吸收剂的进料温度为10℃。

通过本发明的方法和措施，尾气经过处理后，环氧丁烷含量从30mol％下降至0mol％，环氧丁烷回收率接近100％，尾气处理量降低到原来的43.32wt％，吸收剂损失1.02wt％，环氧丁烷产品纯度≥99.9wt％。

【实施例7】

同实施例1，含有环氧丁烷、氮气、水、醛等的尾气的摩尔组成为环氧丁烷30％、水50ppm、醛10ppm，剩余组分为氮气。压缩机的出口压力为0.30MPaG。醛是乙醛、和/或丙醛、和/或丁醛。

冷却器的出口温度为20℃。

萃取剂加入量和吸收塔塔釜气相进料量比例为3:1。

气液分离器操作压力为0.28MPaG。

气液分离器操作方式为绝热闪蒸，热负荷为0。

吸收塔操作压力为0.26MPaG。

吸收塔理论塔板数为10块。

冷却器的出口温度为10℃。

吸收剂和环氧丁烷精制单元萃取剂相同，均为正辛烷，吸收剂的进料温度为10℃。

通过本发明的方法和措施，尾气经过处理后，环氧丁烷含量从30mol％下降至0mol％，环氧丁烷回收率接近100％，尾气处理量降低到原来的41.66wt％，吸收剂损失0.71wt％，环氧丁烷产品纯度≥99.9wt％。

【实施例8】

同实施例1，含有环氧丁烷、氮气、水、醛等的尾气的摩尔组成为环氧丁烷20％、水50ppm、醛10ppm，剩余组分为氮气。压缩机的出口压力为0.30MPaG。醛是乙醛、和/或丙醛、和/或丁醛。

冷却器的出口温度为20℃。

萃取剂加入量和吸收塔塔釜气相进料量比例为3:1。

气液分离器操作压力为0.28MPaG。

气液分离器操作方式为绝热闪蒸，热负荷为0。

吸收塔操作压力为0.26MPaG。

吸收塔理论塔板数为10块。

冷却器的出口温度为10℃。

吸收剂和环氧丁烷精制单元萃取剂相同，均为正辛烷，吸收剂的进料温度为10℃。

通过本发明的方法和措施，尾气经过处理后，环氧丁烷含量从20mol％下降至0mol％，环氧丁烷回收率接近100％，尾气处理量降低到原来的53.41wt％，吸收剂损失0.71wt％，环氧丁烷产品纯度≥99.9wt％。

【实施例9】

同实施例1，含有环氧丁烷、氮气、水、醛等的尾气的摩尔组成为环氧丁烷10％、水50ppm、醛10ppm，剩余组分为氮气。压缩机的出口压力为0.30MPaG。醛是乙醛、和/或丙醛、和/或丁醛。

冷却器的出口温度为20℃。

萃取剂加入量和吸收塔塔釜气相进料量比例为3:1。

气液分离器操作压力为0.28MPaG。

气液分离器操作方式为绝热闪蒸，热负荷为0。

吸收塔操作压力为0.26MPaG。

吸收塔理论塔板数为10块。

冷却器的出口温度为10℃。

吸收剂和环氧丁烷精制单元萃取剂相同，均为正辛烷，吸收剂的进料温度为10℃。

通过本发明的方法和措施，尾气经过处理后，环氧丁烷含量从20mol％下降至0mol％，环氧丁烷回收率接近100％，尾气处理量降低到原来的68.35wt％，吸收剂损失0.71wt％，环氧丁烷产品纯度≥99.9wt％。

【实施例10】

同实施例1，含有环氧丁烷、氮气、水、醛等的尾气的摩尔组成为环氧丁烷40％、水500ppm、醛100ppm，剩余组分为氮气。压缩机的出口压力为0.20MPaG。醛是乙醛、和/或丙醛、和/或丁醛。

冷却器的出口温度为20℃。

萃取剂加入量和吸收塔塔釜气相进料量比例为4:1。

气液分离器操作压力为0.18MPaG。

气液分离器操作方式为绝热闪蒸，热负荷为0。

吸收塔操作压力为0.16MPaG。

吸收塔理论塔板数为10块。

冷却器的出口温度为10℃。

吸收剂为正辛烷，环氧丁烷精制单元萃取剂是碳八烃类混合物，吸收剂的进料温度为10℃。

通过本发明的方法和措施，尾气经过处理后，环氧丁烷含量从40mol％下降至0mol％，环氧丁烷回收率接近100％，尾气处理量降低到原来的31.14wt％，吸收剂损失0.65wt％，环氧丁烷产品纯度≥99.9wt％。

【实施例11】

同实施例1，含有环氧丁烷、氮气、水、醛等的尾气的摩尔组成为环氧丁烷40％、水500ppm、醛100ppm，剩余组分为氮气。压缩机的出口压力为0.20MPaG。醛是乙醛、和/或丙醛、和/或丁醛。

冷却器的出口温度为20℃。

萃取剂加入量和吸收塔塔釜气相进料量比例为4:1。

气液分离器操作压力为0.18MPaG。

气液分离器操作方式为绝热闪蒸，热负荷为0。

吸收塔操作压力为0.16MPaG。

吸收塔理论塔板数为10块。

冷却器的出口温度为10℃。

吸收剂为异辛烷，环氧丁烷精制单元萃取剂是碳八烃类混合物，吸收剂的进料温度为10℃。

通过本发明的方法和措施，尾气经过处理后，环氧丁烷含量从40mol％下降至0mol％，环氧丁烷回收率接近100％，尾气处理量降低到原来的31.10wt％，吸收剂损失0.66wt％，环氧丁烷产品纯度≥99.9wt％。

【实施例12】

同实施例1，含有环氧丁烷、氮气、水、醛等的尾气的摩尔组成为环氧丁烷40％、水500ppm、醛100ppm，剩余组分为氮气。压缩机的出口压力为0.20MPaG。醛是乙醛、和/或丙醛、和/或丁醛。

冷却器的出口温度为20℃。

萃取剂加入量和吸收塔塔釜气相进料量比例为4:1。

气液分离器操作压力为0.18MPaG。

气液分离器操作方式为绝热闪蒸，热负荷为0。

吸收塔操作压力为0.16MPaG。

吸收塔理论塔板数为10块。

冷却器的出口温度为10℃。

吸收剂为正辛烷和异辛烷混合物，环氧丁烷精制单元萃取剂是碳八烃类混合物，吸收剂的进料温度为10℃。

通过本发明的方法和措施，尾气经过处理后，环氧丁烷含量从40mol％下降至0mol％，环氧丁烷回收率接近100％，尾气处理量降低到原来的31.06wt％，吸收剂损失0.64wt％，环氧丁烷产品纯度≥99.9wt％。

【对比例1】

尾气条件同实施例1，不同的是，直接将尾气冷却到10℃，气液分离，环氧丁烷含量从40mol％下降至10.22mol％，环氧丁烷回收率为82.94％，尾气处理量降低到原来的47.53wt％。

【对比例2】

尾气条件同实施例1，不同的是，尾气增压至0.20MPaG，再冷却到10℃，气液分离，环氧丁烷含量从40mol％下降至6.27mol％，环氧丁烷回收率为90.01％，尾气处理量降低到原来的42.94wt％。

Claims (14)

1.一种环氧丁烷回收方法，包括以下步骤：

1)来自丁烯环氧化反应单元的粗环氧丁烷进入粗环氧丁烷中间罐，粗环氧丁烷从罐下部送入预处理单元进行预处理；

2)经预处理后的粗环氧丁烷送入萃取精馏塔；

3)萃取精馏塔釜液送至溶剂回收塔，塔顶环氧丁烷产品送至环氧丁烷产品中间罐，

之后送至环氧丁烷产品储罐，塔釜为回收的萃取剂；

4)粗环氧丁烷中间罐、环氧丁烷产品中间罐和环氧丁烷产品储罐含有环氧丁烷、氮气、水和乙醛的尾气送入增压单元(比如压缩机)，增压后从吸收塔底部进入，吸收剂从吸收塔中上部进入，塔釜液相送入环氧丁烷精制单元萃取精馏塔；优选地，增压后先进入冷却器冷却，冷却后得到的冷却液经气液分离器气液分离，得到的气相送入吸收塔；

5)吸收塔釜液和来自预处理单元的粗环氧丁烷作为萃取精馏塔进料；任选的，气液分离器液相也作为萃取精馏塔进料。

2.根据权利要求1所述的环氧丁烷回收方法，其特征在于吸收塔顶气相进行后处理(比如去火炬)。

3.根据权利要求1所述的环氧丁烷回收方法，其特征在于吸收剂选自环氧丁烷精制单元萃取精馏塔加入的萃取剂组分中的一种或至少一种。

4.根据权利要求1所述环氧丁烷回收方法，其特征在于所述环氧丁烷来自于过氧化氢异丙苯(CHP)、和/或过氧化氢乙苯(EBHP)、和/或过氧化氢叔丁醇(TBHP)与丁烯发生环氧化反应的产物。

5.根据权利要求1所述环氧丁烷回收方法，其特征在于所述含有环氧丁烷、氮气、水和醛的尾气来自粗环氧丁烷中间罐、环氧丁烷产品中间罐，和环氧丁烷产品储罐中任意一个或任意几个罐。

6.根据权利要求1所述环氧丁烷回收方法，其特征在于所述含有环氧丁烷、氮气、水和醛的尾气的摩尔组成为环氧丁烷10～45％、氮气55～90％、水50～5000ppm、醛5～200ppm，相对于尾气的总摩尔计。

7.根据权利要求1所述环氧丁烷回收方法，其特征在于所述压缩机的出口压力为0.20～1.20MPaG，优选0.40～1.0MPaG。

8.根据权利要求1所述环氧丁烷回收方法，其特征在于所述冷却器的出口温度为0～50℃，优选5～20℃。

9.根据权利要求1所述环氧丁烷回收方法，其特征在于所述吸收剂加入量和吸收塔塔釜气相进料量比例为(1:1)～(8:1)，优选(1.5:1)～(5:1)。

10.根据权利要求1所述环氧丁烷回收方法，其特征在于所述气液分离器操作压力为0.20～1.20MPaG，优选0.40～1.0MPaG。

11.根据权利要求1所述环氧丁烷回收方法，其特征在于所述气液分离器热负荷为0。

12.根据权利要求1所述环氧丁烷回收方法，其特征在于所述吸收塔操作压力为0.20～1.2MPaG，优选0.4～1.0MPaG；和/或吸收塔理论塔板数为5～20块，优选5～15块。

13.根据权利要求1所述环氧丁烷回收方法，其特征在于所述吸收剂或环氧丁烷精制单元萃取剂至少包含选自C7～C20烃类中的至少一种烃类或者至少包含C7～C10烃类中的至少一种烃类，优选C8烃类。

14.根据权利要求1所述环氧丁烷回收方法，其特征在于所述吸收剂温度为0～50℃，优选5～20℃。

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