CN111763167B - 一种chppo装置分离微量杂质的方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种CHPPO装置分离微量杂质的方法，主要解决现有技术存在工艺不明确、流程不完善、设备投资大、运行费用高的问题。采用本发明所述的方法，在5‑80万吨/年CHPPO装置中，设置“第一混合器‑油水分层器”和“第二混合器‑油水分离器”，利用油水密度差将混合器油水混合出料进行重力沉降分层/分离，得到有机酸≤50mg/kg和钠离子≤1.0mg/kg净化氧化液，节省设备投资24.74‑32.31％，节省运行费用22.82‑29.03％，较好地解决了上述问题，可应用于CHPPO工业装置生产PO中。

Description

一种CHPPO装置分离微量杂质的方法

技术领域

本发明涉及环氧丙烷技术领域，尤其是涉及一种CHPPO装置分离微量杂质的方法，具体指一种采用混合器结合油水沉降分离器，脱除CHPPO装置含过氧化氢异丙苯氧化液中有机酸杂质和钠离子杂质的方法。

背景技术

环氧丙烷是一种重要的化工原料、也是丙烯的三大衍生物之一。主要用于生产聚醚多元醇、聚氨酯、丙二醇、不饱和聚酯、丙二醇醚、二丙二醇醚、阻燃剂、合成润滑油、表面活性剂、碳酸丙烯酯等等，其应用领域遍布化工基础产业及人们日常生活的各个方面。

具有三废排放少、无联产品、安全性高、绿色环保特点的异丙苯氧化CHPPO法工艺技术是未来最有前途制备环氧丙烷工艺技术之一。CHPPO法主要工艺过程为：异丙苯氧化生成过氧化氢异丙苯CHP，过氧化氢异丙苯CHP作为氧化剂与丙烯环氧化反应生成环氧丙烷PO和二甲基苄醇DMBA环氧化反应产物，反应产物经分离、精制产出优质环氧丙烷PO产品；二甲基苄醇DMBA氢解生成异丙苯再氧化成过氧化氢异丙苯CHP循环使用。

现有技术中的发明专利申请号为CN201610916400.6一种用于异丙苯催化氧化制过氧化氢异丙苯的振荡流反应器及方法，包括进料分配段、反应段、气液分离段和冷凝段；进料分配段包含气体进料口、气体分布器、液体进料口、液固分离器，液体进料口连接振荡泵；反应段主体包含多节波纹反应管，每节之间以扇面弧线连接，整体成凹凸波纹状，波纹反应管外部具有伴热层，伴热介质由伴热液体进口进入，由伴热液体出口流出；反应段主体上中下分别有一个测温点；气液分离段设置有带有液固分离器的出料口、安全注射口和与之连接的电磁阀和电动阀；冷凝段为管壳双层结构，管层设置有尾气出口，壳层上设置有冷凝介质经冷凝液进口和出口。在较低反应温度和压力下快速反应，同时获得较高的CHP选择性。发明专利申请号为CN201780046029.5环氧丙烷的制造方法，公开了包括(1)氧化工序、(2)蒸馏工序、(3)环氧化工序及(4)分离工序，(2)蒸馏工序为通过将氧化工序中所得的含有枯烯过氧化氢的反应混合物进行蒸馏而分离为馏出物和含有枯烯过氧化氢的浓缩液的工序，其是在馏出物的流量(D)相对于所蒸馏的上述反应混合物的流量(F)之比(D/F)为0.037以上且0.13以下的条件下进行连续蒸馏的工序，(3)环氧化工序为通过在催化剂的存在下使上述蒸馏工序中所得的含有枯烯过氧化氢的浓缩液与丙烯在1个以上的反应器内接触，使丙烯与上述浓缩液中的枯烯过氧化氢反应而得到含有环氧丙烷和枯基醇的反应混合物的工序，其是将上述1个以上的反应器中的最终反应器的出口温度设为115℃以上且不足140℃的工序。发明专利申请号为CN201510916805.5静态混合器，公开了包括：壳体以及中空混合单元，中空混合单元设置于壳体内且一端通过入口与外部连通，中空混合单元包括交替设置且相互连通的左螺旋混合单元和右螺旋混合单元，左螺旋混合单元和右螺旋混合单元为中空结构且表面设置有孔，中空混合单元与壳体之间形成混合通道。该静态混合器的优点在于混合单元为中空结构，表面设置有孔，可将被分散相分割为气泡、液滴或射流后再与分散相混合，大大提高了混合效率。发明专利申请号为CN201811309303.6固液自然沉降分离装置，公开了包括：沉降溢流内槽，沉降溢流内槽的侧壁上开有溢流口，沉降溢流内槽的底部设有开口朝下的第一沉降分离槽和第二沉降分离槽；沉降外槽，沉降溢流内槽置于沉降外槽内，沉降外槽的底板上设有向上延伸的第一挡板和第二挡板，第一挡板设置在第一沉降分离槽内，第二挡板设置在第二沉降分离槽内，沉降外槽的底部于第二挡板远离第一挡板的一侧设有一排水口；其中，沉降溢流内槽内的液体能从溢流口溢出至沉降外槽内，并依次漫过第一挡板和第二挡板。该固液自然沉降分离装置沉降时间短、处理效率高、分离效果好。发明专利申请号为CN201920980177.0一种沉降分离槽，公开了包括一分离池，该分离池的一端设置进液口，另一端根据待分离液体混合物的种类设置多个不同高度的液体出口，所述分离池内设置多块隔离板，各隔离板交错设置，且靠近进液口处的分离池内设置一正对进液口的隔离室，隔离室内设置多孔缓冲垫。本实用新型能保证待分离液体混合物流入分离池后，先经多孔缓冲垫缓冲，再经隔离室溢流融入分离池内沉降中的液体，从而大大减缓对分离池内沉降中液体的冲击扰动，进而缩短自然沉降及液体分层时间，提高自然沉降效果。发明专利申请号为CN201910063736.6油水分离系统，公开了包括分离槽，一端设置有进液口，另一端设置有出液口；进液挡板，设置在进液口的下方并与分离槽的侧壁固定连接，进液挡板和分离槽的侧壁围成进液通道，进液通道的进液端与进液口密封连通，出液端延伸至分离槽内并与分离槽的内腔连通；分离槽包括槽体和设置在槽体底部的曝气装置。本发明提供的油水分离系统，旨在解决目前的油水分离系统在分离油和水时分离不彻底，影响后续油水混合物精细分离效果的技术问题。发明专利申请号为CN201520794238.6用于甲醇制烯烃的水洗系统，公开了一种水洗系统包括：水洗塔，设置有产品气入口、进水口、第一洗出液出口以及产品气出口；洗涤水供应罐，设置有第一洗出液入口、锅炉水入口、洗涤水出口以及循环气出口；水洗塔上的第一洗出液出口分别与洗涤水供应罐上的第一洗出液入口，以及与MTO水洗单元相连通；洗涤水供应罐上的洗涤水出口与水洗塔上的进水口相连通，水洗塔上的产品气出口与碱洗塔相连通。使用锅炉水代替MTO净化水，能够有效解决使用净化水对产品气进行洗涤易造成碱洗塔中黄油积聚的问题。同时能够对洗涤水进行回收利用，降低工艺成本。

现有技术中的发明专利申请号为CN201610916400.6一种用于异丙苯催化氧化制过氧化氢异丙苯的振荡流反应器及方法、发明专利申请号为CN201780046029.5环氧丙烷的制造方法，仅仅公开了过氧化氢异丙苯的制造步骤，没有涉及脱除CHPPO装置含过氧化氢异丙苯氧化液中有机酸杂质和钠离子杂质的方法。发明专利申请号为CN201510916805.5静态混合器、发明专利申请号为CN201811309303.6固液自然沉降分离装置、发明专利申请号为CN201920980177.0一种沉降分离槽、发明专利申请号为CN201910063736.6油水分离系统，仅仅公开了单台设备的运行功能，没有涉及将混合器、油水沉降分离器进行工艺流程的连接以达到脱除CHPPO装置含过氧化氢异丙苯氧化液中有机酸杂质和钠离子杂质的手段。发明专利申请号为CN201520794238.6用于甲醇制烯烃的水洗系统，仅仅公开了采用设备工程投资大、操作运行费用高的碱洗塔/水洗塔处理MTO装置产品气的方法。因此现有技术在CHPPO装置提纯过氧化氢异丙苯氧化液过程中，存在工艺技术不明确、工艺流程不完善、设备工程投资大、操作运行费用高的问题。

发明内容

为了解决现有技术中的上述问题，本发明提出一种CHPPO装置分离微量杂质的方法，以此进一步明确工艺技术、完善工艺流程、降低设备工程投资、减少操作运行费用。

为实现上述目的，本发明采用以下技术方案：

本发明第一个方面提供一种CHPPO装置分离微量杂质的方法，在公称能力为5-80万吨/年大规模商业化CHPPO工业生产装置中，包括以下工艺流程：

来自界外的含杂氧化液与增压后的分层器水相合并进入第一混合器，来自界外的新鲜碱液也进入第一混合器，混合后的第一混合器出料进入油水分层器；

经油水分层，流出的分层器油相经分层器油相泵增压后进入第二混合器，来自界外的新鲜水也进入第二混合器，混合后的第二混合器出料进入油水分离器，经油水分离，流出的分离器油相作为净化氧化液送出界外；

油水分层器流出的分层器水相经分层器水相泵增压后与来自界外的含杂氧化液合并进入第一混合器；油水分层器流出的废碱液送出界外，油水分离器流出的分离器水相作为废水送出界外。

进一步地，上述含杂氧化液含有机酸杂质和钠离子杂质，其与新鲜碱液在第一混合器内液滴分散、液液接触、油水合并、充分混合，该含杂氧化液中的有机酸杂质与新鲜碱液发生中和反应而脱除；

利用油水密度差异，将进入油水分层器的第一混合器出料进行油水重力沉降分层；

分层器油相含钠离子杂质，其与新鲜水在第二混合器内液滴分散、液液接触、油水合并、充分混合，分层器油相中的钠离子杂质被新鲜水溶解而脱除；

利用油水密度差异，将进入油水分离器的第二混合器出料进行油水重力沉降分层。

进一步地，上述含杂氧化液的异丙苯含量51.7-77.3wt％，过氧化氢异丙苯CHP含量20.0-38.0wt％，α,α-二甲基苄醇DMBA含量2.0-9.0wt％，轻组分含量0.4-0.7wt％，重组分含量0.3-0.6wt％，有机酸含量200-1000mg/kg，钠离子含量40-160mg/kg。

进一步地，上述第一混合器操作压力0.30-0.90MPaA，操作温度25-85℃；分层器水相泵入口操作压力0.20-0.80MPaA，出口操作压力0.35-0.95MPaA，操作温度25-85℃；油水分层器操作压力0.20-0.80MPaA，操作温度25-85℃。

进一步优选地，上述第一混合器操作压力0.40-0.80MPaA，操作温度35-75℃；分层器水相泵入口操作压力0.30-0.70MPaA，出口操作压力0.45-0.85MPaA，操作温度35-75℃；油水分层器操作压力0.30-0.70MPaA，操作温度35-75℃。

更优选地，上述第一混合器操作压力0.50-0.70MPaA，操作温度45-65℃；分层器水相泵入口操作压力0.40-0.60MPaA，出口操作压力0.55-0.75MPaA，操作温度45-65℃；油水分层器操作压力0.40-0.60MPaA，操作温度45-65℃。

进一步地，上述第二混合器操作压力0.30-0.90MPaA，操作温度25-85℃；分层器油相泵入口操作压力0.20-0.80MPaA，出口操作压力0.30-0.90MPaA，操作温度25-85℃；油水分离器操作压力0.20-0.80MPaA，操作温度25-85℃。

进一步优选地，上述第二混合器操作压力0.40-0.80MPaA，操作温度35-75℃；分层器油相泵入口操作压力0.30-0.70MPaA，出口操作压力0.40-0.80MPaA，操作温度35-75℃；油水分离器操作压力0.30-0.70MPaA，操作温度35-75℃。

更优选地，上述第二混合器操作压力0.50-0.70MPaA，操作温度45-65℃；分层器油相泵入口操作压力0.40-0.60MPaA，出口操作压力0.50-0.70MPaA，操作温度45-65℃；油水分离器操作压力0.40-0.60MPaA，操作温度45-65℃。

本发明采用以上技术方案，与现有技术相比，具有如下技术效果：

本发明涉及一种CHPPO装置分离微量杂质的方法，对于公称能力为5-80万吨/年大规模商业化CHPPO工业生产装置来说，设置碱洗“第一混合器-油水分层器”工艺流程和水洗“第二混合器-油水分离器”工艺流程代替现有技术的“碱洗塔-水洗塔”工艺流程，利用油水密度差异将混合器的油水混合出料进行油水重力沉降分层/分离处理，使含200-1000mg/kg有机酸杂质和含40-160mg/kg钠离子杂质的过氧化氢异丙苯含杂氧化液纯化为有机酸杂质含量≤50mg/kg和钠离子杂质含量≤1.0mg/kg的过氧化氢异丙苯净化氧化液，可节省设备工程投资24.74-32.31％，节省操作运行费用22.82-29.03％，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1为本发明的工艺流程示意图；

其中，11-第一混合器，12-分层器水相泵，13-油水分层器，14-第二混合器，15-分层器油相泵，16-油水分离器，A1-含杂氧化液，A2-净化氧化液，A3-第一混合器出料，A4-分层器油相，A5-第二混合器出料，B1-新鲜碱液，B2-废碱液，B3-分层器水相，C1-新鲜水，C2-废水；

本发明的工艺流程描述如下：

来自界外的含杂氧化液A1与增压后的分层器水相B3合并进入第一混合器11，来自界外的新鲜碱液B1也进入第一混合器11，混合后的第一混合器出料A3进入油水分层器13，经油水分层，流出的分层器油相A4经分层器油相泵15增压后进入第二混合器14，来自界外的新鲜水C1也进入第二混合器14，混合后的第二混合器出料A5进入油水分离器16，经油水分离，流出的分离器油相作为净化氧化液A2送出界外。油水分层器流出的分层器水相B3经分层器水相泵12增压后与来自界外的含杂氧化液A1合并进入第一混合器11；油水分层器流出的废碱液B2送出界外。油水分离器流出的分离器水相作为废水C2送出界外。

图2为现有技术氧化液分离微量杂质的工艺流程示意图；

其中，1-碱洗塔，2-循环碱液泵，3-碱洗塔釜泵，13-油水分层器，5-水洗塔，6-水洗塔釜泵，16-油水分离器，A1-含杂氧化液，A2-净化氧化液，A6-碱洗塔顶出料，A4-分层器油相，A7-分离器油相，B1-新鲜碱液，B2-废碱液，B5-循环碱液，B4-碱洗塔釜出料，C1-新鲜水，C2-废水，C3-水洗塔釜出料。

现有技术的工艺流程描述如下：

来自界外的含杂氧化液A1与分层器油相A4合并进入碱洗塔1塔釜，来自界外的新鲜碱液B1与循环碱液B5合并进入碱洗塔1塔顶，经碱洗，碱洗塔塔顶流出的碱洗塔顶出料A6与分离器油相A7合并进入水洗塔5塔釜，来自界外的新鲜水C1进入水洗塔5塔顶，经水洗，水洗塔塔顶流出的净化氧化液A2送出界外；碱洗塔塔釜流出的循环碱液B5经循环碱液泵2增压返回碱洗塔1塔顶，碱洗塔塔釜流出碱洗塔釜出料B4经碱洗塔釜泵3增压进入油水分层器13，经油水分层，流出分层器油相A4与含杂氧化液A1合并进入碱洗塔塔釜，流出分层器水相作为废碱液B2送出界外；水洗塔塔釜流出水洗塔釜出料C3经水洗塔釜泵6增压进入油水分离器16，经油水分离，流出分离器油相A7与碱洗塔顶出料A6合并进入水洗塔5塔釜，流出分离器水相作为废水C2送出界外。

具体实施方式

本发明提供了一种CHPPO装置分离微量杂质的方法。下面通过具体实施例对本发明进行详细和具体的介绍，以使更好的理解本发明，但是下述实施例并不限制本发明范围。

【实施例1】

如图1所示，本实施例涉及一种CHPPO装置分离微量杂质的方法，CHPPO装置为公称能力5万吨/年的商业化工业生产装置，具体包括以下工艺流程：来自界外的含杂氧化液A1与增压后的分层器水相B3合并进入第一混合器11，来自界外的新鲜碱液B1也进入第一混合器11，混合后的第一混合器出料A3进入油水分层器13，经油水分层，流出的分层器油相A4经分层器油相泵15增压后进入第二混合器14，来自界外的新鲜水C1也进入第二混合器14，混合后的第二混合器出料A5进入油水分离器16，经油水分离，流出的分离器油相作为净化氧化液A2送出界外。油水分层器流出的分层器水相B3经分层器水相泵12增压后与来自界外的含杂氧化液A1合并进入第一混合器11；油水分层器流出的废碱液B2送出界外。油水分离器流出的分离器水相作为废水C2送出界外。其中，含杂氧化液含有机酸杂质和钠离子杂质的含杂氧化液与新鲜碱液在第一混合器内液滴分散、液液接触、油水合并、充分混合，该含杂氧化液中的有机酸杂质与新鲜碱液发生中和反应而脱除；利用油水密度差异，将进入油水分层器的第一混合器出料进行油水重力沉降分层；含钠离子杂质的分层器油相与新鲜水在第二混合器内液滴分散、液液接触、油水合并、充分混合，分层器油相中的钠离子杂质被新鲜水溶解而脱除；利用油水密度差异，将进入油水分离器的第二混合器出料进行油水重力沉降分层。

处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的工艺参数，见表1；工艺设备参数，见表2与表3；采用本实施例“第一混合器-油水分层器”碱洗工艺流程和“第二混合器-油水分离器”水洗工艺流程的技术方案，达到了实施例的技术目的，净化氧化液A2的有机酸杂质含量≤50mg/kg和钠离子杂质含量≤1.0mg/kg，设备工程投资节省24.74％，操作运行费用节省22.82％，取得了较好的技术效果。

【实施例2】

同【实施例1】，仅仅CHPPO装置公称能力修改为10万吨/年的商业化工业生产装置，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的工艺参数，见表1；工艺设备参数，见表2与表3；采用本实施例“第一混合器-油水分层器”碱洗工艺流程和“第二混合器-油水分离器”水洗工艺流程的技术方案，达到了实施例的技术目的，净化氧化液A2的有机酸杂质含量≤50mg/kg和钠离子杂质含量≤1.0mg/kg，设备工程投资节省26.47％，操作运行费用节省23.71％，取得了较好的技术效果。

【实施例3】

同【实施例1】，仅仅CHPPO装置公称能力修改为20万吨/年的商业化工业生产装置，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的工艺参数，见表1；工艺设备参数，见表2与表3；采用本实施例“第一混合器-油水分层器”碱洗工艺流程和“第二混合器-油水分离器”水洗工艺流程的技术方案，达到了实施例的技术目的，净化氧化液A2的有机酸杂质含量≤50mg/kg和钠离子杂质含量≤1.0mg/kg，设备工程投资节省28.15％，操作运行费用节省25.48％，取得了较好的技术效果。

【实施例4】

同【实施例1】，仅仅CHPPO装置公称能力修改为40万吨/年的商业化工业生产装置，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的工艺参数，见表1；工艺设备参数，见表2与表3；采用本实施例“第一混合器-油水分层器”碱洗工艺流程和“第二混合器-油水分离器”水洗工艺流程的技术方案，达到了实施例的技术目的，净化氧化液A2的有机酸杂质含量≤50mg/kg和钠离子杂质含量≤1.0mg/kg，设备工程投资节省30.11％，操作运行费用节省27.26％，取得了较好的技术效果。

【实施例5】

同【实施例1】，仅仅CHPPO装置公称能力修改为80万吨/年的商业化工业生产装置，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的工艺参数，见表1；工艺设备参数，见表2与表3；采用本实施例“第一混合器-油水分层器”碱洗工艺流程和“第二混合器-油水分离器”水洗工艺流程的技术方案，达到了实施例的技术目的，净化氧化液A2的有机酸杂质含量≤50mg/kg和钠离子杂质含量≤1.0mg/kg，设备工程投资节省32.31％，操作运行费用节省29.03％，取得了较好的技术效果。

【实施例6】

同【实施例4】，CHPPO装置公称能力仍然为40万吨/年的商业化工业生产装置，仅仅修改工艺设备参数，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的工艺参数，见表1；工艺设备参数，见表2与表3；采用本实施例“第一混合器-油水分层器”碱洗工艺流程和“第二混合器-油水分离器”水洗工艺流程的技术方案，达到了实施例的技术目的，净化氧化液A2的有机酸杂质含量≤50mg/kg和钠离子杂质含量≤1.0mg/kg，设备工程投资节省29.27％，操作运行费用节省24.38％，取得了较好的技术效果。

【实施例7】

同【实施例4】，CHPPO装置公称能力仍然为40万吨/年的商业化工业生产装置，仅仅修改工艺设备参数，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的工艺参数，见表1；工艺设备参数，见表2与表3；采用本实施例“第一混合器-油水分层器”碱洗工艺流程和“第二混合器-油水分离器”水洗工艺流程的技术方案，达到了实施例的技术目的，净化氧化液A2的有机酸杂质含量≤50mg/kg和钠离子杂质含量≤1.0mg/kg，设备工程投资节省26.69％，操作运行费用节省24.82％，取得了较好的技术效果。

【对比例1】

以公称能力5万吨/年商业化CHPPO工业生产装置为例，如图2所示，现有技术采用“碱洗塔-水洗塔”工艺流程处理含杂氧化液，具体内容包括如下：来自界外的含杂氧化液A1与分层器油相A4合并进入碱洗塔1塔釜，来自界外的新鲜碱液B1与循环碱液B5合并进入碱洗塔1塔顶，经碱洗，碱洗塔塔顶流出的碱洗塔顶出料A6与分离器油相A7合并进入水洗塔5塔釜，来自界外的新鲜水C1进入水洗塔5塔顶，经水洗，水洗塔塔顶流出的净化氧化液A2送出界外；碱洗塔塔釜流出的循环碱液B5经循环碱液泵2增压返回碱洗塔塔顶，碱洗塔塔釜流出碱洗塔釜出料B4经碱洗塔釜泵3增压进入油水分层器13，经油水分层，流出分层器油相A4与含杂氧化液A1合并进入碱洗塔1塔釜，流出分层器水相作为废碱液B2送出界外；水洗塔塔釜流出水洗塔釜出料C3经水洗塔釜泵6增压进入油水分离器16，经油水分离，流出分离器油相A7与碱洗塔顶出料A6合并进入水洗塔5塔釜，流出分离器水相作为废水C2送出界外。处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的工艺参数，见表1；碱洗塔与水洗塔工艺设备参数，见表4。

【对比例2】

以公称能力10万吨/年商业化CHPPO工业生产装置为例，现有技术采用“碱洗塔-水洗塔”工艺流程处理含杂氧化液，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的工艺参数，见表1；碱洗塔与水洗塔工艺设备参数，见表4。

【对比例3】

以公称能力20万吨/年商业化CHPPO工业生产装置为例，现有技术采用“碱洗塔-水洗塔”工艺流程处理含杂氧化液，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的工艺参数，见表1；碱洗塔与水洗塔工艺设备参数，见表4。

【对比例4】

以公称能力40万吨/年商业化CHPPO工业生产装置为例，现有技术采用“碱洗塔-水洗塔”工艺流程处理含杂氧化液，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的工艺参数，见表1；碱洗塔与水洗塔工艺设备参数，见表4。

【对比例5】

以公称能力80万吨/年商业化CHPPO工业生产装置为例，现有技术采用“碱洗塔-水洗塔”工艺流程处理含杂氧化液，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的工艺参数，见表1；碱洗塔与水洗塔工艺设备参数，见表4。

【对比例6】

以公称能力40万吨/年商业化CHPPO工业生产装置为例，现有技术采用“碱洗塔-水洗塔”工艺流程处理含杂氧化液，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的工艺参数，见表1；碱洗塔与水洗塔工艺设备参数，见表4。

【对比例7】

以公称能力40万吨/年商业化CHPPO工业生产装置为例，现有技术采用“碱洗塔-水洗塔”工艺流程处理含杂氧化液，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的工艺参数，见表1；碱洗塔与水洗塔工艺设备参数，见表4。

表1现有技术与本发明氧化液处理前后工艺参数一览表

表2本发明工艺设备参数一览表

/>

表3本发明油水分层器油水分离器设备参数一览表

/>

表4现有技术碱洗塔与水洗塔工艺设备参数一览表

/>

以上对本发明的具体实施例进行了详细描述，但其只是作为范例，本发明并不限制于以上描述的具体实施例。对于本领域技术人员而言，任何对本发明进行等同修改和替代也都在本发明的范畴之中。因此，在不脱离本发明精神和范围下所作的均等变换和修改，都应涵盖在本发明的范围内。

Claims (6)

1.一种CHPPO装置分离微量杂质的方法，其特征在于，在公称能力为5-80万吨/年大规模商业化CHPPO工业生产装置中，包括以下工艺流程：

来自界外的含杂氧化液(A1)与增压后的分层器水相(B3)合并进入第一混合器(11)，来自界外的新鲜碱液(B1)也进入所述第一混合器(11)，混合后的第一混合器出料(A3)进入油水分层器(13)；

经油水分层，流出的分层器油相(A4)经分层器油相泵(15)增压后进入第二混合器(14)，来自界外的新鲜水(C1)也进入所述第二混合器(14)，混合后的第二混合器出料(A5)进入油水分离器(16)，经油水分离，流出的分离器油相作为净化氧化液(A2)送出界外；

所述油水分层器(13)流出的分层器水相(B3)经分层器水相泵(12)增压后与来自界外的含杂氧化液(A1)合并进入所述第一混合器(11)，所述油水分层器(13)流出的废碱液(B2)送出界外；油水分离器(16)流出的分离器水相作为废水(C2)送出界外；

所述含杂氧化液(A1)的异丙苯含量51.7-77.3wt％，过氧化氢异丙苯CHP含量20.0-38.0wt％，α,α-二甲基苄醇DMBA含量2.0-9.0wt％，轻组分含量0.4-0.7wt％，重组分含量0.3-0.6wt％，有机酸含量200-1000mg/kg，钠离子含量40-160mg/kg；

所述第一混合器(11)操作压力0.30-0.90MPaA，操作温度25-85℃；所述分层器水相泵(12)入口操作压力0.20-0.80MPaA，出口操作压力0.35-0.95MPaA，操作温度25-85℃；所述油水分层器(13)操作压力0.20-0.80MPaA，操作温度25-85℃；

所述第二混合器(14)操作压力0.40-0.80MPaA，操作温度35-75℃；所述分层器油相泵(15)入口操作压力0.30-0.70MPaA，出口操作压力0.40-0.80MPaA，操作温度35-75℃；所述油水分离器(16)操作压力0.30-0.70MPaA，操作温度35-75℃。

2.根据权利要求1所述的CHPPO装置分离微量杂质的方法，其特征在于，所述含杂氧化液(A1)含有机酸杂质和钠离子杂质，其与新鲜碱液(B1)在第一混合器(11)内液滴分散、液液接触、油水合并、充分混合，所述含杂氧化液(A1)中的有机酸杂质与新鲜碱液(B1)发生中和反应而脱除；

利用油水密度差异，将进入所述油水分层器(13)的第一混合器出料(A3)进行油水重力沉降分层；

所述分离器油相(A4)含钠离子杂质，其与所述新鲜水(C1)在所述第二混合器(14)内液滴分散、液液接触、油水合并、充分混合，所述分层器油相(A4)中的钠离子杂质被新鲜水(C1)溶解而脱除；

利用油水密度差异，将进入所述油水分离器(16)的所述第二混合器出料(A5)进行油水重力沉降分层。

3.根据权利要求1所述的CHPPO装置分离微量杂质的方法，其特征在于，所述第一混合器(11)操作压力0.40-0.80MPaA，操作温度35-75℃；所述分层器水相泵(12)入口操作压力0.30-0.70MPaA，出口操作压力0.45-0.85MPaA，操作温度35-75℃；所述油水分层器(13)操作压力0.30-0.70MPaA，操作温度35-75℃。

4.根据权利要求3所述的CHPPO装置分离微量杂质的方法，其特征在于，所述第一混合器(11)操作压力0.50-0.70MPaA，操作温度45-65℃；所述分层器水相泵(12)入口操作压力0.40-0.60MPaA，出口操作压力0.55-0.75MPaA，操作温度45-65℃；所述油水分层器(13)操作压力0.40-0.60MPaA，操作温度45-65℃。

5.根据权利要求1所述的CHPPO装置分离微量杂质的方法，其特征在于，所述第二混合器(14)操作压力0.40-0.80MPaA，操作温度35-75℃；所述分层器油相泵(15)入口操作压力0.30-0.70MPaA，出口操作压力0.40-0.80MPaA，操作温度35-75℃；所述油水分离器(16)操作压力0.30-0.70MPaA，操作温度35-75℃。

6.根据权利要求5所述的CHPPO装置分离微量杂质的方法，其特征在于，所述第二混合器(14)操作压力0.50-0.70MPaA，操作温度45-65℃；所述分层器油相泵(15)入口操作压力0.40-0.60MPaA，出口操作压力0.50-0.70MPaA，操作温度45-65℃；所述油水分离器(16)操作压力0.40-0.60MPaA，操作温度45-65℃。

Images