CN112851602A - 异丙苯法环氧化反应与分离的系统及方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种异丙苯法环氧化反应与分离的系统及方法，所述反应与分离系统包括第一反应器、第二反应器、气液分离塔、压缩机、粗PO塔、碱洗塔、脱重塔、脱轻塔、萃取塔、油水分离罐、闪蒸塔和脱水塔。所述反应与分离方法通过切换串联反应器使催化剂活性由逻辑首位向逻辑末位逐级提高，使PO反应收率提高到97.70～98.20wt％，在分离塔注入低压蒸汽降低釜温度、减少异丙苯损耗，使粗PO塔釜温度降到80～110℃，出口并异丙苯降到320～326mg/kg；PO分离回收率提高到99.95～99.97wt％。

Description

异丙苯法环氧化反应与分离的系统及方法

技术领域

本发明涉及一种环氧化反应与分离系统及反应与分离方法，尤其涉及一种异丙苯氧化CHPPO法丙烯与过氧化氢异丙苯发生环氧化反应生成环氧丙烷并将反应产物进行分离的系统及方法。

背景技术

环氧丙烷作为一种重要的基础有机化工原料，具有较大的表面张力、很高的反应活性。工业上主要用于制备聚醚多元醇，丙二醇、醇胺、聚氨酯和表面活性剂等，其衍生物被广泛应用于化工、石化、能化、日化、医药、农药、化妆品、食品、烟草、建筑、家电、汽车、纺织等行业，随着国民经济的不断向前发展，环氧丙烷年需求的增长速度始终在10％以上，市场前景良好。具有绿色、环保特点的异丙苯氧化CHPPO法中过氧化氢异丙苯CHP与丙烯C₃H₆制备环氧丙烷PO包括三个主要反应过程：(1)空气AIR氧化异丙苯CUM制备过氧化氢异丙苯CHP；(2)过氧化氢异丙苯CHP与丙烯C₃H₆在固定床多相催化剂存在条件下发生环氧化反应生产环氧丙烷PO和α,α-二甲基苄醇DMBA；(3)α,α-二甲基苄醇DMBA与氢气H₂在催化剂存在条件下发生氢解反应生成异丙苯CUM，异丙苯CUM循环返回再制备过氧化氢异丙苯CHP。

专利申请号201310236989.1公开了通过采用原料过氧化氢异丙苯与丙烯液相进入反应区，在环氧化反应温度为15～160℃、压力为1.0～12.0MPa、丙烯与过氧化氢异丙苯的总摩尔比为2～30的条件下，原料与Ti-二氧化硅催化剂接触进行环氧化反应生成环氧丙烷。该发明过氧化氢异丙苯CHP转化率为99.4～99.5wt％，环氧丙烷PO选择性为96.0～96.2％，环氧丙烷PO反应收率为95.42～95.72wt％。其中，含环氧丙烷的环氧化反应产物部分循环至反应区入口的技术方案较好地解决了现有技术存在反应温升较高、以及为保持较高的反应效率需要较高的丙烯与过氧化氢异丙苯的摩尔比的问题。该发明仅仅公开了环氧化反应过程的工艺技术，没有进行环氧化反应工艺流程的优化，也没有进一步将反应产物进行分离纯化的过程，工艺流程不完整，环氧丙烷PO的反应收率仅仅为95.42～95.72wt％。

专利申请号201410354628.1公开了通过采用包括以下步骤：a)过氧化氢异丙苯和丙烯在反应器中反应生成液相物流；b)所述液相物流进入高压丙烯回收塔，塔顶得到第一轻组分物流，塔釜得到第一重组分物流；b)所述第一重组分物流进入低压丙烯回收塔，塔顶得到第二轻组分物流，塔釜得到第二重组分物流；c)所述第二轻组分物流分为两部分，其中的一部分物流进入脱丙烷塔，塔顶得到第三轻组分物流，塔釜得到第三重组分物流；d)第一轻组分物流、第二轻组分物流中除去进入脱丙烷塔的分流部分、以及第三轻组分物流循环返回反应器的技术方案，环氧丙烷CHPPO装置的生产规模为10万吨/年，环氧丙烷PO产品的分离回收率为99.9wt％。该发明仅仅公开了采用高低压丙烯回收塔工艺流程将未反应丙烯返回环氧化反应器循环再利用的工艺技术，没有进行反应产物分离纯化的过程，工艺流程不完整，而且生产规模仅仅为10万吨/年，PO产品的分离回收率仅仅为99.9wt％。

发明内容

发明目的：本发明的第一目的是提供一种能够降低环氧丙烷分离塔塔釜温度及异丙苯损耗，提高环氧丙烷PO反应收率及环氧丙烷PO分离回收率的异丙苯法环氧化反应与分离的系统，本发明的第二目的是提供利用该系统进行环氧化反应与分离的方法。

技术方案：本发明所述异丙苯法环氧化反应与分离系统，所述反应系统包括包括第一反应器、第二反应器、气液分离塔、压缩机；所述分离系统包括粗PO塔、碱洗塔、脱重塔、脱轻塔、萃取塔、油水分离罐、闪蒸塔和脱水塔；其中，第一反应器分别与第二反应器和压缩机相连；气液分离塔分别与第二反应器、压缩机、粗PO塔相连；碱洗塔分别与粗PO塔和脱重塔相连；脱重塔分别与脱轻塔和萃取塔相连；油水分离罐分别与萃取塔和脱水塔相连；闪蒸塔分别与粗PO塔和萃取塔相连。

所述第一反应器数量M和第二反应器的数量N为M＝N＝1～10台。

所述第一反应器与第二反应器中催化剂为高活性、高选择性、高稳定性、超疏水性的TiO₂/SiO₂复合催化剂。

本发明所述异丙苯法环氧化反应与分离方法，包括以下步骤：

a、丙烯和过氧化氢异丙苯混合进入第一反应器反应得到第一次反应产物，第一次反应产物进入第二反应器反应得到第二次反应产物；

b、第二次反应产物进入气液分离塔，分离得到未反应丙烯和反应产物，未反应丙烯经压缩机增压为循环丙烯，循环丙烯与丙烯和过氧化氢异丙苯混合返回第一反应器；

c、反应产物、闪蒸塔釜料和低压蒸汽混合进入粗PO塔，分离得到粗PO塔顶料和苄醇，粗PO塔顶料进入碱洗塔，用碱液碱洗得到碱洗料和废碱液，废碱液送出系统外；

d、碱洗料进入脱重塔，分离得到脱重塔顶料和脱重塔釜料，脱重塔顶料进入脱轻塔，分离得到轻组分和粗PO产品分别送出系统外；

e、苄醇进入油水分离罐，分离得到苄醇油相和含烃水相，含烃水相与脱重塔釜料混合进入萃取塔，用异丙苯萃取分离得到萃取相和萃取塔废水；

f、萃取相进入闪蒸塔，分离得到重组分和闪蒸塔釜料，重组分送出系统外，闪蒸塔釜料返回粗PO塔，苄醇油相进入脱水塔，分离得到脱水塔废水和脱水塔苄醇，脱水塔苄醇送出系统外，脱水塔废水与萃取塔废水合并为废水送出系统外。

优选的，所述环氧化反应与分离方法的工艺操作参数如下：第一反应器数量M与第二反应器的数量N为M＝N＝1～10台，第一反应器的操作温度为40～180℃，操作压力为0.6～15.0MPaA，第二反应器的操作温度为40～180℃，操作压力为0.2～14.6MPaA；气液分离塔的操作压力为0.20～0.80MPaA，塔顶操作温度为-20～10℃，塔釜操作温度为90～120℃；压缩机的入口压力为0.15～0.75MPaA，入口温度为-20～10℃，出口压力为0.65～15.50MPaA，出口温度为61～91℃；粗PO塔的操作压力为0.10～0.30MPaA，塔顶操作温度为43～73℃，塔釜操作温度为80～110℃；碱洗塔的操作压力为0.20～0.40MPaA，操作温度为43～73℃；脱重塔的操作压力为0.15～0.35MPaA，塔顶操作温度为52～82℃，塔釜操作温度为77～107℃；脱轻塔的操作压力为0.25～0.50MPaA，塔顶操作温度为36～66℃，塔釜操作温度为61～91℃；萃取塔的操作压力为0.25～0.45MPaA，操作温度为77～107℃；油水分离罐的操作压力为0.30～0.50MPaA，操作温度为80～110℃；闪蒸塔的操作压力为0.15～0.35MPaA，塔顶操作温度为51～81℃，塔釜操作温度为70～100℃；脱水塔的操作压力为0.01～0.07MPaA，塔顶操作温度为54～84℃，塔釜操作温度为78～108℃；丙烯和循环丙烯进料量与过氧化氢异丙苯进料量的摩尔比为1～50：1；丙烯和循环丙烯合并后的丙烯浓度为84～100wt％；过氧化氢异丙苯中过氧化氢异丙苯的浓度为2～90wt％；过氧化氢异丙苯的重量空速为0.1～8.0h^-1。

更优选的，所述环氧化反应与分离方法的工艺操作参数如下：第一反应器数量M与第二反应器的数量N为M＝N＝2～8台，第一反应器的操作温度为60～160℃，操作压力为1.2～12.0MPaA，第二反应器的操作温度为60～160℃，操作压力为0.8～11.6MPaA；气液分离塔的操作压力为0.25～0.75MPaA，塔顶操作温度为-15～5℃，塔釜操作温度为95～115℃；压缩机的入口压力为0.20～0.70MPaA，入口温度为-15～5℃，出口压力为1.30～12.00MPaA，出口温度为66～86℃；粗PO塔的操作压力为0.13～0.27MPaA，塔顶操作温度为48～68℃，塔釜操作温度为85～105℃；碱洗塔的操作压力为0.23～0.37MPaA，操作温度为48～68℃；脱重塔的操作压力为0.18～0.32MPaA，塔顶操作温度为57～77℃，塔釜操作温度为82～102℃；脱轻塔的操作压力为0.29～0.46MPaA，塔顶操作温度为41～61℃，塔釜操作温度为66～86℃；萃取塔的操作压力为0.28～0.42MPaA，操作温度为82～102℃；油水分离罐的操作压力为0.33～0.47MPaA，操作温度为85～105℃；闪蒸塔的操作压力为0.18～0.32MPaA，塔顶操作温度为56～76℃，塔釜操作温度为75～95℃；脱水塔的操作压力为0.02～0.06MPaA，塔顶操作温度为59～79℃，塔釜操作温度为83～103℃；丙烯和循环丙烯进料量与过氧化氢异丙苯进料量的摩尔比为2～40：1；丙烯和循环丙烯合并后的丙烯浓度为86～98wt％；过氧化氢异丙苯中过氧化氢异丙苯的浓度为6～80wt％；过氧化氢异丙苯的重量空速为0.2～6.0h^-1。

最优选的，所述环氧化反应与分离方法的工艺操作参数如下：第一反应器数量M与第二反应器的数量N为M＝N＝3～6台，第一反应器的操作温度为80～140℃，操作压力为2.0～8.0MPaA，第二反应器的操作温度为80～140℃，操作压力为1.6～7.6MpaA；气液分离塔的操作压力为0.30～0.70MPaA，塔顶操作温度为-10～0℃，塔釜操作温度为100～110℃；压缩机的入口压力为0.25～0.65MPaA，入口温度为-10～0℃，出口压力为2.60～10.00MPaA，出口温度为71～81℃；粗PO塔的操作压力为0.16～0.24MPaA，塔顶操作温度为53～63℃，塔釜操作温度为90～100℃；碱洗塔的操作压力为0.26～0.34MPaA，操作温度为53～63℃；脱重塔的操作压力为0.21～0.29MPaA，塔顶操作温度为62～72℃，塔釜操作温度为87～97℃；脱轻塔的操作压力为0.33～0.42MPaA，塔顶操作温度为46～56℃，塔釜操作温度为71～81℃；萃取塔的操作压力为0.31～0.39MPaA，操作温度为87～97℃；油水分离罐的操作压力为0.36～0.44MPaA，操作温度为90～100℃；闪蒸塔的操作压力为0.21～0.29MPaA，塔顶操作温度为61～71℃，塔釜操作温度为80～90℃；脱水塔的操作压力为0.03～0.05MPaA，塔顶操作温度为64～74℃，塔釜操作温度为88～98℃；丙烯和循环丙烯进料量与过氧化氢异丙苯进料量的摩尔比为4～30：1；丙烯和循环丙烯合并后的丙烯浓度为88～96wt％；过氧化氢异丙苯中过氧化氢异丙苯的浓度为10～70wt％，过氧化氢异丙苯的重量空速为0.4～4.0h^-1。

分离方法步骤a中，所述第二反应器(02)出口的第二次反应产物(P2)所含的组分及比例为丙烯30.3～48.4wt％、丙烷1.7～4.9wt％、轻组分0.5～0.9wt％、环氧丙烷7.5～17.8wt％、重组分1.9～3.4wt％、异丙苯5.5～48.4wt％、α,α-二甲基苄醇9.7～19.1wt％。

发明人研究发现，现有CHPPO环氧化反应器采用常规工艺设计，在分离环氧化反应器出口的反应产物过程中，没有控制精馏分离塔的塔釜温度，工艺流程不完整、工业装置生产规模小、环氧化反应催化剂未充分利用、环氧丙烷PO反应收率低、分离塔釜温度高、生成并异丙苯多、异丙苯损耗大、环氧丙烷PO分离回收率低的问题。因此，本发明拟对CHPPO异丙苯法环氧化反应与分离的系统及反应与分离的方法进行优化，解决现有技术存在的问题

有益效果：与现有技术相比，本发明具有如下显著优点：通过切换串联环氧化反应器使催化剂活性由逻辑首位反应器向逻辑末位反应器逐级提高，在反应原料摩尔分数逐级降低的条件下，催化剂活性逐级提高，从而逐级加深环氧化反应，以提高环氧化反应收率，使环氧丙烷PO反应收率从现有技术的95.42～95.72wt％提高到97.70～98.20wt％；通过在分离塔注入低压蒸汽产生上升气相回流，降低塔内烃分压，可节省再沸器，并降低传热热阻，使精馏分离塔塔釜温度从现有技术的150～200℃降低到80～110℃，防止异丙苯发生热敏反应生成并异丙苯而造成异丙苯损耗，在精馏分离塔进口物料并异丙苯含量为300mg/kg的条件下，塔釜出口物料并异丙苯含量从现有技术的2306～7220mg/kg降低到320～326mg/kg；同时环氧丙烷PO分离回收率从现有技术的≤99.9wt％提高到99.95～99.97wt％，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图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明的技术方案作进一步说明。

实施例1

以公称能力为5万吨/年CHPPO工业装置为例，采用本发明所述异丙苯法环氧化反应与分离系统及方法，如图1所示，本实施例的工艺流程如下：来自系统外的丙烯A1和来自系统外的过氧化氢异丙苯B1混合后进入第一反应器01，经第一次环氧化反应，流出的第一次反应产物P1进入第二反应器02，经第二次环氧化反应，流出的第二次反应产物P2进入气液分离塔03，经精馏分离，塔顶流出未反应丙烯A2，塔釜流出反应产物P3。未反应丙烯A2经压缩机04增压为循环丙烯A3与丙烯A1和过氧化氢异丙苯B1混合返回到第一反应器01。气液分离塔03塔釜流出的反应产物P3、闪蒸塔11塔釜流出的闪蒸塔釜料W7和来自系统外的低压蒸汽W1混合后进入粗PO塔05，经汽提分离，塔顶流出粗PO塔顶料P4，塔釜流出苄醇D1。粗PO塔顶料P4进入碱洗塔06，用来自系统外的碱液W2进入碱洗，塔顶流出碱洗料P5，塔釜流出废碱液W3送出系统外。碱洗料P5进入脱重塔07，经精馏分离，塔顶流出脱重塔顶料P6，塔釜流出脱重塔釜料W5。脱重塔顶料P6进入脱轻塔08，经精馏分离，塔顶流出轻组分M1，塔釜流出粗PO产品P7分别送出系统外。粗PO塔05塔釜流出的苄醇D1进入油水分离罐10，经油水分离，得到苄醇油相D3和含烃水相W6。脱重塔07塔釜流出的脱重塔釜料W5与油水分离罐10流出的含烃水相W6混合进入萃取塔09，用来自系统外的异丙苯C1进行萃取分离，塔顶流出萃取相M3，塔釜流出萃取塔废水W8。塔顶流出的萃取相M3进入闪蒸塔11，经精馏分离，塔顶流出重组分M2送出系统外，塔釜流出闪蒸塔釜料W7返回粗PO塔05。油水分离罐10分离出的苄醇油相D3进入脱水塔12，经精馏分离，塔顶流出脱水塔废水W4和脱水塔苄醇D2。脱水塔苄醇D2送出系统外，脱水塔废水W4与萃取塔09塔釜流出的萃取塔废水W8合并为废水W9送出系统外。

本实施例工艺操作参数如下：第一反应器数量M和第二反应器数量N为M＝N＝2台，第一反应器01的操作温度为60℃，操作压力为1.2MPaA，丙烯A1和循环丙烯A3进料量与过氧化氢异丙苯B1进料量的摩尔比为2：1，丙烯A1和循环丙烯A3合并后的丙烯浓度为86wt％，过氧化氢异丙苯B1中过氧化氢异丙苯的浓度为6wt％，过氧化氢异丙苯的重量空速为0.2h^-1；第二反应器02的操作温度为60℃，操作压力为0.8MPaA；气液分离塔03的操作压力为0.25MPaA，塔顶操作温度为-15℃，塔釜操作温度为95℃；丙烯压缩机04的入口压力为0.20MPaA，入口温度为-15℃，出口压力为1.30MPaA，出口温度为66℃；粗PO塔05的操作压力为0.13MPaA，塔顶操作温度为48℃，塔釜操作温度为85℃；碱洗塔06的操作压力为0.23MPaA，操作温度为48℃；脱重塔07的操作压力为0.18MPaA，塔顶操作温度为57℃，塔釜操作温度为82℃；脱轻塔08的操作压力为0.29MPaA，塔顶操作温度为41℃，塔釜操作温度为66℃；萃取塔09的操作压力为0.28MPaA，操作温度为82℃；油水分离罐10的操作压力为0.33MPaA，操作温度为85℃；闪蒸塔11的操作压力为0.18MPaA，塔顶操作温度为56℃，塔釜操作温度为75℃；脱水塔12的操作压力为0.02MPaA，塔顶操作温度为59℃，塔釜操作温度为83℃。第二反应器02中逻辑末位反应器出口的反应产物P2所含的组分及比例如下：丙烯37.5wt％、丙烷3.0wt％、轻组分0.6wt％、环氧丙烷10.6wt％、重组分2.1wt、异丙苯34.3wt、α,α-二甲基苄醇11.9wt％。

由此在精馏分离塔进口物料并异丙苯含量为300mg/kg的条件下，塔釜出口物料并异丙苯含量为321mg/kg；环氧丙烷PO反应收率提高到97.80wt％，环氧丙烷PO分离回收率提高到本发明的99.97wt％，取得了较好的技术效果。

实施例2

同实施例1，仅仅公称能力和工艺操作参数改变，公称能力改为10万吨/年CHPPO工业装置，本实施例的工艺操作参数修改如下：第一反应器数量M和第二反应器数量N为M＝N＝8台，第一反应器01的操作温度为160℃，操作压力为12.0MPaA，丙烯A1和循环丙烯A3进料量与过氧化氢异丙苯B1进料量的摩尔比为40：1，丙烯A1和循环丙烯A3合并后的丙烯浓度为98wt％，过氧化氢异丙苯B1中过氧化氢异丙苯的浓度为80wt％，过氧化氢异丙苯的重量空速为6.0h^-1；第二反应器02的操作温度为160℃，操作压力为11.6MPaA。气液分离塔03的操作压力为0.75MPaA，塔顶操作温度为5℃，塔釜操作温度为115℃；丙烯压缩机04的入口压力为0.70MPaA，入口温度为5℃，出口压力为12.00MPaA，出口温度为86℃；粗PO塔05的操作压力为0.27MPaA，塔顶操作温度为68℃，塔釜操作温度为105℃；碱洗塔06的操作压力为0.37MPaA，操作温度为68℃；脱重塔07的操作压力为0.32MPaA，塔顶操作温度为77℃，塔釜操作温度为102℃；脱轻塔08的操作压力为0.46MPaA，塔顶操作温度为61℃，塔釜操作温度为86℃；萃取塔09的操作压力为0.42MPaA，操作温度为102℃；油水分离罐10的操作压力为0.47MPaA，操作温度为105℃；闪蒸塔11的操作压力为0.32MPaA，塔顶操作温度为76℃，塔釜操作温度为95℃；脱水塔12的操作压力为0.06MPaA，塔顶操作温度为79℃，塔釜操作温度为103℃。第二反应器02中逻辑末位反应器出口的反应产物P2所含的组分及比例如下：丙烯39.0wt％、丙烷3.2wt％、轻组分0.7wt％、环氧丙烷12.3wt％、重组分2.4wt、异丙苯29.1wt、α,α-二甲基苄醇13.3wt％。

由此在精馏分离塔进口物料并异丙苯含量为300mg/kg的条件下，塔釜出口物料并异丙苯含量为325mg/kg；环氧丙烷PO反应收率提高到98.10wt％，环氧丙烷PO分离回收率提高到本发明的99.95wt％，取得了较好的技术效果。

实施例3

同实施例1，仅仅公称能力和工艺操作参数改变，公称能力改为10万吨/年CHPPO工业装置，本实施例的工艺操作参数修改如下：第一反应器数量M和第二反应器数量N为M＝N＝3台，第一反应器01的操作温度为80℃，操作压力为2.0MPaA，丙烯A1和循环丙烯A3进料量与过氧化氢异丙苯B1进料量的摩尔比为4：1，丙烯A1和循环丙烯A3合并后的丙烯浓度为88wt％，过氧化氢异丙苯B1中过氧化氢异丙苯的浓度为10wt％，过氧化氢异丙苯的重量空速为0.4h^-1；第二反应器02的操作温度为80℃，操作压力为1.6MPaA；气液分离塔03的操作压力为0.30MPaA，塔顶操作温度为-10℃，塔釜操作温度为100℃；丙烯压缩机04的入口压力为0.25MPaA，入口温度为-10℃，出口压力为2.60MPaA，出口温度为71℃；粗PO塔05的操作压力为0.16MPaA，塔顶操作温度为53℃，塔釜操作温度为90℃；碱洗塔06的操作压力为0.26MPaA，操作温度为53℃；脱重塔07的操作压力为0.21MPaA，塔顶操作温度为62℃，塔釜操作温度为87℃；脱轻塔08的操作压力为0.33MPaA，塔顶操作温度为46℃，塔釜操作温度为71℃；萃取塔09的操作压力为0.31MPaA，操作温度为87℃；油水分离罐10的操作压力为0.36MPaA，操作温度为90℃；闪蒸塔11的操作压力为0.21MPaA，塔顶操作温度为61℃，塔釜操作温度为80℃；脱水塔12的操作压力为0.03MPaA，塔顶操作温度为64℃，塔釜操作温度为88℃。第二反应器02中逻辑末位反应器出口的反应产物P2所含的组分及比例如下：丙烯40.5wt％、丙烷3.4wt％、轻组分0.7wt％、环氧丙烷12.8wt％、重组分2.9wt、异丙苯25.6wt、α,α-二甲基苄醇14.1wt％。

由此在精馏分离塔进口物料并异丙苯含量为300mg/kg的条件下，塔釜出口物料并异丙苯含量为322mg/kg；环氧丙烷PO反应收率提高到97.90wt％，环氧丙烷PO分离回收率提高到本发明的99.96wt％，取得了较好的技术效果。

实施例4

同实施例1，仅仅公称能力和工艺操作参数改变，公称能力改为30万吨/年CHPPO工业装置，本实施例的工艺操作参数修改如下：第一反应器数量M和第二反应器数量N为M＝N＝6台，第一反应器01的操作温度为140℃，操作压力为8.0MPaA，丙烯A1和循环丙烯A3进料量与过氧化氢异丙苯B1进料量的摩尔比为30：1，丙烯A1和循环丙烯A3合并后的丙烯浓度为96wt％，过氧化氢异丙苯B1中过氧化氢异丙苯的浓度为70wt％，过氧化氢异丙苯的重量空速为4.0h^-1；第二反应器02的操作温度为140℃，操作压力为7.6MPaA；气液分离塔03的操作压力为0.70MPaA，塔顶操作温度为0℃，塔釜操作温度为110℃；丙烯压缩机04的入口压力为0.65MPaA，入口温度为0℃，出口压力为10.00MPaA，出口温度为81℃；粗PO塔05的操作压力为0.24MPaA，塔顶操作温度为63℃，塔釜操作温度为100℃；碱洗塔06的操作压力为0.34MPaA，操作温度为63℃；脱重塔07的操作压力为0.29MPaA，塔顶操作温度为72℃，塔釜操作温度为97℃；脱轻塔08的操作压力为0.42MPaA，塔顶操作温度为56℃，塔釜操作温度为81℃；萃取塔09的操作压力为0.39MPaA，操作温度为97℃；油水分离罐10的操作压力为0.44MPaA，操作温度为100℃；闪蒸塔11的操作压力为0.29MPaA，塔顶操作温度为71℃，塔釜操作温度为90℃；脱水塔12的操作压力为0.05MPaA，塔顶操作温度为74℃，塔釜操作温度为98℃。第二反应器02中逻辑末位反应器出口的反应产物P2所含的组分及比例如下：丙烯44.6wt％、丙烷4.2wt％、轻组分0.8wt％、环氧丙烷16.1wt％、重组分3.0wt、异丙苯14.5wt、α,α-二甲基苄醇16.8wt％。

由此在精馏分离塔进口物料并异丙苯含量为300mg/kg的条件下，塔釜出口物料并异丙苯含量为324mg/kg；环氧丙烷PO反应收率提高到98.00wt％，环氧丙烷PO分离回收率提高到本发明的99.96wt％，取得了较好的技术效果。

实施例5

同实施例1，仅仅公称能力改变，公称能力改为90万吨/年CHPPO工业装置，每条生产线的公称能力为30万吨/年，第一反应器数量M和第二反应器数量N为M＝N＝6台。由此在精馏分离塔进口物料并异丙苯含量为300mg/kg的条件下，塔釜出口物料并异丙苯含量为321mg/kg；环氧丙烷PO反应收率提高到98.00wt％，环氧丙烷PO分离回收率提高到本发明的99.97wt％，取得了较好的技术效果。

实施例6

同实施例1，仅仅公称能力改变，公称能力改为90万吨/年CHPPO工业装置，设置一条生产线，单条生产线的公称能力为90万吨/年，第一反应器数量M和第二反应器数量N为M＝N＝8台。由此在精馏分离塔进口物料并异丙苯含量为300mg/kg的条件下，塔釜出口物料并异丙苯含量为321mg/kg；环氧丙烷PO反应收率提高到98.10wt％，环氧丙烷PO分离回收率提高到本发明的99.97wt％，取得了较好的技术效果。

实施例7

同实施例1，仅仅公称能力和工艺操作参数改变，公称能力改为30万吨/年CHPPO工业装置，本实施例的工艺操作参数修改如下：第一反应器数量M和第二反应器数量N为M＝N＝1台，第一反应器01的操作温度为40℃，操作压力为0.6MPaA，丙烯A1和循环丙烯A3进料量与过氧化氢异丙苯B1进料量的摩尔比为1：1，丙烯A1和循环丙烯A3合并后的丙烯浓度为84wt％，过氧化氢异丙苯B1中过氧化氢异丙苯的浓度为2wt％，过氧化氢异丙苯的重量空速为0.1h^-1；第二反应器02的操作温度为40℃，操作压力为0.2MPaA；气液分离塔03的操作压力为0.20MPaA，塔顶操作温度为-20℃，塔釜操作温度为90℃；丙烯压缩机04的入口压力为0.15MPaA，入口温度为-20℃，出口压力为0.65MPaA，出口温度为61℃；粗PO塔05的操作压力为0.10MPaA，塔顶操作温度为43℃，塔釜操作温度为80℃；碱洗塔06的操作压力为0.20MPaA，操作温度为43℃；脱重塔07的操作压力为0.15MPaA，塔顶操作温度为52℃，塔釜操作温度为77℃；脱轻塔08的操作压力为0.25MPaA，塔顶操作温度为36℃，塔釜操作温度为61℃；萃取塔09的操作压力为0.25MPaA，操作温度为77℃；油水分离罐10的操作压力为0.30MPaA，操作温度为80℃；闪蒸塔11的操作压力为0.15MPaA，塔顶操作温度为51℃，塔釜操作温度为70℃；脱水塔12的操作压力为0.01MPaA，塔顶操作温度为54℃，塔釜操作温度为78℃。第二反应器02中逻辑末位反应器出口的反应产物P2所含的组分及比例如下：丙烯30.3wt％、丙烷1.7wt％、轻组分0.5wt％、环氧丙烷7.5wt％、重组分1.9wt、异丙苯48.4wt、α,α-二甲基苄醇9.7wt％。

由此在精馏分离塔进口物料并异丙苯含量为300mg/kg的条件下，塔釜出口物料并异丙苯含量为320mg/kg；环氧丙烷PO反应收率提高到97.70wt％，环氧丙烷PO分离回收率提高到本发明的99.97wt％，取得了较好的技术效果。

实施例8

同实施例1，仅仅公称能力和工艺操作参数改变，公称能力改为30万吨/年CHPPO工业装置，本实施例的工艺操作参数修改如下：第一反应器数量M和第二反应器数量N为M＝N＝10台，第一反应器01的操作温度为180℃，操作压力为15.0MPaA，丙烯A1和循环丙烯A3进料量与过氧化氢异丙苯B1进料量的摩尔比为50：1，丙烯A1和循环丙烯A3合并后的丙烯浓度为100wt％，过氧化氢异丙苯B1中过氧化氢异丙苯的浓度为90wt％，过氧化氢异丙苯的重量空速为8.0h^-1；第二反应器02的操作温度为180℃，操作压力为14.6MPaA；气液分离塔03的操作压力为0.80MPaA，塔顶操作温度为10℃，塔釜操作温度为120℃；丙烯压缩机04的入口压力为0.75MPaA，入口温度为10℃，出口压力为15.50MPaA，出口温度为91℃；粗PO塔05的操作压力为0.10MPaA，塔顶操作温度为73℃，塔釜操作温度为110℃；碱洗塔06的操作压力为0.40MPaA，操作温度为73℃；脱重塔07的操作压力为0.35MPaA，塔顶操作温度为82℃，塔釜操作温度为107℃；脱轻塔08的操作压力为0.50MPaA，塔顶操作温度为66℃，塔釜操作温度为91℃；萃取塔09的操作压力为0.45MPaA，操作温度为107℃；油水分离罐10的操作压力为0.50MPaA，操作温度为110℃；闪蒸塔11的操作压力为0.35MPaA，塔顶操作温度为81℃，塔釜操作温度为100℃；脱水塔12的操作压力为0.07MPaA，塔顶操作温度为84℃，塔釜操作温度为108℃。第二反应器02中逻辑末位反应器出口的反应产物P2所含的组分及比例如下：丙烯48.4wt％、丙烷4.9wt％、轻组分0.9wt％、环氧丙烷17.8wt％、重组分3.4wt、异丙苯5.5wt、α,α-二甲基苄醇19.1wt％。

由此在精馏分离塔进口物料并异丙苯含量为300mg/kg的条件下，塔釜出口物料并异丙苯含量为326mg/kg；环氧丙烷PO反应收率提高到98.20wt％，环氧丙烷PO分离回收率提高到本发明的99.95wt％，取得了较好的技术效果。

对比例1～6

设置对比例1～6，在公称能力30万吨/年CHPPO商业化工业生产装置中，粗PO塔塔釜操作温度为150～200℃，工艺步骤和其它工艺参数同实施例3，由此环氧丙烷PO反应收率为95.42～95.72wt％，在精馏分离塔进口物料并异丙苯含量为300mg/kg的条件下，塔釜出口物料并异丙苯含量为2306～7220mg/kg，同时环氧丙烷PO分离回收率为99.6～99.9wt％，见表1。

表1改变粗PO塔釜温度的出口并异丙苯含量、环氧丙烷反应收率和环氧丙烷分离回收率表

对比例7～12

设置对比例7～12，在公称能力为30万吨/年CHPPO商业化工业生产装置中，粗PO塔操作压力为0.10～0.30MPaA，工艺步骤和其它工艺参数同实施例3，由此环氧丙烷PO反应收率为95.42～95.72wt％，在精馏分离塔进口物料并异丙苯含量为300mg/kg的条件下，塔釜出口物料并异丙苯含量为2306～7220mg/kg，同时环氧丙烷PO分离回收率为99.6～99.9wt％，见表2。

表2改变粗PO塔压力的出口并异丙苯含量、环氧丙烷反应收率和环氧丙烷分离回收率表

对比例13～18

设置对比例13～18，在公称能力为5～90万吨/年CHPPO商业化工业生产装置中，粗PO塔塔釜操作温度为190℃，工艺步骤和其他工艺参数同实施例3，由此环氧丙烷PO反应收率为95.42～95.72wt％，在精馏分离塔进口物料并异丙苯含量为300mg/kg的条件下，塔釜出口物料并异丙苯含量为4684～4859mg/kg，同时环氧丙烷PO分离回收率为99.8wt％，见表3。

表3改变CHPPO工业生产装置公称能力的出口并异丙苯含量、环氧丙烷反应收率和环氧丙烷分离回收率表

对比例19～24

设置对比例19～24，在公称能力为30万吨/年CHPPO商业化工业生产装置中，第一反应器的操作温度为40～180℃，工艺步骤和其它工艺参数同实施例3，由此环氧丙烷PO反应收率为95.42～95.72wt％，同时环氧丙烷PO分离回收率为99.6～99.9wt％，见表4。

表4改变第一反应器温度的环氧丙烷反应收率和环氧丙烷分离回收率表

对比例25～30

设置对比例25～30，在公称能力为30万吨/年CHPPO商业化工业生产装置中，第一反应器的操作压力为0.6～15.0MPaA，工艺步骤和其它工艺参数同实施例3，由此环氧丙烷PO反应收率为95.42～95.72wt％，同时环氧丙烷PO分离回收率为99.6～99.9wt％，见表4。

表4改变第一反应器压力的环氧丙烷反应收和环氧丙烷分离回收率率表

Claims (10)

1.一种异丙苯法环氧化反应与分离系统，其特征在于：反应系统包括第一反应器(01)、第二反应器(02)、气液分离塔(03)和压缩机(04)；分离系统包括粗PO塔(05)、碱洗塔(06)、脱重塔(07)、脱轻塔(08)、萃取塔(09)、油水分离罐(10)、闪蒸塔(11)和脱水塔(12)；其中，所述第一反应器(01)分别与第二反应器(02)和压缩机(04)相连；所述气液分离塔(03)分别与第二反应器(02)、压缩机(04)、粗PO塔(05)相连；所述碱洗塔(06)分别与PO塔(05)和脱重塔(07)相连；所述脱重塔(07)分别与脱轻塔(08)和萃取塔(09)相连；所述油水分离罐(10)分别与萃取塔(09)和脱水塔(12)、粗PO塔(05)相连；所述闪蒸塔(11)分别与粗PO塔(05)和萃取塔(09)相连。

2.根据权利要求1所述异丙苯法环氧化反应与分离系统，其特征在于：所述第一反应器数量M和第二反应器数量N为M＝N＝1～10台。

3.根据权利要求1所述异丙苯法环氧化反应与分离系统，其特征在于：所述第一反应器(01)与第二反应器(02)中使用的催化剂为TiO₂/SiO₂复合催化剂。

4.一种异丙苯法环氧化反应与分离方法，其特征在于包括以下步骤：

a、丙烯(A1)和过氧化氢异丙苯(B1)混合进入第一反应器(01)反应得到第一次反应产物(P1)，第一次反应产物(P1)进入第二反应器(02)反应得到第二次反应产物(P2)；

b、第二次反应产物(P2)进入气液分离塔(03)，分离得到未反应丙烯(A2)和反应产物(P3)，未反应丙烯(A2)经压缩机(04)增压为循环丙烯(A3)，循环丙烯(A3)与丙烯(A1)和过氧化氢异丙苯(B1)混合返回第一反应器(01)；

c、反应产物(P3)、闪蒸塔釜料(W7)和低压蒸汽(W1)混合进入粗PO塔(05)，分离得到粗PO塔顶料(P4)和苄醇(D1)，粗PO塔顶料(P4)进入碱洗塔(06)，用碱液(W2)碱洗得到碱洗料(P5)和废碱液(W3)，废碱液(W3)送出系统外；

d、碱洗料(P5)进入脱重塔(07)，分离得到脱重塔顶料(P6)和脱重塔釜料(W5)，脱重塔顶料(P6)进入脱轻塔(08)，分离得到轻组分(M1)和粗PO产品(P7)分别送出系统外；

e、苄醇(D1)进入油水分离罐(10)，分离得到苄醇油相(D3)和含烃水相(W6)，含烃水相(W6)与脱重塔釜料(W5)混合进入萃取塔(09)，用异丙苯(C1)萃取分离得到萃取相(M3)和萃取塔废水(W8)；

f、萃取相(M3)进入闪蒸塔(11)，分离得到重组分(M2)和闪蒸塔釜料(W7)，重组分(M2)送出系统外，闪蒸塔釜料(W7)返回粗PO塔(05)，苄醇油相(D3)进入脱水塔(12)，分离得到脱水塔废水(W4)和脱水塔苄醇(D2)，脱水塔苄醇(D2)送出系统外，脱水塔废水(W4)与萃取塔废水(W8)合并为废水(W9)送出系统外。

5.根据权利要求4所述异丙苯法环氧化反应与分离方法，其特征在于：所述第一反应器(01)的操作温度为40～180℃，操作压力为0.6～15.0MPaA；第二反应器(02)的操作温度为40～180℃，操作压力为0.2～14.6MPaA；气液分离塔(03)的操作压力为0.20～0.80MPaA，塔顶操作温度为-20～10℃，塔釜操作温度为90～120℃；压缩机(04)的入口压力为0.15～0.75MPaA，入口温度为-20～10℃，出口压力为0.65～15.50MPaA，出口温度为61～91℃。

6.根据权利要求4所述异丙苯法环氧化反应与分离方法，其特征在于：粗PO塔(05)的操作压力为0.10～0.30MPaA，塔顶操作温度为43～73℃，塔釜操作温度为80～110℃；碱洗塔(06)的操作压力为0.20～0.40MPaA，操作温度为43～73℃；脱重塔(07)的操作压力为0.15～0.35MPaA，塔顶操作温度为52～82℃，塔釜操作温度为77～107℃；脱轻塔(08)的操作压力为0.25～0.50MPaA，塔顶操作温度为36～66℃，塔釜操作温度为61～91℃。

7.根据权利要求4所述异丙苯法环氧化反应与分离方法，其特征在于：所述萃取塔(09)的操作压力为0.25～0.45MPaA，操作温度为77～107℃；油水分离罐(10)的操作压力为0.30～0.50MPaA，操作温度为80～110℃；闪蒸塔(11)的操作压力为0.15～0.35MPaA，塔顶操作温度为51～81℃，塔釜操作温度为70～100℃；脱水塔(12)的操作压力为0.01～0.07MPaA，塔顶操作温度为54～84℃，塔釜操作温度为78～108℃。

8.根据权利要求4所述异丙苯法环氧化反应与分离方法，其特征在于：步骤a中，所述过氧化氢异丙苯(B1)中过氧化氢异丙苯的浓度为2～90wt％；过氧化氢异丙苯的重量空速为0.1～8.0h^-1。

9.根据权利要求4所述异丙苯法环氧化反应与分离方法，其特征在于：步骤a中，所述第二反应器(02)出口的第二次反应产物(P2)所含的组分及比例为丙烯30.3～48.4wt％、丙烷1.7～4.9wt％、轻组分0.5～0.9wt％、环氧丙烷7.5～17.8wt％、重组分1.9～3.4wt％、异丙苯5.5～48.4wt％、α,α-二甲基苄醇9.7～19.1wt％。

10.根据权利要求4所述异丙苯法环氧化反应与分离方法，其特征在于：步骤b中，所述丙烯(A1)和循环丙烯(A3)进料量与过氧化氢异丙苯(B1)进料量的摩尔比为1～50：1；丙烯(A1)和循环丙烯(A3)混合后的丙烯浓度为84～100wt％。

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