CN114082276A - 一种异丙苯共氧化法生产环氧丙烷的尾气处理方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种异丙苯共氧化法生产环氧丙烷的尾气处理方法。包括过氧化反应尾气的输出端与吸收后尾气交叉换热，换热后尾气进入一级冷凝器，冷凝后进入气液分离罐分离，分离后气相与二级冷凝器连接再深冷后再进入气液分离罐，再次分离后气相与吸收塔连接，采用特殊吸收剂吸收尾气中有机物，吸收液进入解吸塔解吸出异丙苯，解吸塔釜吸收剂经过冷却后返回吸收塔循环使用，从而实现异丙苯过氧化尾气回收异丙苯，减少装置异丙苯损失，提高异丙苯过氧化反应生产环氧丙烷的原子经济性。

Description

一种异丙苯共氧化法生产环氧丙烷的尾气处理方法
技术领域
本发明涉及一种异丙苯共氧化法生产环氧丙烷的尾气处理方法，属于有机化工领域。
技术背景
环氧丙烷是一种重要的基础化工原料，主要用于生产聚醚多元醇、丙二醇醚等，还大量应用于生产表面活性剂、破乳剂、农药乳化剂以及显影剂等等，用途十分广泛。
工业上环氧丙烷的生产方法有氯醇法、共氧化法(Halcon法)、以及过氧化氢直接氧化法(HPPO法)。其中氯醇法是国内生产环氧丙烷(PO)的主要方法之一，国内占比约48％。氯醇法工艺存在设备腐蚀严重，废水、固废量大，环境污染严重等缺点，国内将实现逐步淘汰。过氧化氢直接氧化法(HPPO法)受过氧化氢成本高，经济性受影响，且目前国内HPPO法工艺运行存在一定的缺陷。
共氧化法又称联产法或间接氧化法，是通过有机过氧化物和丙烯反应生成环氧丙烷，同时副产有机醇，主要包括PO/TBA(MTBE)、PO/SM、PO/CHP三种工艺。其中PO/MTBE法存在流程较长，设备投资大，同时由于MTBE禁止进入调油市场，MTBE市场将逐渐萎缩，因此PO/MTBE工艺在国内的将逐渐失去市场。PO/SM法工艺流程长，设备投资大，废水、废气量大，随着国内大型炼化一体化项目上马，国内一时间集中投资多套PO/SM工艺，国内SM市场将严重过剩，到时会影响PO产能的释放。
与其他共氧化法工艺相比，异丙苯共氧化法特点明显，工艺路线短，设备投资少，无联产物等特点。但是该工艺最大的难点在于二甲基苄醇氢解反应生成异丙苯，该工艺最大缺点在于工艺流程存在的物耗损失，物耗直接影响整个工艺的经济性。
异丙苯共氧化法生成环氧丙烷由日本住友率先实现工业化，异丙苯在一定温度和压力下用空气氧化为异丙苯过氧化氢(CHP)，然后用异丙苯过氧化氢(CHP)与丙烯环氧化，生成环氧丙烷，环氧化反应产生的二甲基苄醇经过氢解反应生成异丙苯，异丙苯循环在过氧化反应，从而实现异丙苯的循环利用。
异丙苯氧化为异丙苯过氧化氢(CHP)，反应压力不高，反应为放热反应，反应产生的热量需要通过外循环冷却器将热量移走，同时一部分异丙苯汽化蒸发至尾气中。上述进料空气中未反应的氧气、氮气、水、轻组分随同进入气相管线，异丙苯过氧化气相的温度为80～110℃，压力0.1～0.3MpaG。气相经过冷凝将大部分的异丙苯冷凝至冷凝罐内，尾气中含有一定量的异丙苯，行业内含异丙苯尾气进入尾气火炬系统或者催化焚烧系统，从而造成异丙苯损失，从而增加异丙苯的物耗。
现有技术存在如下缺陷：
1)过氧化尾气采用两级冷凝，一级冷冻水冷凝后，气相在经过二级冷媒进一步深冷，未冷凝的组分被送去焚烧处理，造成POCHP工艺异丙苯单耗高，原子经济性差。
2)采用深冷冷凝后的物料直接去过氧化反应，会造成杂质累积。
3)过氧化尾气采用更低温(1～3℃)冷冻水作为冷媒，不仅换热器面积大，
而且冷媒成本高，且需要将尾气中异丙苯冷凝到低浓度比较困难。
为降低POCHP装置的异丙苯物耗，降低过氧化尾气冷媒的温度，将尾气中的异丙苯回收再利用，需要开发出一种异丙苯共氧化法生产环氧丙烷的尾气处理方法。
发明内容
本发明的目的在于提供一种异丙苯共氧化生产环氧丙烷的尾气处理方法，相较于现有技术的优势：
1)与现有技术相比，该方法能够有限降低异丙苯共氧化尾气中异丙苯的含量，大幅提高异丙苯的原子利用率，有效降低异丙苯物耗；
2)现有技术中尾气采用深冷技术将尾气中异丙苯进行冷凝，装置需要新增更低温冷媒，该方法采用正常冷冻水，节约装置整体能耗。
为达到以上发明目的，本发明的技术方案如下：
一种异丙苯共氧化生产环氧丙烷的尾气处理方法，包括来自过氧化反应器的的尾气，经过吸收后尾气交叉换热器换热后，进入一级冷凝器冷凝，冷凝后流股经气液分离罐分离，分离出来的尾气再经过二级冷凝器深冷后进入气液分离罐，再经过分离后的气相与吸收塔下部连接，吸收塔顶部与吸收剂管线相连，新鲜吸收剂与吸收剂管线连接，顶部气相经过换热后再去焚烧处理，吸收塔底部吸收液出料与解吸塔进料连接，解吸塔顶部与异丙苯管线连接，解吸塔底部与吸收剂管线连接，经过换热器冷却降温后进入吸收塔，尾气冷凝后流股与吸收解吸后流股混合后碱洗返回过氧化反应中。
本发明技术方案中：尾气吸收塔底部出料分两股，一股返回至吸收塔中部，另一股返回至解吸塔进料，两股质量比例为15～20：5～10。
本发明技术方案中：尾气吸收塔顶部吸收剂管线与新鲜吸收剂管线相连，补充一定量的新鲜吸收剂。
本发明技术方案中：解吸塔底部出料分两股，一股冷却后返回至吸收塔吸收剂进料管线，另一股外排至废油系统，从而保证系统的吸收效果。两者的质量比例20～30：0.01～0.05
本发明技术方案中：过氧化尾气先经过吸收后尾气交叉换热，再经过一级冷凝器冷凝、二级冷凝器冷凝，所选冷媒为循环水、冷冻水、制冷丙烯等，将尾气冷凝至5～15℃进入吸收塔，吸收塔底泵出料经过冷媒冷凝后温度为10～20℃进入吸收塔中部，吸收塔监控塔中、塔釜温度，如果温度＞20℃，这通过降低循环流股温度来降低吸收塔温度，反之提高循环流股温度。吸收塔底部的输出含异丙苯吸收液分为两股，一股经过冷凝器冷凝后循环至吸收塔中，增大吸收剂与尾气的接触比例，另一股经过换热器换热后输出至解吸塔进料管相连接进行解吸，两股质量比例为15～20：5～10。
作为一种优选的方案，一种异丙苯共氧化生产环氧丙烷的尾气处理方法：该方法包括如下步骤：
1)温度为80～110℃的异丙苯过氧化反应尾气进入尾气交叉换热器降至50～70℃，进入一级冷凝器降温至30～40℃，后再进入气液分离罐进行气液分离，优选地，气液分离罐中间设置隔板，将气液分离罐分为高温和低温两隔室，经过一级冷凝后的气液两相先进入高温隔室，分离出的气相经过二级冷凝器后降温到5～15℃，再进入气液分离罐低温隔室内进行气液相分离，从气液分离罐低温隔室出来的气相温度达到5～15℃，进入吸收塔；气液分离罐高低温隔室分离出异丙苯去碱洗脱酸返回过氧化反应的异丙苯进料，同时还分离出水相，水相流股去废水催化分解系统；
2)气液分离罐分离的气相在吸收塔中经过吸收液吸收后，吸收塔塔顶出吸收后的尾气进入尾气交叉换热器换热后去焚烧，塔底出料一部分循环回吸收塔中部，另一部分经换热到100～115℃进入解吸塔，吸收塔吸收液来自于吸收塔顶部接收的一股来自解吸塔底部的吸收剂和另一股来自罐区的新鲜吸收剂，优选两股吸收剂冷却至温度5～15℃进入吸收塔；
3)吸收塔塔底出料进入解吸塔的流股，在解吸塔中将吸收的异丙苯从吸收液中解吸出来，解吸后的吸收液返回至吸收塔重复利用，解吸塔塔顶得到异丙苯，经过碱洗后，循环至过氧化反应的异丙苯进料，同时防止重组分杂质累积，塔釜设有重组分外排线定期外排重组分杂质。
解吸塔作用是将吸收后的异丙苯从塔内解吸出来，吸收液再返回吸收塔处理。解吸塔上部气相经过冷凝后温度为30～40℃，油相经泵出口回流与采出。
本发明中，异丙苯过氧化反应尾气来源于异丙苯过氧化反应，为异丙苯和空气反应后的含异丙苯的尾气。
本发明中，吸收塔底部吸收液出料与解吸塔进料连接，解吸塔顶部与异丙苯管线连接，解吸塔底部与吸收剂管线连接，经过换热器冷却降温后进入吸收塔，吸收塔底部吸收液循环至吸收塔中部，与塔釜一股去解吸塔流股质量比例为15～20：5～10。
本发明中，步骤1)中冷凝器中冷媒的介质为循环水(30～32℃)、低温水(20～25℃)、冷冻水(5～7℃)、丙烯冷媒或氟利昂；优选循环水、冷冻水、丙烯冷媒；优选地，一级冷凝器的冷媒介质为循环水和/或低温水冷媒，二级冷凝器的冷媒介质为低温冷冻水(1～3℃)、丙烯冷媒、氟利昂；其他步骤中涉及的冷凝器的介质为循环水或冷冻水。
优选地，在解吸塔中将将吸收的异丙苯从吸收液中解吸出来，解吸后的吸收液返回至吸收塔，循环量与外排量的质量比为20～30：0.01～0.05。
优选地，所述的新鲜吸收液为二异丙苯(同分异构体)、三异丙苯、二甲基苄醇中的一种或者多种，优选二异丙苯、三异丙苯、二甲基苄醇的复配混合物，其质量比例为0.01～0.5：0.05～0.3：0.01～0.2，优选比例0.2～0.5：0.1～0.3：0.01～0.05。
优选地，吸收塔顶部新鲜吸收剂补入量:解吸塔釜循环吸收剂量：吸收塔底吸收液循环量：尾气流量的质量比例为0.1～0.5：5～10：20～40：100～120。
优选地，吸收塔压力为300～400KpaA，吸收塔内温度为10～20℃。
优选地，解吸塔操作压力为80～90KPaA，回流比1～10，塔釜温度130～160℃。
本发明的有益效果：
1)采用本发明的方法可以将过氧化尾气中的异丙苯更好地吸收下来，POCHP装置异丙苯的单耗从0.06t/tPO降低至0.05t/tPO，提高了原子经济性。
2)相比传统工艺不需要低温冷冻水(1～3℃)作为冷媒，采用循环水冷和冷冻水可替代两级冷冻水，不仅节约了冷媒的运行成本，而且装置取消了更低温度冷媒管网及机组，缩小换热器大小，节约一次性投资。
3)当过氧化反应异常泄放时，气相中的异丙苯及水含量高，传统工艺中二级冷凝器采用低温冷冻水(1～3℃)，冷凝器易结冰堵塞，安全风险高，该发明专利方案二级冷凝器采用的是冷冻水(5～7℃)，并增加尾气吸收装置，该工艺就能很好解决换热器低温冷冻结冰堵塞问题，从而保证装置安全运行。
4)该工艺不仅可以有效分担冷凝的负荷，而且尾气中的一些重组分杂质可以通过吸收-解吸，通过外排一部分吸收剂实现，从而避免杂质返回过氧化反应器，影响过氧化反应效果。
附图说明：图1为本发明的工艺流程图。
图2为对比例的工艺流程图。
具体实施方式
下面结合附图和实施例对本发明的实施方式进一步进行详细说明，所举实施例均按照上述技术方案的操作条件进行操作，但并不限于保护所举实施例。
分析方法
气相分析条件：采用Agilent 7890B，色谱柱HP-5ms，汽化室温度为290℃，检测器温度280℃；程序升温:50℃保持2min；40℃/min至100℃保持1min；以10℃/min升温至200℃，保持1min；以40℃/min升温至280℃，保持5min。
尾气来自万华化学集团股份有限公司的异丙苯过氧化反应装置，即异丙苯与空气反应后剩余的气体为过氧化尾气。
如图1，来自过氧化反应尾气管线与第一换热器01连接，第一换热器01出口管线与第二换热器02连接，物料经过第二换热器02出口管线与气液分离罐04连接，冷凝后气液两相进入高温第一隔室分离气液两相，分离后气相再去第三换热器03，出口管线与气液分离罐低温第二隔室相连，分离后气相与吸收塔05管道连接。气液分离罐两处水包的管线汇合后去废水催化系统，两隔室油相的两根管道汇合后去异丙苯碱洗系统；吸收塔05顶部尾气与第一换热器01连接，换热后尾气去焚烧系统，吸收塔底部吸收液一股经第五换热器07冷却后连接吸收塔中部，一股与第六换热器08连接，冷却后出口管线与解吸塔09进料位置连接；新鲜吸收剂管线与第四换热器06连接后进入吸收塔05，解吸塔顶部管线与冷凝器10连接，出口管线与回流罐11连接，回流管线一股与解吸塔连接，一股管线去异丙苯碱洗。解吸塔底部有一股吸收剂少量外排，保证吸收剂反复使用效果。
实施例1：如图1，一种异丙苯共氧化法生产环氧丙烷的尾气处理方法，包括过氧化反应尾气直接去第一换热器01，第一换热器01出口流股去以循环水为冷媒的第二换热器02，第二换热器02出口去气液分离罐04，分离后气相进入第三换热器03(为深冷凝器)，再进入气液分离器04分离液相，分离后气相进入吸收塔05，吸收塔顶部气相进入第一换热器01换热后去焚烧，塔釜一股经过第五换热器07冷却后返回吸收塔中部，另一股去第六换热器08预热后去解吸塔09，解吸塔顶气相经过冷凝器10冷凝后进入塔顶回流罐11，一部分物料去异丙苯碱洗，一部分回流，解吸塔釜流股一部分经过第六换热器08后与一股新鲜吸收剂去冷凝器06，采用低温冷冻水等提供冷量后进入吸收塔05，为防止杂质累积塔釜少部分外排去废油系统。吸收塔05内检测温度变化，通过调控第四换热器06冷量维持吸收塔内温度在15℃左右。
异丙苯过氧化尾气工艺参数如下所示：
状态 气相
温度 88℃
压力 0.2Mpa
质量流量 122t/h
过氧化反应尾气与20℃的吸收尾气直接热交换器换热后70℃，一级降温到40℃，在经过二级冷凝实现气液分离，分离后气相温度15℃去吸收塔，吸收塔采用新鲜吸收液为二异丙苯(同分异构体)、三异丙苯、二甲基苄醇，质量比例为0.5：0.3：0.05，新鲜吸收剂补入量：解吸塔底循环吸收剂循环量：吸收塔底吸收液循环量：尾气流量质量比为0.3：3：30：120。吸收塔釜吸收液进入解吸塔进行异丙苯回收。吸收塔底部吸收液循环至吸收塔中部流股与底部另一股去解吸塔进料流股的质量比例为4：1，吸收塔操作压力300KpaA，塔釜温度18℃。吸收塔釜一股物料经过冷凝至15℃返回吸收塔中部，吸收塔底部另一股流股换热到110℃进入解吸塔，解吸塔回流比2，操作压力为80KpaA，塔釜温度140℃，解吸塔中将吸收的异丙苯从吸收液中解吸出来，解吸后的吸收液返回至吸收塔，循环吸收液与新鲜补充吸收液冷却至温度15℃进入吸收塔，解吸塔釜吸收液循环量与外排量质量比为20：0.05。
过氧化尾气一级冷凝器的冷媒介质为31℃循环水，二级冷凝器的冷媒介质为7℃冷冻水，吸收塔底部返回中部冷凝去采用7℃冷冻水，其他步骤中涉及的冷凝器的介质为31℃循环水。
实施例2：
参照实施例1的方法，过氧化反应尾气与20℃的吸收尾气直接热交换器换热后70℃，一级降温到40℃，在经过两级冷凝实现气液分离，分离后气相温度15℃去吸收塔，吸收塔采用新鲜吸收液为二异丙苯(同分异构体)、三异丙苯、二甲基苄醇，质量比例为0.2：0.1：0.03，新鲜吸收剂补入量：解吸塔底循环吸收剂循环量：吸收塔底吸收液循环量：尾气流量质量比为0.3：3：30：120。吸收塔釜吸收液进入解吸塔进行异丙苯回收。吸收塔底部吸收液循环至吸收塔中部流股与底部另一股去解吸塔进料流股的质量比例为4：1，吸收塔操作压力400KpaA，塔釜温度18℃。吸收塔釜一股物料经过冷凝至15℃返回吸收塔中部，吸收塔底部另一股流股换热到110℃进入解吸塔，解吸塔回流比2，操作压力为90KpaA，塔釜温度140℃，在解吸塔中将将吸收的异丙苯从吸收液中解吸出来，解吸后的吸收液返回至吸收塔，循环吸收液与新鲜补充吸收液冷却至温度15℃进入吸收塔，解吸塔釜吸收液循环量与外排量质量比为20：0.01。
过氧化尾气一级冷凝器的冷媒介质为31℃循环水，二级冷凝器的冷媒介质为7℃冷冻水，吸收塔底部返回中部冷凝去采用7℃冷冻水，其他步骤中涉及的冷凝器的介质为31℃循环水。
实施例3：
参照实施例1的方法，过氧化反应尾气与20℃的吸收尾气直接热交换器换热后70℃，一级降温到40℃，在经过两级冷凝实现气液分离，分离后气相温度15℃去吸收塔，吸收塔采用新鲜吸收液为二异丙苯(同分异构体)、三异丙苯、二甲基苄醇，质量比例为0.5：0.3：0.05，新鲜吸收剂补入量：解吸塔底循环吸收剂循环量：吸收塔底吸收液循环量：尾气流量质量比为0.5：10：20：120。吸收塔釜吸收液进入解吸塔进行异丙苯回收。吸收塔底部吸收液循环至吸收塔中部流股与底部另一股去解吸塔进料流股的质量比例为4：1，吸收塔400KpaA，塔釜温度18℃。吸收塔釜一股物料经过冷凝至15℃返回吸收塔中部，吸收塔底部另一股流股换热到110℃进入解吸塔，解吸塔回流比4，操作压力为85KpaA，塔釜温度160℃，在解吸塔中将将吸收的异丙苯从吸收液中解吸出来，解吸后的吸收液返回至吸收塔，循环吸收液与新鲜补充吸收液冷却至温度15℃进入吸收塔，解吸塔釜吸收液循环量与外排量质量比为20：0.03。
过氧化尾气一级冷凝器的冷媒介质为31℃循环水，二级冷凝器的冷媒介质为7℃冷冻水，吸收塔底部返回中部冷凝去采用7℃冷冻水，其他步骤中涉及的冷凝器的介质为31℃循环水。
对比例1：
过氧化反应尾气与20℃的吸收尾气直接热交换器换热后70℃，一级降温到40℃，在经过两级冷凝实现气液分离，分离后气相温度15℃去吸收塔，吸收塔采用新鲜吸收液为二异丙苯(同分异构体)，新鲜吸收剂补入量：解吸塔底循环吸收剂循环量：吸收塔底吸收液循环量：尾气流量质量比为0.3：3：30：120，吸收塔釜吸收液进入解吸塔进行异丙苯回收。吸收塔底部吸收液循环至吸收塔中部流股与底部另一股去解吸塔进料流股的质量比例为4：1，吸收塔300KpaA，塔釜温度18℃。吸收塔釜一股物料经过冷凝至15℃返回吸收塔中部，吸收塔底部另一股流股换热到110℃进入解吸塔，解吸塔回流比2，操作压力为80KpaA，塔釜温度140℃，在解吸塔中将将吸收的异丙苯从吸收液中解吸出来，解吸后的吸收液返回至吸收塔，循环吸收液与新鲜补充吸收液冷却至温度15℃进入吸收塔，解吸塔釜吸收液循环量与外排量质量比为20：0.05。
过氧化尾气一级冷凝器的冷媒介质为31℃循环水，二级冷凝器的冷媒介质为7℃冷冻水，吸收塔底部返回中部冷凝去采用7℃冷冻水，其他步骤中涉及的冷凝器的介质为31℃循环水。
对比例2：
过氧化反应尾气与20℃的吸收尾气直接热交换器换热后70℃，一级降温到40℃，在经过二级冷凝实现气液分离，分离后气相温度15℃去吸收塔，吸收塔采用新鲜吸收液为二异丙苯(同分异构体)、三异丙苯，质量比例为0.5：0.3，新鲜吸收剂补入量：解吸塔底循环吸收剂循环量：吸收塔底吸收液循环量：尾气流量质量比为0.3：3：30：120。吸收塔釜吸收液进入解吸塔进行异丙苯回收。吸收塔底部吸收液循环至吸收塔中部流股与底部另一股去解吸塔进料流股的质量比例为4：1，吸收塔300KpaA，塔釜温度18℃。吸收塔釜一股物料经过冷凝至15℃返回吸收塔中部，吸收塔底部另一股流股换热到110℃进入解吸塔，解吸塔回流比2，操作压力为80KpaA，塔釜温度140℃，在解吸塔中将将吸收的异丙苯从吸收液中解吸出来，解吸后的吸收液返回至吸收塔，循环吸收液与新鲜补充吸收液冷却至温度15℃进入吸收塔，解吸塔釜吸收液循环量与外排量质量比为20：0.05。
过氧化尾气一级冷凝器的冷媒介质为31℃循环水，二级冷凝器的冷媒介质为7℃冷冻水，吸收塔底部返回中部冷凝去采用7℃冷冻水，其他步骤中涉及的冷凝器的介质为31℃循环水。
对比例3：
过氧化反应尾气与20℃的吸收尾气直接热交换器换热后70℃，一级降温到度38℃，在经过二级冷凝实现气液分离，分离后气相温度15℃去吸收塔，吸收塔采用新鲜吸收液为二异丙苯(同分异构体)、二甲基苄醇，质量比例为0.5：0.05，新鲜吸收剂补入量：解吸塔底循环吸收剂循环量：吸收塔底吸收液循环量：尾气流量质量比为0.3：3：30：120。吸收塔釜吸收液进入解吸塔进行异丙苯回收。吸收塔底部吸收液循环至吸收塔中部流股与底部另一股去解吸塔进料流股的质量比例为4：1，吸收塔300KpaA，塔釜温度19℃。吸收塔釜一股物料经过冷凝至15℃返回吸收塔中部，吸收塔底部另一股流股换热到110℃进入解吸塔，解吸塔回流比2，操作压力为80KpaA，塔釜温度143℃，在解吸塔中将将吸收的异丙苯从吸收液中解吸出来，解吸后的吸收液返回至吸收塔，循环吸收液与新鲜补充吸收液冷却至温度15℃进入吸收塔，解吸塔釜吸收液循环量与外排量质量比为20：0.05。
过氧化尾气一级冷凝器的冷媒介质为31℃循环水，二级冷凝器的冷媒介质为7℃冷冻水，吸收塔底部返回中部冷凝去采用7℃冷冻水，其他步骤中涉及的冷凝器的介质为31℃循环水。
对比例4
过氧化反应尾气流量与组成与实施例1相同，尾气处理的流程如图2所示：过氧化尾气管线与换热器01相连，出口管线与冷凝器02连接，冷凝后管道与气液分离罐04第一隔室相连，出口气相管道与冷凝器03连接，出口管道与气液分离罐04第二隔室连接，出口气相管道与换热器01连接，气相出口管道去焚烧系统。
过氧化反应尾气与交叉换热器01换热后，进入冷凝器02冷冻水(7～10℃)换热，换热后流股进入气液分离罐04分离出液相，气相再进入深冷器03二级冷东水(1～3℃)冷却。深冷后气相去交叉换热器01换热，再去焚烧处理反应尾气经过两级冷凝后进行气液分离，分离后气相直接去外排焚烧处理。
对实施例及对比例中对排放气中异丙苯损失进行分析，按照尾气中异丙苯损失量与PO产品当量，其结果如下所示：
Figure BDA0003357021750000131
Figure BDA0003357021750000141
注释：计算公式说明，排放气中异丙苯损失＝M吸收塔顶尾气*C异丙苯/MPO产品(M为吸收塔顶尾气流量kg/h，C尾气中异丙苯浓度为气相分析，PO产品量为50t/h(按照万华化学集团股份有限公司PO装置PO产品量))。

Claims (10)

1.一种异丙苯共氧化生产环氧丙烷的尾气处理方法，其特征在于：该方法包括以下步骤：
1)温度为80～110℃的异丙苯过氧化反应尾气进入尾气交叉换热器降至50～70℃，进入一级冷凝器降温至30～40℃，后再进入气液分离罐进行气液分离，优选地，气液分离罐中间设置隔板，将气液分离罐分为高温和低温两隔室，经过一级冷凝后的气液两相先进入高温隔室，分离出的气相经过二级冷凝器后降温到5～15℃，再进入气液分离罐低温隔室内进行气液相分离，从气液分离罐低温隔室出来的气相温度达到5～15℃，进入吸收塔；气液分离罐高、低温隔室分离出异丙苯去碱洗脱酸返回过氧化反应的异丙苯进料，同时还分离出水相，水相流股去废水催化分解系统；
2)气液分离罐分离的气相在吸收塔中经过吸收液吸收后，吸收塔塔顶出吸收后的尾气进入尾气交叉换热器换热后去焚烧，塔底出料一部分返回循环至吸收塔中部，另一部分经换热到100～115℃进入解吸塔，吸收塔顶部吸收液有两股来源，分别是来自于一股来自解吸塔底部的吸收剂和另一股来自罐区的新鲜吸收剂，优选两股吸收剂冷却至温度5～15℃进入吸收塔；
3)吸收塔塔底出料进入解吸塔的流股，在解吸塔中将吸收的异丙苯从吸收液中解吸出来，解吸后的吸收液返回至吸收塔重复利用，解吸塔塔顶得到异丙苯，经过碱洗后，循环至过氧化反应的异丙苯进料，同时为避免重组分累积，塔釜吸收液少量外排以维持吸收效果。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：异丙苯过氧化反应尾气来源于异丙苯过氧化反应，为异丙苯和空气反应后的含异丙苯的尾气。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于：吸收塔底部吸收液出料与解吸塔进料连接，解吸塔顶部与异丙苯管线连接，解吸塔底部与吸收剂管线连接，经过换热器冷却降温后进入吸收塔。
4.根据权利要求1-3中任一项所述的方法，其特征在于：吸收塔底部出料分两股，一股返回至吸收塔中部，另一股作为解吸塔进料，两股质量比例为15～20：5～10。
5.根据权利要求1-4中任一项所述的方法，其特征在于：步骤1)中冷凝器中冷媒的介质为30～32℃的循环水、20～25℃的低温水、5～7℃的冷冻水、丙烯冷媒或氟利昂；优选循环水、冷冻水、丙烯冷媒；优选地，一级冷凝器的冷媒介质为循环水和/或低温水冷媒，二级冷凝器的冷媒介质为1～3℃的低温冷冻水、丙烯冷媒、氟利昂；其他步骤中涉及的冷凝器的介质为循环水或冷冻水。
6.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，其特征在于：在解吸塔中将将吸收的异丙苯从吸收液中解吸出来，解吸后的吸收液返回至吸收塔，循环量与外排量的质量比为20～30：0.01～0.05。
7.根据权利要求1-6中任一项所述的方法，其特征在于：所述的新鲜吸收液为二异丙苯(同分异构体)、三异丙苯、二甲基苄醇中的一种或者多种，优选二异丙苯、三异丙苯、二甲基苄醇的复配混合物，其质量比例为0.01～0.5：0.05～0.3：0.01～0.2，优选比例0.2～0.5：0.1～0.3：0.01～0.05。
8.根据权利要求1-7中任一项所述的方法，其特征在于：吸收塔顶部新鲜吸收剂补入量:解吸塔釜循环吸收剂量：吸收塔底吸收液循环量：尾气流量的质量比例为0.1～0.5：5～10：20～40：100～120。
9.根据权利要求1-8中任一项所述的方法，其特征在于：吸收塔压力为300～400KpaA，吸收塔内温度为10～20℃。
10.根据权利要求1-9中任一项所述的方法，其特征在于：解吸塔操作压力为80～90KPaA，回流比1～10，塔釜温度130～160℃。
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