CN114478171A - 一种异丙苯的精制方法和系统 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种异丙苯的精制方法和系统，包括以下步骤：步骤1、对含有异丙苯的流股进行精馏处理，塔顶排出轻组分，侧线采出所述异丙苯；步骤2、对步骤1的塔釜液进一步精馏处理，塔顶流股循环回步骤1作为原料，塔釜液外排。所述系统按进料顺序依次包括异丙苯回收塔和异丙苯循环塔，在所述异丙苯回收塔的中上部设置有异丙苯侧线采出位，所述异丙苯回收塔的塔釜与所述异丙苯循环塔的进料口连接，所述异丙苯循环塔的塔顶与所述异丙苯回收塔的进料口连接。本发明所述方法或系统保证了异丙苯与AMS等杂质的分离，使精制得到的异丙苯浓度满足氧化反应的进料要求，防止了杂质对催化剂和设备管道的损伤，同时降低了分离过程的能耗。
Description
技术领域
本发明涉及异丙苯的精制，尤其涉及一种CHP法制备环氧丙烷技术中的苄醇转化工序得到的异丙苯流股的精制方法。
背景技术
环氧丙烷作为一种重要的有机原料，可用于生产聚醚多元醇、丙二醇和各类非离子表面活性剂等，在石油、化工、农药、纺织等行业中得到广泛的应用。环氧丙烷是丙烯衍生物中产量仅次于聚丙烯和丙烯腈，且随着其用途和需求量的不断增加，环氧丙烷的需求量不断增加。
目前生产环氧丙烷的方法包括氯醇法、共氧化法(联产)和过氧化氢异丙苯法(CHP法，无联产)。氯醇法工艺成熟，但存在水耗大、三废多和腐蚀设备等缺点；共氧化法污染较小，产品成本小，但存在流程长、投资高和受联产品市场影响等缺点。CHP法无联产、投资低，且污染小、不腐蚀设备，是目前受欢迎的环氧丙烷生产方法。
CHP法生产环氧丙烷，主要包括氧化工序、环氧化工序、产品精制工序和苄醇转化工序。环氧化工序得到粗环氧丙烷和含α,α-二甲基苄醇(DMBA)的混合物等；粗环氧丙烷经产品精制工序得到环氧丙烷产品；含DMBA的混合物进入苄醇转化工序得到异丙苯；异丙苯循环至氧化工序得到过氧化氢异丙苯用于环氧化工序，实现异丙苯循环。
苄醇转化工序中，含DMBA的混合物与氢气在催化剂的作用下发生氢解反应，得到含有异丙苯的混合物。其中，混合物主要为异丙苯、氢气、甲烷、AMS、DMBA和聚合物等。含异丙苯的混合物由于杂质含量较多，不符合氧化工序对原料异丙苯的要求；且聚合物等物质若不及时排除，会在系统内形成累积，易堵塞催化剂孔道和设备管道，影响催化剂活性和设备安全性。因此，苄醇转化工序得到的异丙苯混合物需通过精制后再循环至氧化工序。
发明内容
为了克服现有技术中存在的问题，本发明提供了一种异丙苯的精制方法，所述方法能将重组分移除至环氧丙烷生产系统外，具有流程简单，异丙苯回收率高，易于实施等特点。
本发明的目的之一在于提供一种异丙苯的精制方法，包括以下步骤：
步骤1、对含有异丙苯的流股进行精馏处理，塔顶排出轻组分，侧线采出所述异丙苯；
步骤2、对步骤1的塔釜液进一步精馏处理，塔顶流股循环回步骤1作为原料，塔釜液外排。
含杂质的异丙苯经本发明所述方法精制后，循环至CHP法制备环氧丙烷的氧化工序，用于生产过氧化氢异丙苯。
在一种优选的实施方式中，步骤1所述含有异丙苯的流股为CHP(过氧化氢异丙苯)法制备环氧丙烷过程中α,α二甲基苄醇(DMBA)和氢气(苄醇转化工序中)的反应产物。
在进一步优选的实施方式中，步骤1中所述含有异丙苯的流股中含有异丙苯、轻组分杂质和重组分杂质。
其中，所述轻组分杂质包括氢气和甲烷等，所述重组分杂质包括2-苯基-1丙烯(AMS)、α,α二甲基苄醇(DMBA)和聚合物等，而涉及的聚合物类主要为2,3-二甲基-2,3-二苯基丁烷(CAS：1889-67-4)等。
在更进一步优选的实施方式中，在所述含有异丙苯的流股中，各组分的重量含量为：异丙苯为90～100wt％(优选为95～100wt％、且不包含100wt％)，轻组分杂质为0～2.5wt％(优选为0～1.25wt％)，重组分杂质为0～7.5wt％(优选为0～3.75wt％)。
异丙苯的含量不包括100％，即轻组分杂质和重组分杂质中至少一种的含量不为0wt％。
具体地，本发明所述方法的原料为CHP制环氧丙烷中苄醇转化工序的氢解反应器出料。
在一种优选的实施方式中，在步骤1中，控制所述精馏处理的压力为0.01～0.15MPaG，优选为0.03～0.12MPaG。
在进一步优选的实施方式中，在步骤1中，控制所述精馏处理的压力为0.04～0.10MPaG，优为0.04～0.09MPaG。
例如，控制步骤1所述精馏处理的操作压力为0.03MPaG、0.04MPaG、0.05MPaG、0.06MPaG、0.07MPaG、0.08MPaG、0.09MPaG、0.10MPaG、0.11MPaG、0.12MPaG。
在一种优选的实施方式中，在步骤1所述精馏处理中，控制塔顶温度为100～210℃，和/或，控制塔釜温度为130～280℃。
在进一步优选的实施方式中，在步骤1所述精馏处理中，控制塔顶温度为120～180℃，优选为140～160℃；和/或，控制塔釜温度为160～260℃，优选为170～200℃。
其中，在步骤1中，塔顶得到轻组分杂质的混合物，塔釜得到含重组分杂质的异丙苯混合物。
在一种优选的实施方式中，在进行步骤1所述精馏时，理论塔板数为20～70，优选为30～60。
在进一步优选的实施方式中，在进行步骤1所述精馏时，在10～30的(自上而下)理论塔板处侧线采出所述异丙苯，优选在15～25的(自上而下)理论塔板处侧线采出所述异丙苯。
在更进一步优选的实施方式中，在进行步骤1所述精馏时，在25～41(自上而下)的理论塔板处进料，优选在30～35(自上而下)的理论塔板处进料。
其中，原料中70～100wt％、优选99.8～100wt％(回收率)的异丙苯从步骤1中侧线采出(以步骤1中新鲜进料重量为基准)。
本发明中异丙苯和杂质首先进行步骤1的第一次精馏处理，高纯度的异丙苯侧线采出，少量含异丙苯的重组分混合物进行步骤2的第二次精馏处理，降低了第一次精馏处理的操作温度。
在一种优选的实施方式中，步骤2所述精馏处理于真空下进行。
在进一步优选的实施方式中，控制步骤2所述精馏处理的压力为-0.09～-0.01MPaG，优选为-0.09～-0.04MPaG。
在更进一步优选的实施方式中，控制步骤2所述精馏处理的压力为-0.09～-0.05MPaG，更优为-0.09～-0.06MPaG。
例如，步骤2所述精馏处理的操作压力为-0.09MPaG、-0.08MPaG、-0.07MPaG、-0.06MPaG、-0.05MPaG、-0.04MPaG。
在一种优选的实施方式中，在步骤2所述精馏处理中，控制塔顶温度为80～160℃，优选为100～150℃，和/或，控制塔釜温度为150～240℃，优选为140～230℃。
其中，步骤2采用真空处理，这样可以降低处理温度，避免重组分在高温下聚合。
在一种优选的实施方式中，在进行步骤2所述精馏时，理论塔板数为10～50，优选地，理论塔板数为10～30。
在进一步优选的实施方式中，在进行步骤2所述精馏时，在5～20(自上而下)的理论塔板处进料，优选在5～10(自上而下)的理论塔板处进料。
在步骤2所述精馏处理中，步骤1得到的塔釜液中99～100wt％的异丙苯从塔顶采出(以步骤2中进料中异丙苯100wt％计)，异丙苯循环塔进料中99～100wt％的重组分杂质从塔釜采出(以步骤2中进料中重组分杂质100wt％计)。所述重组分杂质包括AMS、DMBA和聚合物等。
本发明目的之二在于提供一种异丙苯的精制系统，按进料顺序依次包括异丙苯回收塔和异丙苯循环塔，在所述异丙苯回收塔的中上部设置有异丙苯侧线采出位，所述异丙苯回收塔的塔釜与所述异丙苯循环塔的进料口连接，所述异丙苯循环塔的塔顶与所述异丙苯回收塔的进料口连接。
在一种优选的实施方式中，所述异丙苯回收塔和/或异丙苯循环塔选自精馏塔。
在进一步优选的实施方式中，所述异丙苯回收塔为常压精馏塔，所述异丙苯循环塔为减压精馏塔。
在一种优选的实施方式中，所述异丙苯回收塔的理论塔板数为20～70，优选为30～60。
在进一步优选的实施方式中，在所述异丙苯回收塔中，所述异丙苯侧线采出位设置于10～30的理论塔板处，优选在15～25的理论塔板处。
在更进一步优选的实施方式中，所述异丙苯回收塔的进料位置为25～41的理论塔板处，优选在30～35的理论塔板处。
在本发明中，所述异丙苯回收塔可采用现有技术中的精馏塔，具体可以是板式塔，也可以是填料塔。
在一种优选的实施方式中，在所述异丙苯回收塔的塔顶设置有轻组分出口。
在进一步优选的实施方式中，在所述异丙苯回收塔的塔釜设置有重组分出口，所述重组分出口与异丙苯循环塔的进料口连接。
在一种优选的实施方式中，所述异丙苯回收塔的压力为0.01～0.15MPaG，优选为0.03～0.12MPaG。
在进一步优选的实施方式中，所述异丙苯回收塔的压力为0.04～0.10MPaG，优为0.04～0.09MPaG。
在一种优选的实施方式中，所述异丙苯回收塔的塔顶温度为100～210℃，和/或，控制塔釜温度为130～280℃。
在进一步优选的实施方式中，所述异丙苯回收塔的塔顶温度为120～180℃，和/或，控制塔釜温度为160～260℃。
在更进一步优选的实施方式中，所述异丙苯回收塔的塔顶温度为140～160℃，和/或，控制塔釜温度为170～200℃。
在一种优选的实施方式中，所述异丙苯循环塔为真空塔。
在进一步优选的实施方式中，所述异丙苯循环塔的压力为-0.09～-0.01MPaG，优选为-0.09～-0.04MPaG。
在更进一步优选的实施方式中，步骤2所述精馏处理的压力为-0.09～-0.05MPaG，更优为-0.09～-0.06MPaG。
例如，步骤2所述精馏处理的操作压力为-0.09MPaG、-0.08MPaG、-0.07MPaG、-0.06MPaG、-0.05MPaG、-0.04MPaG。
在一种优选的实施方式中，所述异丙苯循环塔的塔顶温度为80～160℃，优选为100～150℃，和/或，控制塔釜温度为150～240℃，优选为140～230℃。
其中，步骤2采用真空处理，这样可以降低处理温度，避免重组分在高温下聚合。
在一种优选的实施方式中，所述异丙苯循环塔的理论塔板数为10～50，优选为10～30。
在一种优选的实施方式中，在所述异丙苯循环塔的5～20的理论塔板处进料，优选5～10的理论塔板处进料。
在一种优选的实施方式中，在所述异丙苯循环塔的塔顶设置有循环异丙苯出口，所述循环异丙苯出口与所述异丙苯回收塔的进料口连接。
在本发明中，所述异丙苯循环塔可采用现有技术中的精馏塔，具体可以是板式塔，也可以是填料塔。
本发明中异丙苯和杂质首先在异丙苯回收塔内分离，高纯度的异丙苯从异丙苯回收塔侧线采出，少量含异丙苯的混合物去异丙苯循环塔处理，降低了异丙苯回收塔的操作温度。异丙苯循环塔采用真空塔，能有效地控制异丙苯循环塔的操作温度，降低了系统能耗，同时降低了AMS与异丙苯在塔釜聚合的可能性。
本发明中异丙苯只从异丙苯回收塔采出，因此将异丙苯回收塔侧线采出的异丙苯的质量流量与异丙苯回收塔新鲜进料中异丙苯的质量流量的比值定义为异丙苯的回收率(R)，公式如下：
式中F0’(异丙苯)为异丙苯塔侧线采出流股中的异丙苯质量流量；F0(异丙苯)为异丙苯回收塔新鲜进料中异丙苯的质量流量。
本发明中轻组分杂质只从异丙苯回收塔采出，因此将异丙苯回收塔塔顶采出的轻组分杂质的质量流量与异丙苯回收塔新鲜进料中轻组分杂质的质量流量的比值定义轻组分杂质的脱除率(W1)，公式如下：
式中F0’为异丙苯回收塔顶采出流股中各轻组分杂质的质量流量；F0为异丙苯回收塔新鲜进料中各轻组分杂质的质量流量。
本发明中重组分杂质只从异丙苯循环塔采出，因此将异丙苯循环塔塔釜采出的重组分杂质的质量流量与异丙苯回收塔T1新鲜进料中重组分杂质的质量流量的比值定义重组分杂质的脱除率(W2)，公式如下：
式中F0’为异丙苯循环塔塔釜采出流股中各杂质的质量流量；F0为异丙苯回收塔新鲜进料中各杂质的质量流量。
在本发明中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本发明中具体公开。在上文中，各个技术方案之间原则上可以相互组合而得到新的技术方案，这也应被视为在本发明中具体公开。
与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：本发明所述方法或系统保证了异丙苯与AMS等杂质的分离，使精制得到的异丙苯浓度满足氧化反应的进料要求，防止了杂质对催化剂和设备管道的损伤，同时降低了分离过程的能耗。经过所述的精制方法，氢气、甲烷等轻组分杂质的脱除率W1达99.99％，AMS、DMBA、聚合物等重组分杂质的脱除率W2达99.99％，异丙苯的回收率R高达99.99％，精制效果良好。
附图说明
图1示出本发明所述系统的结构示意图。
在图1中，T1为异丙苯回收塔，T2为异丙苯循环塔，1为含异丙苯的混合物的新鲜流股，2为异丙苯回收塔T1塔顶采出轻组分杂质流股，3为异丙苯回收塔T1侧线采出流股，4为异丙苯回收塔T1塔釜采出流股，5为异丙苯循环塔T2塔顶采出的循环异丙苯流股，6为异丙苯循环塔T2塔釜采出的重组分杂质流股。
在图1中，含异丙苯的混合物首先进入异丙苯回收塔T1进行分离，高纯度的异丙苯流股3从侧线采出，含氢气、甲烷的流股2从塔顶采出，含异丙苯、AMS、DMBA和聚合物的流股4从塔釜采出。流股4进入异丙苯循环塔T2，含循环异丙苯的流股5从塔顶采出循环至异丙苯回收塔T1，含重组分杂质的流股6从塔釜采出。其中，各塔的冷凝器、再沸器及塔顶回流流股均省略未画出。
图2示出比较例的工艺流程图，其中，异丙苯塔T1为常压塔，1为含异丙苯的混合物的新鲜流股，2为异丙苯塔T1塔顶采出轻组分杂质流股，3为异丙苯塔T1侧线采出流股，4为异丙苯塔T1塔釜采出重组分杂质流股。
图2中，含异丙苯的混合物首先进入异丙苯回收塔T1进行分离，轻组分杂质流股2从塔顶采出，高纯度的异丙苯流股3从侧线采出，含异丙苯、AMS、DMBA和聚合物的流股4从塔釜采出。其中，各塔的冷凝器、再沸器及塔顶回流流股均省略未画出。
具体实施方式
下面结合具体实施例对本发明进行具体的描述，有必要在此指出的是以下实施例只用于对本发明的进一步说明，不能理解为对本发明保护范围的限制，本领域技术人员根据本发明内容对本发明做出的一些非本质的改进和调整仍属本发明的保护范围。
【实施例1】
苄醇转化反应器出料流量为8kg/h，其中异丙苯含量为97.94％，氢气含量为0.02wt％，甲烷含量为0.01wt％，AMS的含量为0.25wt％，DMBA含量为0.06wt％，聚合物的含量为1.15wt％，余量为其它杂质。采用图1技术方法对上述苄醇转化反应器出料进行杂质脱除处理，同时得到高纯度异丙苯。
异丙苯回收塔的操作压力为0.04MPaG，塔顶温度为142℃，塔釜温度为184℃，塔板数为54，在36块塔板进料，异丙苯从第10块塔板采出。异丙苯循环塔的操作压力为-0.08MPaG，塔顶温度为102℃，塔釜温度为175℃，理论塔板为16，在8块塔板进料。
经过异丙苯回收塔T1和异丙苯循环塔T2两次分离后，异丙苯纯度99.64％，异丙苯的回收率R为99.99％，轻组分杂质脱除率W1为99.95％，重组分杂质的脱除率W2为99.64％。
【实施例2】
原料同实施例1。
异丙苯回收塔的操作压力为0.03MPaG，塔顶温度为136℃，塔釜温度为179℃，塔板数为48，在27块塔板进料，异丙苯从第15块塔板采出。异丙苯循环塔的操作压力为-0.07MPaG，塔顶温度为116℃，塔釜温度为188℃，理论塔板为14，在6块塔板进料。除上述条件外，与实施例1同样地实施。
经过异丙苯回收塔T1和异丙苯循环塔T2两次分离后，异丙苯纯度99.65％，异丙苯的回收率R为99.99％，轻组分杂质脱除率W1为99.99％，重组分杂质的脱除率W2为99.33％。
【实施例3】
原料同实施例1。
异丙苯回收塔的操作压力为0.06MPaG，塔顶温度为142℃，塔釜温度为193℃，塔板数为52，在35块塔板进料，异丙苯从第20块塔板采出。异丙苯循环塔的操作压力为-0.06MPaG，塔顶温度为127℃，塔釜温度为199℃，理论塔板为15，在7块塔板进料。除上述条件外，与实施例1同样地实施。
经过异丙苯回收塔T1和异丙苯循环塔T2两次分离后，异丙苯纯度99.77％，异丙苯的回收率R为99.93％，轻组分杂质脱除率W1为99.90％，重组分杂质的脱除率W2为99.80％。
【实施例4】
原料同实施例1。
异丙苯回收塔的操作压力为0.08MPaG，塔顶温度为145℃，塔釜温度为190℃，塔板数为54，在37块塔板进料，异丙苯从第30块塔板采出。异丙苯循环塔的操作压力为-0.05MPaG，塔顶温度为128℃，塔釜温度为198℃，理论塔板为14，在6块塔板进料。除上述条件外，与实施例1同样地实施。
经过异丙苯回收塔T1和异丙苯循环塔T2两次分离后，异丙苯纯度99.69％，异丙苯的回收率R为99.87％，轻组分杂质脱除率W1为99.89％，重组分杂质的脱除率W2为99.91％。
【实施例5】
原料同实施例1。
异丙苯回收塔的操作压力为0.10MPaG，塔顶温度为146℃，塔釜温度为195℃，填料数为6段，在第4、5段填料中间进料，异丙苯从第3、4段填料中间采出。异丙苯循环塔的操作压力为-0.04MPaG，塔顶温度为134℃，塔釜温度为204℃，填料数为2段，在第1、2段填料中间进料。除上述条件外，与实施例1同样地实施。
经过异丙苯回收塔T1和异丙苯循环塔T2两次分离后，异丙苯纯度99.62％，异丙苯的回收率R为99.83％，轻组分杂质脱除率W1为99.88％，重组分杂质的脱除率W2为99.99％。
【实施例6】
原料同实施例1。
异丙苯回收塔的操作压力为0.15MPaG，塔顶温度为148℃，塔釜温度为217℃，塔板数为65，在41块塔板进料，异丙苯从第30块塔板采出。异丙苯循环塔的操作压力为-0.01MPaG，塔顶温度为160℃，塔釜温度为229℃，理论塔板为10，在5块塔板进料。除上述条件外，与实施例1同样地实施。
经过异丙苯回收塔T1和异丙苯循环塔T2两次分离后，异丙苯纯度99.59％，异丙苯的回收率R为99.77％，轻组分杂质脱除率W1为99.88％，重组分杂质的脱除率W2为99.89％。
【比较例1】
原料同实施例1。
苄醇转化反应器出料流量为8kg/h，其中异丙苯含量为97.94％，氢气含量为0.02wt％，甲烷含量为0.01wt％，AMS的含量为0.25wt％，DMBA含量为0.06wt％，聚合物的含量为1.15wt％。采用图2技术方法对上述苄醇转化反应器出料进行重组分脱除处理。
异丙苯回收塔的操作压力为0.00MPaG，塔顶温度为150℃，塔釜温度为242℃，塔板数为52，在36块塔板进料，异丙苯从第25块塔板采出。
异丙苯回收塔为常压塔，塔釜馏出物中含有异丙苯，导致异丙苯损失。同时，塔釜温度较高，分离能耗增加，且增加了AMS与异丙苯发生聚合反应的可能性。经过异丙苯塔T1分离后，异丙苯纯度99.45％，异丙苯的回收率R为99.21％，轻组分杂质脱除率W1为99.81％，重组分杂质的脱除率W2为95.21％。
【比较例2】
重复实施例1的过程，区别在于：没有采用异丙苯循环塔，即在异丙苯回收塔内侧线采取异丙苯，塔顶排除轻组分，塔釜排除重组分。
经过异丙苯回收塔T1和异丙苯循环塔T2两次分离后，异丙苯纯度99.63％，异丙苯的回收率R为92.82％，轻组分杂质脱除率W1为99.95％，重组分杂质的脱除率W2为99.67％。
【比较例3】
重复实施例1的过程，区别仅在于：异丙苯从第5块塔板采出，其它条件不变。
经过异丙苯回收塔T1和异丙苯循环塔T2两次分离后，异丙苯纯度99.44％，异丙苯的回收率R为99.98％，轻组分杂质脱除率W1为99.96％，重组分杂质的脱除率W2为99.55％。
【比较例4】
重复实施例1的过程，区别仅在于：异丙苯从第40块塔板采出，其它条件不变。
经过异丙苯回收塔T1和异丙苯循环塔T2两次分离后，异丙苯纯度99.12％，异丙苯的回收率R为99.65％，轻组分杂质脱除率W1为99.93％，重组分杂质的脱除率W2为99.57％。
【比较例5】
重复实施例1的过程，区别仅在于：异丙苯循环塔的操作压力为0.04MPaG；其它条件不变。
经过异丙苯回收塔T1和异丙苯循环塔T2两次分离后，异丙苯纯度99.64％，异丙苯的回收率R为99.99％，轻组分杂质脱除率W1为99.95％，重组分杂质的脱除率W2为99.65％。此时，异丙苯循环塔塔顶温度为169℃，塔釜温度为248℃，增加了AMS与异丙苯发生聚合反应的可能性，且聚合物会在系统内形成累积，堵塞催化剂孔道和设备管道，影响催化剂活性和设备安全性。同时聚合物沸点高，在体系内形成后易造成设备负荷增大。
在本发明中的提到的任何数值，如果在任何最低值和任何最高值之间只是有两个单位的间隔，则包括从最低值到最高值的每次增加一个单位的所有值。例如，如果声明一种组分的量，或诸如温度、压力、时间等工艺变量的值为50-90，在本说明书中它的意思是具体列举了51-89、52-88……以及69-71以及70-71等数值。对于非整数的值，可以适当考虑以0.1、0.01、0.001或0.0001为一单位。这仅是一些特殊指明的例子。在本申请中，以相似方式，所列举的最低值和最高值之间的数值的所有可能组合都被认为已经公开。
应当注意的是，以上所述的实施例仅用于解释本发明，并不构成对本发明的任何限制。通过参照典型实施例对本发明进行了描述，但应当理解为其中所用的词语为描述性和解释性词汇，而不是限定性词汇。可以按规定在本发明权利要求的范围内对本发明作出修改，以及在不背离本发明的范围和精神内对本发明进行修订。尽管其中描述的本发明涉及特定的方法、材料和实施例，但是并不意味着本发明限于其中公开的特定例，相反，本发明可扩展至其他所有具有相同功能的方法和应用。
Claims (16)
1.一种异丙苯的精制方法，包括以下步骤：
步骤1、对含有异丙苯的流股进行精馏处理，塔顶排出轻组分，侧线采出所述异丙苯；
步骤2、对步骤1的塔釜液进一步精馏处理，塔顶流股循环回步骤1作为原料，塔釜液外排。
2.根据权利要求1所述的精制方法，其特征在于，步骤1所述含有异丙苯的流股为过氧化氢异丙苯法制备环氧丙烷过程中α,α二甲基苄醇和氢气的反应产物。
3.根据权利要求1所述的精制方法，其特征在于，步骤1中所述含有异丙苯的流股中含有异丙苯、轻组分杂质和重组分杂质；
优选地，在所述含有异丙苯的流股中，各组分的重量含量为：异丙苯为90～100wt％，轻组分杂质为0～2.5wt％，重组分杂质为0～7.5wt％。
4.根据权利要求1所述的精制方法，其特征在于，在步骤1中，控制所述精馏处理的压力为0.01～0.15MPaG，优选为0.03～0.12MPaG。
5.根据权利要求1所述的精制方法，其特征在于，
在步骤1所述精馏处理中，控制塔顶温度为100～210℃，优选为120～180℃；和/或，
在步骤1所述精馏处理中，控制塔釜温度为130～280℃，优选为160～260℃。
6.根据权利要求1所述的精制方法，其特征在于，在进行步骤1所述精馏时，理论塔板数为20～70，优选为30～60；
优选地，在10～30、优选15～25的理论塔板处侧线采出所述异丙苯；和/或，在25～41、优选30～35的理论塔板处进料。
7.根据权利要求1～6之一所述的精制方法，其特征在于，控制步骤2所述精馏处理于真空下进行，优选地，控制步骤2所述精馏处理的压力为-0.09～-0.01MPaG，更优选为-0.09～-0.04MPaG。
8.根据权利要求7所述的精制方法，其特征在于，在步骤2所述精馏处理中，控制塔顶温度为80～160℃，优选为100～150℃，和/或，控制塔釜温度为150～240℃，优选为140～230℃。
9.根据权利要求8所述的精制方法，其特征在于，
在进行步骤2所述精馏时，理论塔板数为10～50，优选地，理论塔板数为10～30；和/或，
在进行步骤2所述精馏时，在5～20的理论塔板处进料，优选在5～10的理论塔板处进料。
10.一种异丙苯的精制系统，按进料顺序依次包括异丙苯回收塔和异丙苯循环塔，在所述异丙苯回收塔的中上部设置有异丙苯侧线采出位，所述异丙苯回收塔的塔釜与所述异丙苯循环塔的进料口连接，所述异丙苯循环塔的塔顶与所述异丙苯回收塔的进料口连接。
11.根据权利要求10所述的系统，其特征在于，所述异丙苯回收塔和/或异丙苯循环塔选自精馏塔，优选地，所述异丙苯回收塔为常压精馏塔，所述异丙苯循环塔为减压精馏塔。
12.根据权利要求10所述的系统，其特征在于，
所述异丙苯回收塔的理论塔板数为20～70，优选为30～60；和/或
所述异丙苯循环塔的理论塔板数为10～50，优选为10～30。
13.根据权利要求12所述的系统，其特征在于，
在所述异丙苯回收塔中，异丙苯侧线采出位设置于10～30、优选15～25的理论塔板处；和/或，
在所述异丙苯回收塔的25～41、优选30～35的理论塔板处进料；和/或
在所述异丙苯回收塔的塔顶设置有轻组分出口；和/或
在所述异丙苯回收塔的塔釜设置有重组分出口，与异丙苯循环塔的进料口连接。
14.根据权利要求12所述的系统，其特征在于，
在所述异丙苯循环塔的5～20的理论塔板处进料，优选5～10的理论塔板处进料；和/或
在所述异丙苯循环塔的塔顶设置有循环异丙苯出口，与所述异丙苯回收塔的进料口连接。
15.根据权利要求10～14之一所述的系统，其特征在于，
所述异丙苯回收塔的压力为0.01～0.15MPaG，优选为0.03～0.12MPaG；和/或
所述异丙苯回收塔的塔顶温度为100～210℃，优选为120～180℃，和/或
所述异丙苯回收塔的塔釜温度为130～280℃，优选为160～260℃。
16.根据权利要求15所述的系统，其特征在于，
所述异丙苯循环塔为真空塔，所述异丙苯循环塔的压力优选为-0.09～-0.01MPaG，更优选为-0.09～-0.04MPaG；和/或
所述异丙苯循环塔的塔顶温度为80～160℃，优选为100～150℃；和/或，
所述异丙苯循环塔的塔釜温度为150～240℃，优选为140～230℃。
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