CN115991684A - 一种环氧化合物物流的纯化方法与系统 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种环氧化合物物流的纯化方法与系统，所述纯化方法包括：(1)对所述环氧化合物物流进行萃取精馏脱除其中的杂质，得到环氧化合物产品与含杂质的萃取剂；(2)对步骤(1)所述含杂质的萃取剂进行回收处理，得到回收的萃取剂；(3)对步骤(2)回收的萃取剂进行固液分离，得到净化后的循环萃取剂，循环回步骤(1)中；其中，在步骤(3)之后步骤(1)之前任选地补充新鲜萃取剂。本发明所述方法和系统可以有效脱除环氧化合物中的醛类化合物、酮类化合物、水和醇类化合物等杂质，且可以高效回收所用萃取剂，实现循环利用，大大降低了成本。

Description

一种环氧化合物物流的纯化方法与系统

技术领域

本发明属于环氧化合物纯化领域，尤其涉及一种环氧化合物物流的纯化方法与系统。

背景技术

环氧化合物、尤其是环氧丙烷是仅次于聚丙烯的第二大丙烯衍生物，主要用于生产聚醚多元醇、丙二醇、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，其应用领域遍布基础产业、国防及人们日常生活的各个方面。当前，生产环氧丙烷的主流生产工艺主要有氯醇法、乙苯共氧化法和双氧水直接氧化法(Hydrogene peroxidepropylene oxide，简称“HPPO”)三大类。2018年，在全球环氧丙烷产量中，各工艺类型占比分别为：氯醇法56％、共氧化法32％、直接氧化法12％。

乙苯共氧化法在上世纪60年代开发成功，该工艺以乙苯为原料，将之氧化生成乙苯过氧化物，乙苯过氧化物再与丙烯发生环氧化反应生成环氧丙烷，乙苯过氧化物则还原为甲基苄醇，甲基苄醇脱水即得到苯乙烯。乙苯共氧化工艺在全球已有约300万t产能投用。国际上拥有共氧化法技术专利的有利安德巴塞尔工业公司(简称利安德巴塞尔)、荷兰壳牌集团(简称壳牌集团)、西班牙雷普索尔化学公司(简称雷普索尔)和美国亨斯曼公司(简称亨斯曼公司)等。各专利技术有各自的特点，工艺间的差别主要是在环氧化反应催化剂上。比如，利安德巴塞尔使用钼的配合物溶液为催化剂，反应后需要处理回收利用；壳牌集团用TiO₂/SiO₂催化剂，虽然克服了催化剂进入反应生成物的缺点，简化了分离流程，但由于非均相反应体系传热困难，反应器结构较复杂。国外典型的共氧化法制环氧丙烷技术均已在国内得到工业应用。如，利安德巴塞尔和中国石油化工股份有限公司(简称中国石化)合资利用利安德巴塞尔的技术在中国石化镇海分公司建设了28.5万t/a环氧丙烷装置，二期计划新增36万t/a产能。中国海洋石油集团有限公司(简称中国海油)则和壳牌集团合资在惠州建设环氧丙烷项目，两期环氧丙烷装置产能合计达62万t/a。天津渤海化工集团公司利用雷普索尔的技术正在建设一套20万t/a环氧丙烷装置。中化泉州石化有限公司也是利用雷普索尔的技术，建设有20万t/a环氧丙烷装置，预计2020年中投料试车。亨斯曼公司与中国石化成立合资公司，2016年在南京建成投产一套以异丁烷为原料的24万t/a共氧化工艺环氧丙烷装置。烟台万华集团也通过该技术许可建成一套24万t/a生产装置。除了国外典型工艺技术引进，国内自主研发共氧化工艺也有多年经验，当前技术取得重大突破的主要是烟台万华集团和常州瑞华化工科技公司。万华集团在已启动的百万吨乙烯项目中配套有采用自有技术的30万t/a环氧丙烷装置。东明中信国安瑞华新材料公司利用瑞华科技的技术建设一套8万t/a环氧丙烷工业装置，同时浙江石油化工有限公司二期项目和山东京博石化有限公司也计划用瑞华科技的技术分别建设24万t/a装置和30万t/a装置。

HPPO工艺于本世纪初开发成功，该工艺以丙烯和工业双氧水为原料，在钛硅分子筛催化剂催化下直接氧化生成环氧丙烷。整个生产工艺无有害气体排放，产生的污水经一般性处理即可达标排放。拥有该工艺国外专利商主要是德国赢创集团和蒂森克虏伯集团的联合体以及巴斯夫公司和道化学公司的联合体。赢创集团还可以提供自有的高浓度双氧水(可达70％)生产工艺，通过和环氧丙烷装置集成实现一体化，能降低能耗、节省成本。双氧水直接氧化工艺在国外的投用产能已达约126万t/a，其中巴斯夫/道化学联合体工艺约占80％。赢创集团和蒂森克虏伯集团联合体于2011年将其HPPO工艺技术许可给吉林神华集团用，后者投资25×10⁸元在吉林建成国内首套装置，环氧丙烷年设计能力达30万t。2019年7月，赢创集团又将其独有的双氧水工艺技术和与蒂森克虏集团共有的HPPO工艺许可给山东齐翔腾达化工公司，后者拟利用该技术建设30万t级环氧丙烷装置。国内HPPO工艺开发也取得重大突破。江苏怡达化学股份有限公司同大连理工大学于2005年联合成立了攻关研发机构，在HPPO工艺方面进行了深入研究，目前正在江苏泰兴建设15万t/a环氧丙烷产业化项目，2020年有望建成，同时二期规划续建20万t/a装置。中国石化石油化工科学研究院和长岭炼化分公司等合作，于2012年联合研发了自主知识产权的HPPO工艺，并投资12.8×10⁸元在长岭炼化建设一套10万t级环氧丙烷工业装置。中国石化参股的福建古雷石化公司也计划采用该技术建设一套30万t/a环氧丙烷装置。天辰化学工程公司联合生产企业也实现了HPPO工艺的突破，与山东金城石化集团签约，即将在淄博建设一套30万t/a装置。

随着环氧丙烷生产工艺国产化研发和大规模应用加速，我国环氧丙烷自主技术正在迎头赶上，虽然新工艺缺乏长周期运行经验，但通过不断的完善与提升，将逐步缩小与国际差距。

目前，国内环氧丙烷氯醇法产能大约1800kt/a，占比超过50％。随着国家对环保治理的管控力度不断增强，PO行业向绿色环保技术发展成为必然。我国自主研发环氧丙烷新工艺已有望达到国际先进水平，采用国产工艺的环氧丙烷项目也在不断涌现。中国石油化工股份有限公司天津分公司的150kt/aCHP法制PO项目也于2020年7月16日开工，采用中国石油化工股份有限公司上海石油化工研究院自主研发的技术，为国内首次应用。其工艺具有生产过程单耗低、能耗低、无联产品、三废排放少、绿色环保、装置操作安全性高等特点。红宝丽集团泰兴化学有限公司的120kt/a环氧丙烷项目于2019年初成功试生产，近日安全竣工验收通过评审，标志着该项目已基本完成申领安全生产许可证的审核评定工作。此外，万华化学集团化学股份有限公司拟投资32.5亿元，采用乙苯共氧化法制环氧丙烷成套技术新建一套300kt/a环氧丙烷联产650kt/a苯乙烯装置，预计2021年建成投产。山东滨华新材料有限公司300kt/a环氧丙烷和780kt/a叔丁醇项目也计划2021年建成投产。

专利CN1398262A公开了一种用水等极性溶剂萃取精馏的方式对环氧丙烷产品进行精制的方法，但仍无法有效脱除醛类杂质。专利CN1714087A公开了一种用含未取代胺基的化合物(如肼)萃取精馏环氧丙烷的方法，该方法可以有效去除产品中醛类杂质，但该化合物与醛生成的腙类产物，产生高含氮废水，难以处理；专利CN105906584A公开了一种用树脂和乙醇胺/水合肼组合脱除醛类杂质的方法，但环氧丙烷对高分子树脂具有一定溶胀作用，引起环氧丙烷损耗高、树脂强度降低和破碎的问题，此外，乙醇胺或肼等物质与醛反应生成腙，产生含氮废水，大大增加了废水治理难度。专利CN106117165A公开一种用改性分子筛吸附环氧丙烷醛类杂质的方法，尽管该方法克服了树脂溶胀和含氮废水的问题，但吸附效率衰减快，再生频繁。

反应生成的粗环氧丙烷中通常含有水、甲醛、乙醛、丙醛、甲醇、丙酮、甲酸甲酯等杂质，因为这些杂质与环氧丙烷形成共沸物或相对挥发度接近于1，普通精馏难以达到环氧丙烷产品标准。为了得到符合聚合要求的高纯度环氧丙烷，必须将环氧丙烷中含有的杂质分离除去。现在工业装置采用的方法大多是先采用普通精馏脱除C3～C4烃类、甲醛、乙醛、甲酸甲酯等轻组分，再采用普通精馏脱除水、丙醛、甲醇、丙酮、丙二醇等重组分，再采用萃取精馏方法将残余的醛类、水、甲酸甲酯等含氧化合物杂质萃取出来，用水洗的方法脱除，萃取精馏一般采用C7～C20直链和支链烃类和(或)二醇类作为萃取剂。

在此分离过程中，不可避免发生化学反应，最常见的环氧丙烷水解反应生成1,2-丙二醇，环氧丙烷和甲醇反应生成丙二醇单甲醚，新生成的这些杂质性质稳定，且都是重组分，可以脱重分离或在萃取精馏过程中脱除，通过精确控制，可以保证环氧丙烷产品质量；上述方法存在以下技术风险，甲醛、乙醛、丙醛可以和甲醇发生羟醛缩合反应(醛的羰基被醇的羟基加成，原有的羰基碳上连接有一个醇羟基和一个醚键)生成半缩醛和/或缩醛，反应产物比反应物重，降低了分离难度；但半缩醛都是不稳定的，要么继续生成缩醛，要么分解重新回到醛和醇。也就是说，在脱轻步骤中，在不发生化学反应的情况下，甲醛、乙醛理论上可以绝大部分作为轻组分脱除，但部分和甲醇等醇类反应生成半缩醛和缩醛，随着环氧丙烷和重组分进入脱重步骤，在脱重步骤中，由于温度升高等原因，半缩醛发生分解，分解重新回到醛和醇，轻组分醛又进入环氧丙烷中，降低环氧丙烷产品质量。

以上方法在分离过程中，由于不可避免发生的化学反应或产生废水，因此，环氧化合物的纯化依然存在问题。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有技术中存在的醛、酮、水、醇脱除过程中，本应该在脱轻步骤脱除的轻组分甲醛、乙醛与萃取剂发生羟醛缩合反应生成重组分(半)缩醛(酮)，而在脱重过程缩醛特别是半缩醛又发生分解重新生成轻组分甲醛、乙醛，这就影响了环氧丙烷产品的质量，基于此，本发明提供了一种环氧化合物物流的纯化方法与系统，该方法和装置具有工艺流程简单、投资低的优点，可用于环氧丙烷纯化和环氧丙烷废料回收利用。

本发明的目的之一在于提供一种环氧化合物物流的纯化方法，包括：

(1)对所述环氧化合物物流进行萃取精馏脱除其中的杂质，得到环氧化合物产品与含杂质的萃取剂(该含杂质的萃取剂中包含杂质、杂质和萃取剂反应生成的产物)；

(2)对步骤(1)所述含杂质的萃取剂进行回收处理，得到回收的萃取剂；

(3)对步骤(2)回收的萃取剂进行固液分离，得到净化后的循环萃取剂，循环回步骤(1)中；

其中，在步骤(3)之后步骤(1)之前任选地补充新鲜萃取剂。

在一种优选的实施方式中，所述环氧化合物物流中包含环氧化合物、酮类化合物、醛类化合物、任选的水、任选的醇类化合物、任选的酯类化合物(例如甲酸甲酯)、任选的烃类化合物(例如C5～C6烃类)和任选的重组分(例如乙苯和/或异丙苯等)。

在进一步优选的实施方式中，

步骤1于脱重塔内进行：将萃取剂和环氧化合物物流分别向所述脱重塔的上部和下部引入，经过处理后在所述脱重塔的顶部采出环氧化合物产品、底部采出重组分物料I、下部侧线采出酮类化合物物料(例如丙酮)；

其中，含羟基的醇醚在脱重塔内萃取精馏脱除酮类化合物(例如丙酮)、醛类化合物、醇类化合物和水，同时醛类化合物、酮类化合物(例如丙酮)和含羟基的醇醚在萃取时也会发生羟醛缩合反应生成重组分缩醛和/或缩酮(大部分)以及半缩醛和/或半缩酮(小部分)；

和/或

步骤2于回收塔内进行：将所述重组分物料I引入所述回收塔内，经过处理后自塔顶采出包含酮类化合物(例如丙酮)、醛类化合物、任选的水和任选的甲醇的轻组分物料I；同时，对所述回收塔的塔底引出物料进行汽化处理分别得到重组分物料II和轻组分物料II，所述重组分物料II外排、所述轻组分物料II循环回自所述回收塔内，并自所述回收塔的塔底回收萃取剂；

和/或

步骤3如下进行：对回收的萃取剂依次进行降温处理和固液分离(去除其中的絮状和/或纤维状和/或固形杂质)，得到净化后的循环萃取剂，所述净化后的循环萃取剂与补充的新鲜萃取剂分别或混合后进入步骤1所述脱重塔内，实现萃取剂的循环利用。

其中，所述环氧化合物物流来源于丙烯和过氧化氢异丙苯(CHP)CHPPO路线、过氧化氢乙苯(EBHP)PO/SM路线、叔丁基过氧化氢(TBHP)PO/MTBE路线得到的环氧化合物物料(例如环氧丙烷物料)，优选来源于叔丁基过氧化氢(TBHP)PO/MTBE路线得到的环氧化合物物料。本发明所述环氧化合物物流可以是直接来源于PO生产工艺，也可以是在PO生产工艺之后又进行微处理后的物料，也可以是采用相应组分混合得到的混合物。

在一种优选的实施方式中，在所述环氧化合物物流中，所述环氧化合物选自C3～C6的环氧化合物，优选自C3～C5的环氧化合物，例如环氧丙烷；和/或，所述醛类化合物选自甲醛、乙醛和丙醛中的至少一种，优选自乙醛和/或丙醛；和/或，所述酮类化合物为丙酮；和/或，所述醇类化合物为C1～C3的醇类，优选为甲醇。

在进一步优选的实施方式中，所述环氧化合物物流中包含环氧化合物、丙酮、乙醛、丙醛、任选的水和任选的甲醇。

在一种优选的实施方式中，以所述环氧化合物物流总重100％计，酮类化合物的含量为0.001～2％，醛类化合物的含量为0.001～2％，水的含量为0～8％、且优选不包括0，醇类化合物的含量为0～3％、且优选不包括0，酯类化合物为0～2％、且优选不包括0，烃类化合物为0～1％、且优选不包括0，重组分为0～0.5％、且优选不包括0。

在进一步优选的实施方式中，以所述环氧化合物物流总重100wt％计，酮类化合物的含量为0.001～1％，醛类化合物的含量为0.001～1％，水的含量为0～4％、且优选不包括0，醇类化合物的含量为0～1.5％、且优选不包括0，酯类化合物为0.001～1％，烃类化合物为0.001～0.5％，重组分为0.001～0.1％。

在更进一步优选的实施方式中，以所述环氧化合物物流总重100wt％计，酮类化合物的含量为0.01～0.5％，醛类化合物的含量为0.01～0.5％，水的含量为0～1％、且优选不包括0，醇类化合物的含量为0～0.6％、且优选不包括0，酯类化合物为0.01～0.8％，烃类化合物为0.01～0.3％，重组分为0.01～0.05％。

例如，酮类化合物的含量为0.001％、0.005％、0.01％、0.02％、0.03％、0.04％、0.05％、0.06％、0.07％、0.08％、0.09％、0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.08％或0.5％，酮类化合物的含量可以是上述任何两个点值组成的范围；醛类化合物的含量为0.01％、0.05％、0.08％、0.1％、0.12％、0.15％、0.18％、0.2％、0.25％、0.3％、0.35％、0.4％、0.45％或0.5％，醛类化合物的含量可以是上述任何两个点值组成的范围；水的含量为0、0.01％、0.05％、0.08％、0.1％、0.15％、0.18％、0.2％、0.25％、0.3％、0.4％、0.5％、0.6％、0.7％、0.8％、0.9％或1％，水的含量可以是上述任何两个点值组成的范围；醇类化合物的含量为0、0.01％、0.05％、0.06％、0.08％、0.09％、0.1％、0.15％、0.18％、0.2％、0.25％、0.3％、0.4％、0.5％、0.6％，醇类化合物的含量可以是上述任何两个点值组成的范围；酯类化合物为0.001％、0.005％、0.01％、0.02％、0.03％、0.04％、0.05％、0.06％、0.07％、0.08％、0.09％、0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.08％、0.5％、0.6％、0.7％、0.8％、0.9％或1％，酯类化合物的含量可以是上述任何两个点值组成的范围；烃类化合物为0.001％、0.005％、0.01％、0.02％、0.03％、0.04％、0.05％、0.06％、0.07％、0.08％、0.09％、0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.08％或0.5％，烃类化合物的含量可以是上述任何两个点值组成的范围；重组分为0.001％、0.005％、0.01％、0.02％、0.03％、0.04％、0.05％、0.06％、0.07％、0.08％、0.09％或0.1％，重组分的含量可以是上述任何两个点值组成的范围。

在一种优选的实施方式中，在所述脱重塔内任选地装填有催化剂和/或填料，优选填料和催化剂的混装。

在进一步优选的实施方式中，所述催化剂选自固体酸催化剂、碱性催化剂和酸-碱催化剂中的至少一种；和/或，所述填料选自孔板波纹、丝网波纹、高通量、网孔波纹填料中的至少一种。

其中，醛类化合物、酮类化合物与萃取剂和任选的醇类化合物在脱重塔中主要发生无催化羟醛缩合反应，但是，当在醛类化合物、酮类化合物杂质含量高的工艺条件下，优选脱重塔内装填催化剂，利用催化剂的催化反应将醛、酮和醇转化成重组分缩醛(酮)，而不是停留在不稳定的半缩醛(酮)，稳定的缩醛(酮)更有利于环氧丙烷分离纯化。

在更进一步优选的实施方式中：

所述固体酸催化剂选自(VO)₂P₂O₇、α-VOHPO₄、铌酸和沸石(例如MFI沸石)中的至少一种；在酸性催化剂的阳离子活性中心中心，醛羧基活化形成烯醇正碳离子从而发生缩合反应；

所述碱性催化剂选自碱性化合物(例如碱金属或碱土金属的氧化物、氢氧化物、碳酸氢盐、碳酸盐和羧酸盐中的至少一种)、有机胺类化合物和阴离子交换树脂中的至少一种；由于环氧丙烷在有水存在条件下，强碱作用下发生水解，优选弱碱性催化剂和阴离子交换树脂催化剂；

所述酸碱性催化剂同时具有酸性-碱性活性中心，优选选自二元氧化物(Ni-P，Mn-P，Fe-P和v-P)和/或水滑石。

醛(酮)和醇反应生成半缩醛(半缩酮)和缩醛(缩酮)的通式如下：

因此，如果进料中含有醇类化合物，那么该醇类化合物也可以与进料中的醛类化合物发生缩合，形成重组分。在环氧丙烷体系中，存在酮类化合物(例如丙酮)，酮类化合物(例如丙酮)也可以和醇类化合物(例如甲醇)发生反应生成酮缩醇(例如丙酮缩甲醇)。

下面用三个例子说明，甲醛、乙醛、丙醛和甲醇、乙二醇单甲醚等含有羟基的物质发生羟醛缩合反应。

甲醛和甲醇反应生成半缩醛和缩醛的反应式如下：

丙酮和甲醇反应生成半缩酮和缩酮的反应式如下：

丙醛和乙二醇单甲醚反应生成半缩醛和缩醛的反应式如下：

在一种优选的实施方式中，所述脱重塔的操作压力为20～140kPaG，优选40～120kPaG；和/或，所述脱重塔塔顶的操作温度在40～60℃，优选45～55℃。

其中，脱重塔的温度不宜太高，不然会使形成的半缩醛和/或缩醛再发生分解，进而影响塔顶产物的纯度。

在一种优选的实施方式中，所述萃取剂选自含羟基的醇醚，优选自乙二醇甲醚、丙二醇单甲醚、二乙二醇单甲醚、乙二醇叔丁醚、丙二醇丁醚中的至少一种。

其中，含羟基的醇醚因其亲水、亲酮、亲醇和其它氧化物而被作为萃取剂。之所以没有采用醇类溶剂(例如丙二醇)的原因在于，丙二醇在高温下会发生脱水缩合(本发明回收萃取剂时温度较高所以不适合采用丙二醇)，因此，本发明采用含羟基的醇醚。另外，乙二醇单甲醚、丙二醇单甲醚等含羟基的醇醚与环氧丙烷的沸点相差大，也不会形成共沸物，分离回收简单。

在本发明中，在步骤1中，萃取剂从脱重塔上部进入，含羟基的醇醚萃取精馏脱除丙酮、醛、甲醇和水，同时醛、酮和含羟基的醇醚在萃取时也会发生羟醛缩合反应生成重组分缩醛(酮)，因此，萃取段同时也是反应段。

在现有技术中一般都是先在反应器内进行反应，然后再进行脱重处理，即需要两个装置进行羟醛缩合和脱重。但是，本发明不需要反应器，直接在脱重塔内进行羟醛缩合并脱重，节约了能耗并降低了成本，并且在本发明的方法或方式下也可以得到达标的环氧丙烷产品。

在一种优选的实施方式中，在步骤1中，所述萃取剂与所述环氧化合物物流的重量用量比为(0.05～0.80):1，优选为(0.10～0.45):1。

例如，所述萃取剂与所述环氧化合物物流的重量用量比为0.05:1、0.1:1、0.2:1、0.05:1、0.3:1、0.4:1、0.45:1、0.5:1、0.6:1、0.7:1或0.8:1。

其中，图1所示萃取剂2和物流3，首先需要满足萃取精馏最低溶剂比要求，优选同时满足萃取精馏溶剂比要求和羟醛缩合反应化学计量比加和。如果低于以上最低值，醛酮脱除达不到设计要求，特别是醛。

在本发明中，采用过量的萃取剂，原因在于：(1)足够的萃取剂可以促使进料中的醛类、酮类尽量全部发生羟醛缩合；(2)起到萃取的作用，可以较大程度地将水、醇、酮等杂质在环氧化合物中萃取出来；(3)本发明之所以可以采用大量的萃取剂也是因为该萃取剂在后续会被回收纯化，并不会造成浪费。

在一种优选的实施方式中，在步骤1中，所述重组分I包含缩醛和/或缩酮、半缩醛和/或半缩酮、萃取剂、酮类化合物(例如丙酮)、醛类化合物、任选的醇类化合物(例如甲醇)和任选的水。

在一种优选的实施方式中，在步骤1中，在环氧化合物物流进料的下方位置侧线采取富丙酮物料。

其中，如果不进行侧线采丙酮会导致脱重塔内丙酮富集，(1)导致影响塔顶环氧丙烷产品的纯度，即环氧丙烷产品中丙酮的含量较高；(2)富集的丙酮会进行羟醛缩合反应形成半缩醛(酮)，富集丙酮直接采出对分离过程有利，可降低萃取精馏和羟醛缩合反应负荷。

在一种优选的实施方式中，在步骤2中，所述回收塔的塔顶温度为50～110℃，塔釜温度为120～185℃。

在进一步优选的实施方式中，在步骤2中，所述回收塔的塔顶温度为60～100℃，塔釜温度为130～175℃。

例如，所述回收塔的塔顶温度为50℃、60℃、70℃、80℃、90℃、100℃或110℃，塔釜温度为125℃、135℃、145℃、155℃、160℃、170℃或175℃。

其中，本发明中通过提高回收塔的塔操作压力和操作温度，使脱重塔生成的半缩醛(和/或酮)和缩醛(和/或酮)大部分发生分解，重新生成萃取剂和醛酮，醛酮作为轻组分从回收塔塔顶脱除，萃取剂循环利用。具体地，半缩醛(和/或酮)基本可以全部分解，缩醛(和/或酮)部分分解。

所述汽化处理的压力为30～350kPaG，优选为50～250kPaG；和/或，温度为125～200℃，优选为135～180℃。

例如，所述汽化处理的压力为30、50、100、150、200、250、300或350kPaG；和/或，温度为120、130、140、150、160、170、180℃、190或200℃。

其中，在汽化处理的过程中，釜式再沸器是系统温度最高的位置，高温有利于半缩醛(酮)和/或缩醛(酮)分解，回收醇醚重新作为萃取剂，一方面可以促进半缩醛(酮)和/或缩醛(酮)进一步分解，另一方面可以将未分解的半缩醛(酮)和/或缩醛(酮)等比萃取剂沸点高的重组分外排去掉(去后处理如作为燃料)，这样在回收塔的塔顶回收的萃取剂得到了进一步纯化。

本发明利用釜式再沸器作为再沸器，同时利用一次闪蒸的分离性能，这样更节能。

在一种优选的实施方式中，在步骤3中，将回收的萃取剂降温至30～70℃，优选40～60℃，此温度通过理论计算和试验验证，综合考虑冷却介质等因素，为最佳操作温度。

例如，降温至30℃、40℃、50℃、60℃或70℃。

在进一步优选的实施方式中，在步骤3中，依次通过热集成换热与冷却水冷进行所述降温处理。

其中，换热网络及热集成不是本发明的研究对象，以本发明为延伸进行的热集成，均属于本发明的拓展。

在一种优选的实施方式中，在步骤3中，采用固液旋流进行固液分离，去除回收的萃取剂中的絮状和/或纤维状和/或固形杂质。

其中，在环氧丙烷反应和分离过程中，由于有机酸(丙烯环氧化反应过程中生成的有机酸，详见下述分析)的存在，不可避免生成丙二醇低聚物(在有水存在条件下，环氧丙烷和水接触发生水解反应生成丙二醇，在酸和碱存在条件下，会促进水解反应)和金属氧化物或金属盐(金属主要是铁)等无机物的混合物，絮状纤维状杂质，该杂质力度小，自然沉降时间长，分离困难。本发明在对回收的萃取剂进行降温后，通过固液旋流处理脱除其中的絮状和/或纤维状和/或固形杂质后，循环回脱重塔。回收的萃取剂经过固液旋流处理。

丙烯被氧化成甲醛、乙醛，甲醛、乙醛被进一步被氧化成甲酸、乙酸

在环氧化反应器中，微量丙烯被CHP氧化成甲醛、乙醛，随后，二者分别被进一步氧化成甲酸和乙酸。甲醛、乙醛的生产，一方面影响丙烯消耗，另一方面增加产品精制能耗。甲酸、乙酸除了增加丙烯消耗外，还会引起设备腐蚀。这几种杂质均需在PO分离及精制过程中除去。

在本发明中，如果不进行固液分离而直接循环回脱重塔，那么会导致絮状和/或纤维状和/或固形杂质在脱重塔内的累积，导致萃取剂萃取效率下降甚至消失，长时间累积将逐渐堵塞换热器(包括再沸器、冷凝器)，塔板、测量仪表，故障停车。

在现有技术中一般都是将萃取剂外排，但是萃取剂尤其是含羟基的醇醚市场价格较高，如果直接外排回造成大量的浪费、增加成本。而本发明中，可大幅度降低萃取剂的外排量，减少萃取剂损失，有效地降低了成本。

在一种优选的实施方式中，在步骤3中，进行所述固液分离后固体的脱除率达到99.0％。

可根据企业操作方式采用间歇补充或连续补充新鲜萃取剂，无论那种方式，补充的新鲜萃取剂和净化后的循环萃取剂相比，都是少量或微量的，除非产生大量的絮状物质，需要大量外排，才需要补充大量的萃取剂，本发明就是为了解决此问题。

本发明目的之二在于提供一种环氧化合物物流的纯化系统，所述系统包括：

脱重塔，用于进行萃取精馏，脱除杂质；

回收塔，用于回收萃取剂；

固液分离装置，用于纯化回收的萃取剂。

在一种优选的实施方式中，在所述脱重塔的上部设置有萃取剂进口，下部设置有待处理物料进口。

其中，本发明中所述待处理物料为环氧化合物物流。

在进一步优选的实施方式中，在所述脱重塔的顶部设置有产品出口，在所述脱重塔的底部设置有重组分出口I，在所述脱重塔的下部设置有侧线采出口。

其中，所述产品出口用于采出环氧化合物产品，所述重组分出口I用于采出所述重组分物料I，所述侧线采出口用于采出富丙酮、防止丙酮在塔内聚集。

在更进一步优选的实施方式中，所述侧线采出口位于所述待处理物料进口的下方。

在一种优选的实施方式中，在所述回收塔的中部设置有待回收物料进口，在所述回收塔的顶部设置有轻组分出口I，在所述回收塔的塔底设置有回收萃取剂出口。

在进一步优选的实施方式中，所述待回收物料进口与脱重塔的重组分出口I连接。

在一种优选的实施方式中，在所述回收塔的塔釜设置有萃取剂再生器和至少一台再沸器(用于正常再沸器、维持脱重塔的正常运行)，其中，所述萃取剂再生器用于对塔釜物料进行汽化处理(或用于对萃取剂进行再生)。

其中，所述回收塔的塔底、所述萃取剂再生器和所述回收塔的中下部形成循环，具体地，回收塔的塔釜液进入所述萃取剂再生器，经汽化处理后轻组分(再生后的萃取剂)循环回回收塔、重组分(比萃取剂重的组分，例如缩醛和/或酮、低聚物等)自所述萃取剂底部外排去后处理如作为燃料。

在进一步优选的实施方式中，所述再沸器为强制循环型再沸器，所述萃取剂再生器为釜式再沸器。

在一种优选的实施方式中，所述回收塔的塔底与所述固液分离装置连接。

在进一步优选的实施方式中，在所述回收塔与所述固液分离装置之间设置有换热器和/或冷却器。

在更进一步优选的实施方式中，所述固液分离装置与所述脱重塔连接，优选与所述脱重塔的萃取剂进口连接，用于纯化后的萃取剂循环回脱重塔内。

在一种优选的实施方式中，所述固液分离装置为旋流装置，在所述旋流装置的底部设置有固相杂质出口，用于分离出回收的萃取剂中的絮状和/或纤维状和/或固形杂质，脱除率可以达到99.0％。

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文中具体公开。在下文中，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，这也应被视为在本文中具体公开。

与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：

(1)本发明所述方法和系统可以有效脱除环氧化合物中的醛类化合物、酮类化合物、水和醇类化合物等杂质；

(2)本发明所述方法和系统可以高效回收所用萃取剂，实现循环利用，大大降低了成本。

附图说明

图1示出本发明所述系统一种实施方式的结构示意图，其中脱重塔为板式塔，其中没有填料和催化剂；

图2示出本发明所述系统另一种实施方式的结构示意图，其中脱重塔为填料塔，且填料和催化剂混合装填(优选捆装)。

附图标记说明：

A-脱重塔，B-回收塔，C-塔釜再沸器，D-萃取剂再生器，E-换热器，F-冷却器，G-固液分离器。

1-补充萃取剂，2-脱重塔萃取剂进料，3-环氧化合物物流，4-环氧化合物产品，5-酮类化合物，6-重组分物料I，7-包含酮类化合物(例如丙酮)、醛类化合物、任选的水和任选的甲醇的轻组分物料I，8-轻组分物料II，9-重组分物料II，10-回收的萃取剂，11-换热介质进料，12-换热介质出料，13-循环冷却水上水，14-循环冷却水回水，15-絮状和/或纤维状和/或固形杂质，16-净化后的循环萃取剂。

以图1为例：

(1)将萃取剂2和环氧化合物物流3分别自所述脱重塔A的上部和下部引入，经过处理后在所述脱重塔A的顶部采出环氧化合物产品4、底部采出重组分物料I 6、下部侧线采出酮类化合物物料5(例如丙酮)；在脱重塔内，萃取精馏脱除酮类化合物(例如丙酮)、醛类化合物(例如丙醛和/或甲醛)、醇类化合物(例如甲醇)和水，同时醛、酮、醇和萃取剂在萃取段发生羟醛缩合反应生成重组分缩醛(酮)、也有少部分半缩醛(酮)，因此，萃取段同时也是反应段。

(2)将所述重组分物料I 6引入所述回收塔B内，经过处理后自塔顶采出包含酮类化合物(例如丙酮)、醛类化合物、任选的水和任选的甲醇的轻组分物料I 7；同时，对所述回收塔B的塔底引出物料进行汽化处理分别得到重组分物料II 9和轻组分物料II 8，所述重组分物料II 9外排、所述轻组分物料II 8循环回自所述回收塔内，并自所述回收塔B的塔底回收萃取剂；

(3)回收的萃取剂10依次经过换热器和冷却器进行降温处理，然后进入固液分离器进行固液分离脱除絮状和/或纤维状和/或固形杂质15，净化后的循环萃取剂16与补充的新鲜萃取剂1混合形成萃取剂2、进入脱重塔A内。

具体实施方式

下面结合具体附图及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。

另外需要说明的是，在以下具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，由此而形成的技术方案属于本说明书原始公开内容的一部分，同时也落入本发明的保护范围。

实施例与对比例中采用的原料，如果没有特别限定，那么均是现有技术公开的，例如可直接购买获得或者根据现有技术公开的制备方法制得。

【实施例1】

采用图1所示系统进行。

在该实施例1中，需要处理的环氧化合物物流组成如表1所示：

表1：

组分	质量组成
		水	0.1598％
甲醇	0.0697％
		乙醛	0.0755％
丙酮	0.0436％
		丙醛	0.1453％
PO	98.7941％
		甲酸甲酯	0.5811％
C5～C6烃类	0.1162％
		乙苯或异丙苯等重组分	0.0145％

在该实施例1中，萃取剂采用EGME乙二醇甲醚。

(1)将萃取剂2和环氧化合物物流3分别自所述脱重塔A的上部和下部引入，经过处理后在所述脱重塔A的顶部采出环氧化合物产品4、底部采出重组分物料I 6、下部侧线采出酮类化合物物料5(例如丙酮)；在脱重塔内，萃取精馏脱除酮类化合物(例如丙酮)、醛类化合物(例如丙醛和/或甲醛)、醇类化合物(例如甲醇)和水，同时醛、酮、醇和萃取剂在萃取段发生羟醛缩合反应生成重组分缩醛(酮)、也有少部分半缩醛(酮)，因此，萃取段同时也是反应段。

(2)将所述重组分物料I 6引入所述回收塔B内，经过处理后自塔顶采出包含酮类化合物(例如丙酮)、醛类化合物、任选的水和任选的甲醇的轻组分物料I 7；同时，对所述回收塔B的塔底引出物料进行汽化处理(于釜式再沸器内进行)分别得到重组分物料II 9和轻组分物料II 8，所述重组分物料II 9外排、所述轻组分物料II 8循环回自所述回收塔内，并自所述回收塔B的塔底回收萃取剂；

(3)回收的萃取剂10依次经过换热器和冷却器进行降温处理至50℃，然后进入固液分离器进行固液分离脱除絮状和/或纤维状和/或固形杂质15，净化后的循环萃取剂16与补充的新鲜萃取剂1混合形成萃取剂2、进入脱重塔A内。

其中：

萃取剂物流2中乙二醇单甲醚质量组成99.7900％，丙二醇(分离过程中环氧丙烷水解产生的)等重组分杂质0.1000％，水0.1100％；

萃取剂2与环氧化合物物流3的重量流量比为0.25:1.0；

脱重塔塔顶操作压力在45kPaG，塔顶操作温度在45℃；

回收塔塔顶操作温度在77℃，塔釜操作温度在133℃；

釜式再沸器的压力为30kPaG，温度为136℃；

回收的萃取剂经过固液旋流处理，絮状纤维状杂质脱除率达到99.05％，萃取剂EGME的损失率0.445％。

在该实施例1中，得到的环氧丙烷产品的组成如表2所示：

表2

组分	质量组成
		水	0.0044％
甲醇	0.0147％
		乙醛	0.0029％
丙酮	0.0000％
		丙醛	0.0015％
PO	99.3337％
		甲酸甲酯	0.5282％
C5～C6烃类	0.1144％
		乙苯或异丙苯等重组分	0.0002％

在该实施例中，乙醛的去除率达到96.16％，丙醛的去除率达到98.97％，丙酮的去除率达到100％。

【实施例2】

重复实施例1的过程，区别在于以下：

在该实施例2中，需要处理的环氧化合物物流组成如表3所示：

表3：

组分	质量组成
		水	0.1453％
甲醇	0.0727％
		乙醛	0.0814％
丙酮	0.0465％
		丙醛	0.1395％
PO	98.8228％
		甲酸甲酯	0.5522％
C5～C6烃类	0.1221％
		乙苯或异丙苯等重组分	0.0174％

萃取剂物流2中乙二醇单甲醚质量组成99.7800％，丙二醇等重组分杂质0.1100％，水0.1100％；

萃取剂2与环氧化合物物流3的重量流量比为0.23:1.0；

回收的萃取剂经过固液旋流处理，絮状纤维状杂质脱除率达到99.05％，萃取剂EGME的损失率0.45％。

在该实施例2中，得到的环氧丙烷产品的组成如表4所示：

表4：

在该实施例中，乙醛的去除率达到96.07％，丙醛的去除率达到98.71％，丙酮的去除率达到100％。

【实施例3】

重复实施例1的过程，区别在于以下：

在该实施例3中，需要处理的环氧化合物物流组成如表5所示：

表5：

组分	质量组成
		水	0.1308％
甲醇	0.0668％
		乙醛	0.0872％
丙酮	0.0523％
		丙醛	0.1598％
PO	98.8027％
		甲酸甲酯	0.5521％
C5～C6烃类	0.1308％
		乙苯或异丙苯等重组分	0.0174％

萃取剂物流2中乙二醇单甲醚质量组成99.7850％，丙二醇等重组分杂质0.1050％，水0.1100％；

萃取剂2与环氧化合物物流3的重量流量比为0.25:1.0；

脱重塔塔顶操作压力在60kPaG，塔顶操作温度在47℃；

回收塔塔顶操作温度在85℃，塔釜操作温度在142℃；

釜式再沸器的压力为66kPaG，温度为145℃；

回收的萃取剂经过固液旋流处理，絮状纤维状杂质脱除率达到99.1％，萃取剂EGME损失率0.44％。

在该实施例3中，得到的环氧丙烷产品的组成如表6所示：

表6：

组分	质量组成
		水	0.0040％
甲醇	0.0141％
		乙醛	0.0028％
丙酮	0.0000％
		丙醛	0.0016％
PO	99.3199％
		甲酸甲酯	0.5285％
C5～C6烃类	0.1291％
		乙苯或异丙苯等重组分	0.0000％

在该实施例中，乙醛的去除率达到96.79％，丙醛的去除率达到99.00％，丙酮的去除率达到100％。

【实施例4】

重复实施例1的过程，区别在于以下：

在该实施例4中，需要处理的环氧化合物物流组成如表7所示：

表7：

萃取剂物流2中乙二醇单甲醚质量组成99.7950％，丙二醇等重组分杂质0.0950％，水0.1100％；

萃取剂2与环氧化合物物流3的重量流量比为0.25:1.0；

脱重塔塔顶操作压力在80kPaG，塔顶操作温度在51℃；

回收塔塔顶操作温度在89℃，塔釜操作温度在145℃；

釜式再沸器的压力为80kPaG，温度为148℃；

回收的萃取剂经过固液旋流处理，絮状纤维状杂质脱除率达到99.15％，萃取剂EGME损失率0.435％。

在该实施例4中，得到的环氧丙烷产品的组成如表8所示：

表8：

在该实施例中，乙醛的去除率达到96.93％，丙醛的去除率达到98.62％，丙酮的去除率达到100％。

【实施例5】

重复实施例1的过程，区别在于以下：

在该实施例5中，需要处理的环氧化合物物流组成如表9所示：

表9：

组分	质量组成
		水	0.1744％
甲醇	0.0872％
		乙醛	0.0872％
丙酮	0.0523％
		丙醛	0.1598％
PO	98.8130％
		甲酸甲酯	0.5522％
C5～C6烃类	0.1744％
		乙苯或异丙苯等重组分	0.0174％

萃取剂物流2中乙二醇单甲醚质量组成99.6700％，丙二醇等重组分杂质0.2200％，水0.1100％；

萃取剂2与环氧化合物物流3的重量流量比为0.25:1.0；

脱重塔塔顶操作压力在60kPaG，塔顶操作温度在47℃；

回收塔塔顶操作温度在80℃，塔釜操作温度在138.5℃；

釜式再沸器的压力为53kPaG，温度为142℃；

回收的萃取剂经过固液旋流处理，絮状纤维状杂质脱除率达到99.0％，萃取剂EGME的损失率0.45％。

在该实施例5中，得到的环氧丙烷产品的组成如表10所示：

表10：

组分	质量组成
		水	0.0053％
甲醇	0.0176％
		乙醛	0.0038％
丙酮	0.0000％
		丙醛	0.0020％
PO	99.2704％
		甲酸甲酯	0.5279％
C5～C6烃类	0.1730％
		乙苯或异丙苯等重组分	0.0000％

在该实施例中，乙醛的去除率达到95.64％，丙醛的去除率达到98.75％，丙酮的去除率达到100％。

【实施例6】

重复实施例1的过程，区别在于以下：

在该实施例6中，需要处理的环氧化合物物流组成如表11所示：

表11：

萃取剂物流2中乙二醇单甲醚质量组成99.8000％，丙二醇等重组分杂质0.1000％，水0.1000％；

萃取剂2与环氧化合物物流3的重量流量比为0.23:1.0；

脱重塔顶操作压力在140kPaG，塔顶操作温度在62℃；

回收塔顶操作温度在96℃，塔釜操作温度在152℃；

釜式再沸器的压力为122kPaG，温度为155℃；

回收的萃取剂经过固液旋流处理，絮状纤维状杂质脱除率达到99.2％，萃取剂EGME损失率0.43％。

在该实施例5中，得到的环氧丙烷产品的组成如表12所示：

表12：

组分	质量组成
		水	0.0038％
甲醇	0.0117％
		乙醛	0.0023％
丙酮	0.0000％
		丙醛	0.0021％
PO	99.3370％
		甲酸甲酯	0.5286％
C5～C6烃类	0.1145％
		乙苯或异丙苯等重组分	0.0000％

在该实施例中，乙醛的去除率达到96.04％，丙醛的去除率达到98.19％，丙酮的去除率达到100％。

【实施例7】

重复实施例3的过程，原料进料与实施例3相同，区别在于以下：

采用图2所示系统，脱重塔内填充有填料和催化剂，其中，填料为规整金属波纹，催化剂为固体酸(VO)₂P₂0₇，固体酸催化剂封装在在规整波纹填料，装填量为波纹填料孔隙率的15％。

萃取剂物流2中乙二醇单甲醚质量组成99.8100％，丙二醇等重组分杂质0.0900％，水0.1000％；

萃取剂2与环氧化合物物流3的重量流量比为0.30:1.0；

脱重塔塔顶操作压力在120kPaG，塔顶操作温度在59℃；

回收塔塔顶操作温度在108℃，塔釜操作温度在166℃；

釜式再沸器的压力为220kPaG，温度为170℃；

回收的萃取剂经过固液旋流处理，絮状纤维状杂质脱除率达到99.2％，萃取剂EGME损失率0.42％；

在该实施例7中，得到的环氧丙烷产品的组成如表13所示：

表13：

组分	质量组成
		水	0.0040％
甲醇	0.0006％
		乙醛	0.0006％
丙酮	0.0000％
		丙醛	0.0003％
PO	99.3371％
		甲酸甲酯	0.5286％
C5～C6烃类	0.1288％
		乙苯或异丙苯等重组分	0.0000％

在该实施例中，乙醛的去除率达到99.31％，丙醛的去除率达到99.81％，丙酮的去除率达到100％。

【对比例1】

重复实施例7的过程，区别在于：采用丙三醇作为萃取剂。

发明人经过试验发现，丙三醇作为环氧丙烷体系萃取剂不合适，其沸点高达290℃，会导致环氧丙烷聚合生成环氧丙烷聚合物，造成环氧丙烷损失率大幅度增加。

【对比例2】

重复实施例7的过程，区别在于：在脱重塔内没有进行侧线采出丙酮。

结果如表14所示：

表14

组分	质量组成
		水	0.0038％
甲醇	0.0008％
		乙醛	0.0010％
丙酮	0.0005％
		丙醛	0.0008％
PO	99.3358％
		甲酸甲酯	0.5282％
C5～C6烃类	0.1284％
		乙苯或异丙苯等重组分	0.0000％

在该实施例中，乙醛的去除率达到98.85％，丙醛的去除率达到99.50％，丙酮的去除率达到99.04％，分离能耗增加约5％。

以上结合具体实施方式和范例性实例对本发明进行了详细说明，不过这些说明并不能理解为对本发明的限制。本领域技术人员理解，在不偏离本发明精神和范围的情况下，可以对本发明技术方案及其实施方式进行多种等价替换、修饰或改进，这些均落入本发明的范围内。本发明的保护范围以所附权利要求为准。

Claims (13)

1.一种环氧化合物物流的纯化方法，包括：

(1)对所述环氧化合物物流进行萃取精馏脱除其中的杂质，得到环氧化合物产品与含杂质的萃取剂；

(2)对步骤(1)所述含杂质的萃取剂进行回收处理，得到回收的萃取剂；

(3)对步骤(2)回收的萃取剂进行固液分离，得到净化后的循环萃取剂，循环回步骤(1)中；

其中，在步骤(3)之后步骤(1)之前任选地补充新鲜萃取剂。

2.根据权利要求1所述的纯化方法，其特征在于，所述环氧化合物物流中包含环氧化合物、酮类化合物、醛类化合物、任选的水、任选的醇类化合物、任选的酯类化合物、任选的烃类化合物和任选的重组分；

优选地，步骤1于脱重塔内进行：将萃取剂和环氧化合物物流分别自所述脱重塔的上部和下部引入，经过处理后在所述脱重塔的顶部采出环氧化合物产品、底部采出重组分物料I、下部侧线采出酮类化合物物料；和/或，

优选地，步骤2于回收塔内进行：将所述重组分物料I引入所述回收塔内，经过处理后自塔顶采出包含酮类化合物、醛类化合物、任选的水和任选的甲醇的轻组分物料I；同时，对所述回收塔的塔底引出物料进行汽化处理分别得到重组分物料II和轻组分物料II，所述重组分物料II外排、所述轻组分物料II循环回所述回收塔内，并自所述回收塔的塔底回收萃取剂；和/或，

优选地，步骤3如下进行：对回收的萃取剂依次进行降温处理和固液分离，得到净化后的循环萃取剂，所述净化后的循环萃取剂与补充的新鲜萃取剂分别或混合后进入步骤1所述脱重塔内，实现萃取剂的循环利用。

3.根据权利要求1所述的纯化方法，其特征在于，在所述环氧化合物物流中，所述环氧化合物选自C3～C6的环氧化合物，和/或，所述醛类化合物选自甲醛、乙醛和丙醛中的至少一种，和/或，所述酮类化合物为丙酮，和/或，所述醇类化合物为C1～C3的醇类；

优选地，以所述环氧化合物物流总重100％计，酮类化合物的含量为0.001～2％，醛类化合物的含量为0.001～2％，水的含量为0～8％，醇类化合物的含量为0～3％，酯类化合物为0～2％，烃类化合物为0～1％，重组分为0～0.5％。

4.根据权利要求2所述的纯化方法，其特征在于，在所述脱重塔内任选地装填有催化剂和/或填料；

优选地，所述催化剂选自固体酸催化剂、碱性催化剂和酸-碱催化剂中的至少一种；和/或，所述填料选自孔板波纹、丝网波纹、高通量、网孔波纹填料中的至少一种。

5.根据权利要求2所述的纯化方法，其特征在于，所述萃取剂选自含羟基的醇醚，优选自乙二醇甲醚、丙二醇单甲醚、二乙二醇单甲醚、乙二醇叔丁醚、丙二醇丁醚中的至少一种；

优选地，在步骤1中，所述萃取剂与所述环氧化合物物流的重量用量比为(0.05～0.80):1，优选为(0.10～0.45):1。

6.根据权利要求2所述的纯化方法，其特征在于，步骤1中，在环氧化合物物流进料的下方位置侧线采取富丙酮物料。

7.根据权利要求2所述的纯化方法，其特征在于，

所述脱重塔的操作压力为20～140kPaG，优选40～120kPaG；和/或，所述脱重塔塔顶的操作温度在40～60℃，优选45～55℃；和/或，

所述回收塔的塔顶温度为50～110℃，塔釜温度为120～185℃；优选地，所述回收塔的塔顶温度为60～100℃，塔釜温度为130～175℃；和/或，

所述汽化处理的压力为30～350kPaG，优选为50～250kPaG；和/或，温度为125～200℃，优选为135～180℃。

8.根据权利要求2所述的纯化方法，其特征在于，

在步骤3中，将回收的萃取剂降温至30～70℃，优选40～60℃；和/或，

在步骤3中，采用固液旋流进行固液分离。

9.一种环氧化合物物流的纯化系统，所述系统包括：

脱重塔，用于进行萃取精馏，脱除杂质；

回收塔，用于回收萃取剂；和，

固液分离装置，用于纯化回收的萃取剂。

10.根据权利要求9所述的纯化系统，其特征在于，

在所述脱重塔的上部设置有萃取剂进口，下部设置有待处理物料进口；和/或，

在所述脱重塔的顶部设置有产品出口，底部设置有重组分出口I，下部设置有侧线采出口；优选地，所述侧线采出口位于所述待处理物料进口的下方。

11.根据权利要求9所述的纯化系统，其特征在于，在所述回收塔的中部设置有待回收物料进口，顶部设置有轻组分出口I，塔底设置有回收萃取剂出口；优选地，所述待回收物料进口与脱重塔的重组分出口I连接。

12.根据权利要求9所述的纯化系统，其特征在于，在所述回收塔的塔釜设置有萃取剂再生器和至少一台再沸器，其中，所述萃取剂再生器用于对塔釜物料进行汽化处理；优选地，所述再沸器为强制循环型再沸器，所述萃取剂再生器为釜式再沸器。

13.根据权利要求9～12之一所述的纯化系统，其特征在于，所述回收塔的塔底与所述固液分离装置连接；

优选地，在所述回收塔与所述固液分离装置之间设置有换热器和/或冷却器；

更优选地，所述固液分离装置与所述脱重塔连接，优选与所述脱重塔的萃取剂进口连接，用于纯化后的萃取剂循环回脱重塔内。

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