CN116023229A - 一种纯化异丙苯物料的方法、系统及纯化后的异丙苯 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种纯化异丙苯物料的方法、系统及纯化后的异丙苯，一种纯化异丙苯物料的方法，所述方法包括：(1)先将异丙苯物料引入回收塔内，塔顶引出轻组分，塔釜外排重组分；(2)向塔顶引出的轻组分中加入水和/或水蒸气，静置分相并取有机相I；(3)对所述有机相I进行碱洗和/或水洗。所述异丙苯物料来自CHP法制备环氧丙烷的氢解单元；在步骤(3)中，对所述有机相I进行碱洗取有机相II，再对所述有机相II进行水洗，部分水洗后有机相循环至回收塔内，其余水洗后有机相采出得到纯化后的异丙苯。利用本发明所述方法或系统纯化后的异丙苯较为纯净，进行氧化反应时具有更高的转化率和选择性。

Description

一种纯化异丙苯物料的方法、系统及纯化后的异丙苯

技术领域

本发明属于异丙苯纯化工艺，尤其涉及一种纯化异丙苯物料的方法、系统及纯化后的异丙苯。

背景技术

环氧丙烷(Propylene Oxide，简称PO)是一种重要的有机化工原料，主要用于生产聚醚多元醇、丙二醇、丙二醇醚等，其中聚醚多元醇消费比例约占70％左右。目前，PO商业化生产方法主要有氯醇法，共氧化法(PO/SM)以及过氧化异丙苯循环法(CHP)。CHP工艺具有以下优点：整个工艺的转化率与选择性非常高，产物只有PO，异丙苯在系统内循环，不受副产物苯乙烯价格波动的影响，可以为生产企业带来稳定的经济效益；该工艺流程相对简单，固定投资比PO/SM法低1/3，而且CHP工艺对设备防腐要求也比较低。CHP法生产环氧丙烷技术中，丙烯环氧化过程中生成大量的α,α-二甲基苄醇(DMBA)，需要通过氢解反应生成异丙苯，重新参与反应循环。

本世纪初，日本住友化学公司开发出CHP作氧化剂生产PO的新工艺，主要包括异丙苯氧化、丙烯环氧化、丙烯回收和PO精制、α,α-二甲基苄醇氢解及有害杂质分离等工序。该工艺具有以下优点：整个工艺的转化率与选择性非常高；产物只有PO，没有联产产物，不受副产物价格波动的影响，可以为生产商带来更稳定的经济效益，该工艺流程相对与乙苯共氧化法来说相对简单，且对设备防腐要求较低。

但是，丙烯环氧化反应存在诸多副反应如下：CHP分解生成苯酚和丙酮：在环氧化反应器中，微量CHP发生分解生成苯酚和丙酮。有机酸的存在，或过高的反应温度都会促进CHP分解为苯酚和丙酮。苯酚的存在会进一步促进PO的聚合，丙酮的存在会降低PO的纯度。因此，要严格控制异丙苯氧化的深度和环氧化反应的温度，控制有机酸的生成，避免生成过多的苯酚和丙酮。

PO水解生成丙二醇，丙二醇聚合成低分子量的聚醚多元醇：微量PO与水会发生水解反应生成丙二醇，丙二醇发生聚合反应生成低聚物。水、苯酚以及丙二醇的存在，会促进PO聚合物的生成，这也是影响PO选择性的主要副产物。PO低聚物的生成不仅增加丙烯消耗，而且由于其对催化剂表面的覆盖，使催化剂的活性降低。降低物料中水的含量，能够显著减少PO低聚物的生成。

CHP分解成苯乙酮和甲醇：在环氧化反应器中微量的CHP会热分解成苯乙酮和甲醇，甲醇会进一步氧化成甲醛，甚至甲酸。苯乙酮作为重组份在回收塔中脱除；甲醇、甲醛和甲酸的生成增加了PO产品分离难度。

DMBA分解成α-甲基苯乙烯(AMS)和水：

在环氧化反应器中，少量DMBA会分解成AMS和水，AMS在后续DMBA氢解反应器中被加氢转化成异丙苯。

CHP与DMBA缩合生成过氧化二异丙苯：在环氧化反应和精馏过程中，微量的CHP会与DMBA缩合生成过氧化二异丙苯，该物质的生成影响CHP的有效利用率，增加异丙苯的消耗。

过氧化物促进异丙苯生成并异丙苯(联枯)：过氧化物如过氧化二异丙苯等是有效的自由基引发剂，在受热的情况下可以使异丙苯生成苯异丙基自由基，并进一步二聚得到并异丙苯(联枯)。在这个过程中过氧化二异丙苯会消耗转变为DMBA，因此并异丙苯的生成量与过氧化物的量相当，过氧化物被消耗完并异丙苯就不再生成。

住友化学公司专利CN 109415331A中，将α,α-二甲基苄醇氢解分为两步，α,α-二甲基苄醇脱水得到α-甲基苯乙烯(脱水反应)，随后，α-甲基苯乙烯与氢气反应生成异丙苯(氢化反应)。脱水催化剂优选活性氧化铝，氢化催化剂优选Cu类或Pd类催化剂。为降低床层入口温度与热点之间的温差，其选用CO来降低氢气浓度，并可起到抑制催化剂活性的效果，可抑制苄醇过加氢的问题，但CO浓度过低会降低异丙苯选择性，过高则会导致催化剂的中毒。日本专利JP2001-270880A和2003-081886A报道了采用铜基催化剂催化α,α-二甲基苄醇氢解制异丙苯的技术，因二甲基苄醇氢解活化能较高，异丙苯收率较低。美国专利US7442843提出了一种生成异丙苯的工艺过程，该技术采用钯基催化剂，通过α,α-二甲基苄醇和氢气为原料，通过氢解或脱水加氢生产异丙苯，使用的氢气中含有0.1～10v％的CO，可明显提高二甲基苄醇的转化率和异丙苯选择性。

间接氢解机理：采用酸性载体负载加氢金属的双功能催化剂，主导氢解反应的为间接氢解机理。DMBA首先在催化剂的酸性中心上发生脱水生成AMS，而后AMS在催化剂的金属中心上加氢反应生成异丙苯，反应过程如下所示：

苄醇氢解或脱水加氢生产异丙苯的产物中，除主要含有异丙苯外，还含有少量的有机酸、丙酮、1,2-丙二醇、丙二醇醚、苯酚、水等含氧化合物，其中甲酸、乙酸、丙酸等有机酸、丙酮沸点远低于异丙苯，全部进入回收塔顶，1,2-丙二醇、丙二醇醚和异丙苯形成二元低沸点共沸物也进入回收塔顶，塔釜主要二丙二醇、三丙二醇、苯乙醇甲基苄醇、并异丙苯、胶质等重组分，苯酚沸点低于塔釜重组分沸点，也会绝大部分进入塔顶，如果对有机酸、苯酚、醇类、醚类等杂质，不加以脱除，对下游异丙苯氧化单元氧化反应有不利影响，会降低异丙苯氧化反应转化率和选择性，其中苯酚的影响最大。因此，对回收异丙苯进行处理是非常有必要的。

发明内容

为了克服现有技术中存在的问题，本发明提供了一种纯化异丙苯物料的方法、系统和纯化后的异丙苯，其中，先对异丙苯物料进行脱重处理，然后再碱洗和水洗，得到纯化后的异丙苯，在将其循环回反应系统时可以明显提高氧化反应转化率和选择性。

本发明的目的之一在于提供一种纯化异丙苯物料的方法，所述方法包括：

(1)先将异丙苯物料引入回收塔内，塔顶引出轻组分，塔釜外排重组分；

(2)向塔顶引出的轻组分中加入水和/或水蒸气，静置分相并取有机相I；

(3)对所述有机相I进行碱洗和/或水洗。

在一种优选的实施方式中，所述异丙苯物料来自CHP法制备环氧丙烷的α,α-二甲基苄醇(DMBA)脱水加氢(简称氢解)单元。

在进一步优选的实施方式中，分离α,α-二甲基苄醇氢解产物中的氢气和游离水后得到所述异丙苯物料，具体地，如果直接进行碱洗，那么轻组分中有机酸、苯酚等与碱液的接触机会少、停留时间短、反应效果差。

在一种优选的实施方式中，所述异丙苯物料中含有异丙苯、有机酸、丙酮、1,2-丙二醇、苯酚、苯乙酮、水、乙苯、α-甲基苯乙烯、二丙二醇、三丙二醇和醇醚。

在进一步优选的实施方式中，在所述异丙苯物料中，异丙苯的含量为80～99％，有机酸的含量为0.001～0.1％，丙酮的含量为0.001～0.1％，1,2-丙二醇的含量为0.001～0.08％，苯酚的含量为0.01～1％，苯乙酮的含量为0.1～2％，水的含量为0.001～0.05％，乙苯的含量为0.05～2％，α-甲基苯乙烯的含量为0.005～0.5％，多丙二醇和醇醚的总含量为0.01～1％。

在更进一步优选的实施方式中，在所述异丙苯物料中，异丙苯的含量96～99％，有机酸的含量为0.001～0.01％，丙酮的含量为0.0030～0.02％，1,2-丙二醇的含量为0.005～0.02％，苯酚的含量为0.05～0.3％，苯乙酮的含量为0.3～1.1％，水的含量为0.005～0.025％，乙苯的含量为0.1～0.8％，α-甲基苯乙烯的含量为0.001～0.01％，多丙二醇和醇醚的总含量为0.05～0.5％。

例如，在所述异丙苯物料中，异丙苯的含量为80％、85％、90％、95％或99％，有机酸的含量为0.001％、0.002％、0.003％、0.004％、0.005％、0.006％、0.007％、0.008％、0.009％、0.01％、0.05％、0.08％或0.1％，丙酮的含量为0.001％、0.002％、0.003％、0.004％、0.005％、0.006％、0.007％、0.008％、0.009％、0.01％、0.05％、0.08％或0.1％，1,2-丙二醇的含量为0.001％、0.002％、0.003％、0.004％、0.005％、0.006％、0.007％、0.008％、0.009％、0.01％、0.05％或0.08％，苯酚的含量为0.01％、0.02％、0.03％、0.04％、0.05％、0.06％、0.07％、0.08％、0.09％、0.1％、0.5％、0.8％或1％，苯乙酮的含量为0.1％、0.5％、0.8％、1％、1.2％、1.5％、1.8％或2％、，水的含量为0.001％、0.005％、0.01％、0.015％、0.02％、0.025％、0.03％、0.035％、0.04％、0.045％或0.05％，乙苯的含量为0.05％、0.1％、0.3％、0.5％、0.8％、1％、1.2％、1.5％、1.8％或2％，α-甲基苯乙烯的含量为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％或0.5％，多丙二醇和醇醚的总含量为0.01％、0.05％、0.1％、0.2％、0.3％、0.4％、0.5％、0.6％、0.7％、0.8％、0.9％或1％。

在本发明中，所述有机酸包括甲酸、乙酸和丙酸中的至少一种，所述多丙二醇选自二丙二醇、三丙二醇中的至少一种，所述醇醚选自丙二醇醚、二丙二醇甲醚、三丙二醇甲醚中的至少一种。

在一种优选地实施方式中，在步骤(1)中，回收塔的塔顶操作压力-50～-100kPaG，塔顶操作温度50～120℃，塔釜操作温度120～180℃。

在进一步优选的实施方式中，在步骤(1)中，回收塔的塔顶操作压力-80～-95kPaG，塔顶操作温度70～105℃，塔釜操作温度140～160℃。

例如，在步骤(1)中，回收塔的塔顶操作压力-50、-60、-70、-80、-90或-100kPaG，塔顶操作温度50℃、60℃、70℃、80℃、90℃、100℃、110℃或120℃，塔釜操作温度120℃、130℃、140℃、150℃、160℃、170℃或180℃。

其中，在所述回收塔内可以去除一些重组分杂质，然后在塔顶得到包含异丙苯的轻组分。

也可以采用两塔工艺流程(两个回收塔)，提高高压回收塔压力(例如-50kPaG)，塔釜异丙苯保持一定浓度，塔顶气冷凝副产低压蒸汽，水蒸气或水喷入冷凝液中，塔釜物料进入低压回收塔(例如-10kPaG)，塔釜脱重，塔顶含有异丙苯物料循环至高压回收塔，可以节省能量。

在一种优选的实施方式中，所述回收塔为填料塔。

在本发明中，由于异丙苯物料中含有丙二醇、二丙二醇、三丙二醇、其它重组分(如AMS聚合物)等热敏物质，回收塔优选填料塔，压降低，塔釜温度尽量低，塔釜采用强制循环，塔釜再沸器采用降膜式再沸器，降低塔釜停留时间，防止发生聚合分解等化学反应，生成更重的组分。

在进一步优选的实施方式中，所述回收塔采用强制循环。

在更进一步优选地实施方式中，在所述回收塔的塔釜设置有再沸器，所述再沸器采用降膜式再沸器。

在一种优选的实施方式中，在步骤(2)中，所述水和/或水蒸气与所述轻组分的质量流量之比为(0.1～5):100。

其中，向塔顶引出的轻组分中加入水和/或水蒸气可以溶解其中的水溶性组分如含氧化合物，有利于回流罐分相，及后续碱洗水洗过程。

例如，在步骤(2)中，所述水和/或水蒸气与所述轻组分的质量流量之比为0.1:100、0.2:100、0.5:100、0.8:100、1:100、1.2:100、1.5:100、1.8:100、2:100、2.5:100、3:100、3.5:100、4:100、4.5:100或5:100。

在进一步优选的实施方式中，在步骤(2)中，所述水和/或水蒸气与所述轻组分的质量流量之比为(0.5～2):100。

其中，由于异丙苯物料中的1,2-丙二醇的沸点明显高于异丙苯，本领域一般技术人员一般都认为在回收塔时就可以将1,2-丙二醇当做重组分去除。但是，发明人经过大量实验发现，1,2-丙二醇在回收塔的塔顶物料出现，热力学分析原因加中试实验后发现，1,2-丙二醇会与异丙苯发生共沸，导致1,2-丙二醇与异丙苯形成低沸点共沸物一起自塔顶出来。另外，1,2-丙二醇醚(例如丙二醇甲醚)也会与异丙苯发生共沸，自塔顶采出。

同时，发明人经过实验发现，1,2-丙二醇和/或其醚与异丙苯共沸后形成的混合物冷却后可发生液液分相，因此，可利用廉价的自然沉降等手段将1,2-丙二醇和/或其醚从异丙苯中分离。

其中，如果不向塔顶轻组分中加水，那么1,2-丙二醇和/或其醚分离效率降低，因为1,2-丙二醇是水溶性物质，且醇醚类如丙二醇单甲醚含有羟基和醚键，既亲油又亲水，直接碱洗和水洗，将导致溶液乳化，碱洗水洗效果变差。

另外，先向塔顶轻组分中加水和/或水蒸气可以促进其中的有机酸、丙酮、1,2-丙二醇、丙二醇醚、苯酚等含氧化合物溶解至水中，强化异丙苯中含氧化合物的溶解过程。

在一种优选的实施方式中，在步骤(2)中，向塔顶引出的轻组分中加入水和/或水蒸气后进行降温处理，然后静置分相并取有机相I。

在进一步优选的实施方式中，与塔顶操作温度相比，所述降温处理后温度降低5～20℃，优选降低5～15℃。

例如，与塔顶操作温度相比，所述降温处理后温度降低5℃、6℃、7℃、8℃、9℃、10℃、11℃、12℃、13℃、14℃、15℃、16℃、18℃或20℃。其中，进一步降低温度后更有利于自然沉降。

在更进一步优选的实施方式中，所述降温处理于塔顶冷凝器中进行。

其中，发明人经过大量实验后发现，降温处理后在低温下更有利于液液分相。

在一种优选的实施方式中，在步骤(3)中，采用碱液进行碱洗，所述碱液选自氢氧化钠水溶液、氢氧化钾水溶液中的至少一种。

在进一步优选的实施方式中，所述碱液的重量浓度为1～30wt％，优选为5～20wt％。

例如，所述碱液的重量浓度为1wt％、5wt％、10wt％、15wt％、20wt％、25wt％或30wt％。

在更进一步优选的实施方式中，步骤(2)所述有机相I中含有有机酸，所述碱液中碱与步骤(2)所述有机相I中有机酸的摩尔比为(105～180):100，优选为(120～150):100。

例如，步骤(2)所述有机相中含有有机酸，所述碱液中碱与步骤(2)所述有机相中有机酸的摩尔比为105:100、110:100、115:100、120:100、125:100、130:100、135:100、140:100、145:100、150:100、155:100、160:100、165:100、170:100、175:100或180:100。其中，在步骤(2)中采用碱洗可以去除异丙苯物料中的有机酸。

在一种优选的实施方式中，在步骤(3)中，对所述有机相I进行碱洗取有机相II，再对所述有机相II进行水洗(优选采用脱盐水)，部分水洗后有机相循环回回收塔内，其余水洗后有机相采出得到纯化后的异丙苯。

在进一步优选的实施方式中，水洗用水与所述有机相II的重量用量比为(80～150):100，优选为(100～125):100。

例如，水洗用水与所述有机相II的重量用量比为80:100、90:100、100:100、110:100、120:100、130:100、140:100或150:100。

在一种优选的实施方式中，步骤(3)所述碱洗、水洗均于高效液液分离设备内进行。

其中，采用碱液和/或水进行常规萃取，会发生乳化现象，造成水相中异丙苯含量增加，废水COD大幅度增加，因此，为强化碱洗水洗过程，碱洗、水洗优选高效液液分离设备及滤芯，提高有机酸和苯酚的脱除率、异丙苯回收率，降低碱洗碱液用量和水洗水量，减少碱洗水洗后有机相中钠离子含量。

在一种优选的实施方式中，步骤(2)所述水和/或水蒸气以及步骤(3)所述碱洗用水优选采用65～80℃(例如65℃、70℃、75℃或80℃)的水和/或水蒸气，优选充分雾化的水和/或水蒸汽。

其中，苯酚的熔点为40.9℃，在较低的温度下，它结晶为一团白色物质。苯酚的熔点和凝固点会因微量的水而大大降低，见图1。加入水之后，苯酚熔点大大降低，有利于苯酚进入水相中。苯酚与水的混溶性见图2，随着温度升高，苯酚在水中溶解度增大；因此，本发明优选采用65～80℃的水和/或水蒸汽进行水洗，这样可以促进苯酚进入水相中；而充分雾化的水和/或水蒸汽，可以进一步大幅度提高苯酚分子和水分子接触概率，使苯酚充分溶解，并进入水相中。

在本发明所述方法中：

(1)含有异丙苯、有机酸、丙酮、1,2-丙二醇、丙二醇醚、苯酚、水等含氧化合物的异丙苯物料进入回收塔，自塔顶引出轻组分；

(2)向回收塔塔顶的轻组分中加入水和/或水蒸汽，将异丙苯中混有的有机酸、丙酮、1,2-丙二醇、丙二醇醚、苯酚、水等含氧化合物溶于水中，静置充分溶解，液液分相脱除水相；

(3)液液分相后的上层有机相中加入碱液进行碱洗，碱洗后的有机相再加入水(优选脱盐水)进行水洗，水洗有机相一部分作为回流液循环回回收塔的上部，一部分作为采出、作为异丙苯氧化单元生产过氧化氢异丙苯的原料。在本发明中，所述脱盐水是脱除金属离子的水，是本领域技术人员公知的。

本发明目的之二在于提供一种纯化异丙苯的系统，优选用于进行本发明目的之一所述方法，所述系统包括依次连接的回收塔、静置单元、碱洗单元和水洗单元。

在一种优选地实施方式中，所述回收塔的塔顶操作压力-50～-100kPaG，塔顶操作温度50～120℃，塔釜操作温度120～180℃。

在进一步优选的实施方式中，所述回收塔的塔顶操作压力-80～-95kPaG，塔顶操作温度70～105℃，塔釜操作温度140～160℃。

在一种优选的实施方式中，所述回收塔的塔顶与所述静置单元通过管线I连接。

在进一步优选的实施方式中，在所述管线I上设置有水和/或水蒸气加入口。

在一种优选的实施方式中，在所述水洗单元的有机相出口上连接有循环管线II和外采管线III。

在进一步优选的实施方式中，所述循环管线II与所述回收塔的上部连接，用于部分有机相循环回所述回收塔。

在一种优选的实施方式中，所述静置单元为回流罐。

在一种优选的实施方式中，在所述回收塔的塔顶与所述静置单元之间设置有降温单元，优选为冷凝器。

在进一步优选的实施方式中，物流经所述降温单元处理后的温度比回收塔塔顶温度低5～20℃，优选降低5～15℃。

在一种优选的实施方式中，所述碱洗单元和所述水洗单元均为高效液液分离设备。

本发明目的之三在于提供利用本发明目的之一所述方法或本发明目的之二所述系统纯化后得到的异丙苯。

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：利用本发明所述方法或系统纯化后的异丙苯较为纯净，进行氧化反应时具有更高的转化率和选择性。

附图说明

图1示出苯酚的熔点与水含量的关系图；

图2示出苯酚与水的混溶性随温度变化的关系图；

图3示出本发明所述系统的示意图。

附图标记：

A为回收塔，B为塔顶冷凝器，C为静置单元(例如回流罐)，D为碱洗单元，E为水洗单元。1-异丙苯物料，2-液相出料(重组分)，3-轻组分，4-水和/或水蒸汽，5-冷凝液，6-水相I，7-有机相I，8-碱液，9-混合液I，10-有机相II，11-水相II，12-水，13-混合液II，14-水相III，15-有机相III，17-回流液，16-采出物料。

含有大量异丙苯和少量的有机酸、丙酮、1,2-丙二醇、丙二醇醚、苯酚、水等含氧化合物的异丙苯物料1进入回收塔A，塔釜为液相出料2，塔顶为轻组分3。向回收塔顶气中加入水和/或水蒸汽4，与水混合后的轻组分经过降温单元B进行降温或冷凝，冷凝液5在静置单元C中充分溶解，液液分相脱除水相I 6、有机相I 7采出，向有机相I 7中加入碱液8形成混合液I 9进入碱洗单元D内进行碱洗，碱洗后有机相II 10采出、水相II 11脱除，向碱洗后有机相10II中加入水(优选脱盐水)12形成混合液II 13进入水洗单元E内进行水洗，水洗后水相III 14采出，水洗后有机相III 15一部分作为回流液17循环回塔A内，一部分采出物料16，作为异丙苯氧化单元生产过氧化氢异丙苯的原料。

具体实施方式

下面结合附图和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。

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】

如图3所示，回收塔进料组成为，异丙苯98.9％、有机酸0.0030％、丙酮0.0050％、1,2-丙二醇0.0050％、苯酚0.1000％、苯乙酮0.3500％、水0.0050％，乙苯0.1500％，α-甲基苯乙烯0.0015％、(二丙二醇、三丙二醇、醇醚)共0.0600％，其他组分归一。

回收塔顶操作压力-80kPaG，操作温度102℃(冷凝液温度90℃)，塔釜操作温度160℃。

回收塔为填料塔，塔釜采用强制循环，塔釜再沸器采用降膜式再沸器。

塔顶气中加入去离子水质量流量和塔顶气相流量比例为0.5:100。

碱洗单元碱液采用20wt％的氢氧化钠溶液，氢氧化钠溶液加入量(以氢氧化钠计)与冷凝液中有机酸摩尔比为150:100，水洗单元脱盐水加入量与碱洗有机相质量比为125:100。

塔顶回收异丙苯收率99.987％，有机酸含量≤1ppm，钠离子含量≤1ppm，苯酚脱除率达到97.0％。

【实施例2】

同【实施例1】，回收塔顶操作压力-85kPaG，操作温度94℃(冷凝液温度85℃)，塔釜操作温度154℃。

塔顶气中加入水蒸汽质量流量和塔顶气相流量比例为0.75:100。

碱洗单元碱液采用15wt％的氢氧化钠溶液，氢氧化钠溶液加入量(以氢氧化钠计)与冷凝液中有机酸摩尔比为130:100，水洗单元脱盐水加入量与碱洗有机相质量比为115:100。

塔顶回收异丙苯收率99.985％，有机酸含量≤1ppm，钠离子含量≤1ppm，苯酚脱除率达到97.5％。

【实施例3】

同【实施例1】，回收塔顶操作压力-90kPaG，操作温度81℃(冷凝液温度75℃)，塔釜操作温度140℃。

塔顶气中加入去离子水质量流量和塔顶气相流量比例为0.80:100。

碱洗单元碱液采用10wt％的氢氧化钠溶液，氢氧化钠溶液加入量(以氢氧化钠计)与冷凝液中有机酸摩尔比为120:100，水洗单元脱盐水加入量与碱洗有机相质量比为105:100。

塔顶回收异丙苯收率99.986％，有机酸含量≤1ppm，钠离子含量≤1ppm，苯酚脱除率达到97.8％。

【实施例4】

同【实施例1】，回收塔顶操作压力-92kPaG，操作温度80℃(冷凝液温度70℃)，塔釜操作温度136℃。

塔顶气中加入去离子水质量流量和塔顶气相流量比例为0.95:100。

碱洗单元碱液采用10wt％的氢氧化钠溶液，氢氧化钠溶液加入量(以氢氧化钠计)与冷凝液中有机酸摩尔比为120:100，水洗单元脱盐水加入量与碱洗有机相质量比为100:100。

塔顶回收异丙苯收率99.987％，有机酸含量≤1ppm，钠离子含量≤1ppm，苯酚脱除率达到98.0％。

【实施例5】

同【实施例1】，不同的回收塔进料组成为，异丙苯97.5％、有机酸0.0080％、丙酮0.0095％、1，2-丙二醇0.0050％、苯酚0.1000％、苯乙酮0.3500％、水0.0050％，乙苯0.1500％，α-甲基苯乙烯0.0015％，二丙二醇、三丙二醇、醇醚0.0600％，其他组分归一。

回收塔顶操作压力-95kPaG，操作温度70℃(冷凝液温度65℃)，塔釜操作温度130℃。

回收塔为填料塔，塔釜采用强制循环，塔釜再沸器采用降膜式再沸器。

塔顶气中加入水蒸汽质量流量和塔顶气相流量比例为0.5:100。

碱洗单元碱液采用20wt％的氢氧化钠溶液，氢氧化钠溶液加入量(以氢氧化钠计)与冷凝液中有机酸摩尔比为145:100，水洗单元脱盐水加入量与碱洗有机相质量比为120:100。

塔顶回收异丙苯收率99.989％，有机酸含量≤1ppm，钠离子含量≤1ppm，苯酚脱除率达到98.1％。

【实施例6】

同【实施例5】，不同的回收塔进料组成为，异丙苯96.5％、有机酸0.0180％、丙酮0.0195％、1,2-丙二醇0.0180％、苯酚0.2800％、苯乙酮1.0500％、水0.0250％，乙苯0.7500％，α-甲基苯乙烯0.0100％，二丙二醇、三丙二醇、醇醚0.4800％，其他组分归一。

回收塔顶操作压力-95kPaG，操作温度70℃(冷凝液温度60℃)，塔釜操作温度130℃。

回收塔为填料塔，塔釜采用强制循环，塔釜再沸器采用降膜式再沸器。

塔顶气中加入去离子水质量流量和塔顶气相流量比例为0.5:100。

碱洗单元碱液采用20wt％的氢氧化钠溶液，氢氧化钠溶液加入量(以氢氧化钠计)与冷凝液中有机酸摩尔比为145:100，水洗单元脱盐水加入量与碱洗有机相质量比为120:100。

塔顶回收异丙苯收率99.988％，有机酸含量≤1ppm，钠离子含量≤1ppm，苯酚脱除率达到98.1％。

【对比例1】

重复实施例1的过程，区别在于：没有向回收塔的塔顶气中加入水，即塔顶气出来之后直接进行了冷凝、碱洗和水洗。

塔顶回收异丙苯收率99.965％，有机酸含量≤1ppm，钠离子含量≤20ppm，苯酚脱除率达到96.0％。

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)

1.一种纯化异丙苯物料的方法，所述方法包括：

(1)先将异丙苯物料引入回收塔内，塔顶引出轻组分，塔釜外排重组分；

(2)向塔顶引出的轻组分中加入水和/或水蒸气，静置分相并取有机相I；

(3)对所述有机相I进行碱洗和/或水洗。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述异丙苯物料来自CHP法制备环氧丙烷的α,α-二甲基苄醇脱水加氢单元；优选地，所述异丙苯物料中含有异丙苯、有机酸、丙酮、1,2-丙二醇、苯酚、苯乙酮、水、乙苯、α-甲基苯乙烯、二丙二醇、三丙二醇和醇醚。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤(1)中，回收塔的塔顶操作压力-50～-100kPaG，塔顶操作温度50～120℃，塔釜操作温度120～180℃。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤(2)中，所述水和/或水蒸气与所述轻组分的质量流量之比为(0.1～5):100，优选为(0.5～2):100。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤(2)中，向塔顶引出的轻组分中加入水和/或水蒸气后进行降温处理，然后静置分相并取有机相I；优选地，与塔顶操作温度相比，所述降温处理后温度降低5～20℃。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤(3)中，采用碱液进行碱洗；

优选地，所述碱液选自氢氧化钠水溶液、氢氧化钾水溶液中的至少一种；和/或，

优选地，所述碱液的重量浓度为1～30wt％，优选为5～20wt％。

优选地，步骤(2)所述有机相I中含有有机酸，所述碱液中碱与步骤(2)所述有机相I中有机酸的摩尔比为(105～180):100，优选为(120～150):100。

7.根据权利要求1～6之一所述的方法，其特征在于，在步骤(3)中，对所述有机相I进行碱洗取有机相II，再对所述有机相II进行水洗、优选采用脱盐水，部分水洗后有机相循环至回收塔内，其余水洗后有机相采出得到纯化后的异丙苯。

8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，在步骤(3)中，水洗用水与所述有机相II的重量用量比为(80～150):100，优选为(100～125):100。

9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，步骤(3)所述碱洗、水洗均于高效液液分离设备内进行。

10.一种纯化异丙苯的系统，优选用于进行权利要求1～9之一所述方法，所述系统包括依次连接的回收塔、静置单元、碱洗单元和水洗单元。

11.根据权利要求10所述的系统，其特征在于，

所述回收塔的塔顶与所述静置单元通过管线I连接；和/或，

在所述管线I上设置有水和/或水蒸气加入口；和/或，

在所述水洗单元的有机相出口上连接有循环管线II和外采管线III，优选地，所述循环管线II与所述回收塔的上部连接，用于部分有机相循环回所述回收塔。

12.根据权利要求10或11所述的系统，其特征在于，在所述回收塔的塔顶与所述静置单元之间设置有降温单元，优选为冷凝器。

13.根据权利要求12所述的系统，其特征在于，

所述静置单元为回流罐；和/或，

所述碱洗单元和所述水洗单元均为高效液液分离设备。

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