CN103788026A - 一种精制环氧丙烷的方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种精制环氧丙烷的方法，该方法包括：将含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液送入环氧丙烷分离精制单元进行分离得到环氧丙烷产品和有机溶剂水溶液，其中，所述有机溶剂的沸点比水的沸点低；将所述有机溶剂水溶液送入包括多个塔式分离器的多效蒸发系统中进行有机溶剂的回收；其中，控制所述多效蒸发系统中的最高压蒸发级中的条件使得从所述多效蒸发系统中的最低压蒸发级的塔顶得到的有机溶剂蒸气能够作为所述环氧丙烷分离精制单元的至少部分热源。根据本发明的精制环氧丙烷的方法，能耗低且设备投入成本低。

Description

一种精制环氧丙烷的方法

技术领域

本发明涉及一种精制环氧丙烷的方法。

背景技术

环氧丙烷（Propylene Oxide）是有机合成的重要原料，其是除聚丙烯和丙烯腈外的第三大丙烯衍生物，主要用于生产聚醚、丙二醇、丙二醇醚等，也是非离子表面活性剂、油田破乳剂、农药乳化剂等的重要原料。环氧丙烷的衍生物还广泛用于食品、烟草、农药及化妆品等行业，目前，已生产的下游产品近百种，是精细化工产品的重要原料。

目前，环氧丙烷生产工艺主要有氯醇法、共氧化法以及直接氧化法，其中，前两种生产方法都存在成本高、污染大等缺陷。而直接氧化法则是在钛硅分子筛催化剂的作用下，使用双氧水直接氧化丙烯合成环氧丙烷的方法，该方法具有条件温和、工艺简单、产品选择性好和环境友好等特点，因此采用钛硅分子筛催化丙烯环氧化合成环氧丙烷的直接氧化法被认为是环氧丙烷合成技术的发展趋势。

丙烯和双氧水的直接环氧化工艺中一般采用大量的甲醇作为溶剂，将过量的丙烯溶解在甲醇溶液中与双氧水进行反应，从而保证较高双氧水的转化率和环氧丙烷的选择性，然而在获得高选择性的条件下同样使得反应产物中存在大量循环溶剂，由此导致后续产品分离能耗很高。因此，降低溶剂回收的能耗同样是直接氧化法工艺能否大规模应用的关键步骤。

以下专利文献公开了不同的环氧丙烷精制方法：

US5599955A通过连续蒸馏步骤分离和精制直接环氧化反应产物。CN1398262A、US6024840A、US6646141A1、EP2168953A1采用包括精馏塔、丙烯汽提塔、萃取精馏塔结合的流程精制直接环氧化产物，得到环氧丙烷。US6881853B2公开了一种采用两个分离塔，一个丙烯吸收塔的流程分离直接环氧化反应产物的方法。US7863468B2公开了一种生产环氧丙烷的方法包括采用两个精馏塔，将环氧丙烷与丙烯等不凝气分离，然后分别对环氧丙烷、粗甲醇及丙烯进行精制。

以上有关环氧丙烷精制的现有技术中溶剂（例如甲醇）回收均采用普通精馏的方法一步完成，其仅适用于环氧丙烷生产规模不大的情况，然而当环氧丙烷生产规模扩大后，所需精制的醇类溶剂量急剧增加，如年产20万吨的环氧丙烷装置，若采用甲醇作为溶剂，循环甲醇的处理量约为100-150吨/小时左右，其相当于一个100万吨/年的甲醇精制装置处理量，此时，若采用一步精馏分离甲醇则能耗显然过高。

多效精馏作为一种节能工艺，以低能耗，低品位热量利用和高热力学效率在工业生产中的应用日益广泛。简单地讲，多效精馏就是利用高压精馏塔的塔顶蒸汽冷凝潜热，来加热相邻低压塔的塔底物料，即以高压塔塔顶蒸汽作为低压塔塔底再沸器的热源，两塔共用一个热交换器，从而达到节约能量和投资的目的。一般，多效精馏系统一般由若干压力不同的精馏塔构成，根据塔压由高到低的顺序排列，依次用高压塔的塔顶蒸汽作为相邻低压塔再沸器的热源，整个系统只有第一个塔的再沸器由外界直接供能。也就是说，除压力最高的塔之外，其余各塔塔顶蒸汽的冷凝热均被精馏系统自身收回利用，从而使整个精馏过程的能耗大为降低。

多效精馏的工艺流程按照效数可分为两效、三效等等，然而随效数增加，虽然能耗降低，但塔数也增加，从而导致设备投入费用大量增加。而且效数越多，每增加一效的节能效果也越来越低，因此，实际应用过程中，也不能采用过多的效数，目前，工业生产多效精馏中应用最普遍的是两效、三效，四效以上的精馏工艺极少。

甲醇精馏技术目前基本都采用成熟的两效或三效精馏的方法，其不仅可以降低水蒸气的消耗量，而且还能减少冷却水用量和耗电量，提高热力学效率。

具体地，CN101130484A公开了一种用于粗甲醇精制的减压逆流双效精馏方法，这是一种改进的甲醇双效精馏工艺，采用了一种减压逆流双效精馏方法，即第一个精馏塔在减压下操作，第二个精馏塔在微加压条件下操作。原料从前效（减压塔）进料，前效的釜液作为后效（微加压塔）的进料；作为热源的低压蒸气则从后效（微加压塔）加入，即作为微加压塔再沸器的热源，利用后效（微加压塔）塔顶精甲醇蒸汽的冷凝潜热作为前效（减压塔）塔釜再沸器的热源，减压塔无需额外补充低压蒸汽。

由于直接环氧化过程中使用的原料双氧水中含有30-75重量％左右的水，这些水会与作为溶剂的甲醇形成甲醇水溶液，而作为溶剂的甲醇一般需要循环使用，因此需将甲醇和水进行进一步分离。如前所述，在直接环氧化工艺中运用多效精馏方法分离甲醇水溶液无疑可以显著降低甲醇的精馏能耗，但由于直接环氧化过程中甲醇的循环量较大，因此随着装置规模的扩大，降低甲醇精馏的能耗仍是整个装置节能的关键。

CN1444575A公开了一种制备环氧丙烷的方法，其中对甲醇水溶液的分离可通过两个精馏塔进行。第一个精馏塔和第二个精馏塔可采用顺流双效或逆流双效方式操作。当采用顺流双效方法操作时，第一个精馏塔优选在1-20巴（即0.105-2.1MPa）的压力下操作，第二个塔的底部用来自第一个塔的蒸气加热。在优选的实施方案中，第一个塔在比第二个塔更低的压力下操作，第一个塔的底部用来自第二个塔的蒸气加热。

CN101084176A公开了一种在直接环氧化工艺中从包含甲醇和水的混合物中回收甲醇的方法，该方法在甲醇水溶液进行双效精馏前首先进行多级蒸发，每个蒸发级包括一个连续蒸发器和具有精馏段的蒸发塔，每一蒸发级到下一蒸发级压力逐渐降低，每一蒸发级中蒸发器利用来自本级中蒸发塔来的甲醇蒸气作热源，蒸发出一定数量的甲醇水溶液，同时甲醇蒸气冷凝为甲醇溶液出料。经过多个蒸发级处理后的甲醇水溶液再进入传统的双效精馏工艺进行精馏。

从以上介绍可以看出，采用成熟的甲醇多效精馏方法可以有效降低直接环氧化工艺中甲醇分离的能耗。但是随着直接环氧化法制备环氧丙烷规模的扩大，仍然需要比现有技术更好的降低回收甲醇能耗、从而进一步降低包括环氧丙烷精制分离装置和溶剂回收装置的全装置能耗的方法。

发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种可以大幅度降低分离直接环氧化法得到的含有环氧丙烷、甲醇和水的反应产物的能耗的方法。

为实现前述目的，本发明提供了一种精制环氧丙烷的方法，该方法包括：

将含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液送入环氧丙烷分离精制单元进行分离得到环氧丙烷产品和有机溶剂水溶液，其中，所述有机溶剂的沸点比水的沸点低；将所述有机溶剂水溶液送入包括多个塔式分离器的多效蒸发系统中进行有机溶剂的回收；其中，控制所述多效蒸发系统中的最高压蒸发级中的条件使得从所述多效蒸发系统中的最低压蒸发级的塔顶得到的有机溶剂蒸气能够作为所述环氧丙烷分离精制单元的至少部分热源。

根据本发明的精制环氧丙烷的方法，由于采用从所述多效蒸发系统中的最低压蒸发级的塔顶得到的有机溶剂蒸气作为所述环氧丙烷分离精制单元的至少部分热源（即本发明的方法中环氧丙烷分离精制单元可以无需额外的能源供给，仅通过回收利用蒸馏分离有机溶剂和水的过程中的产生的热量进行补充即可），由此使得本发明的方法能耗大大降低，并且传统的多效精馏方法精馏后从最后一级蒸发级的塔顶得到的有机溶剂蒸气需要额外增设冷凝装置并使用大量冷却水进行冷凝回收，而本发明的方法由于将得到的有机溶剂蒸气直接作为环氧丙烷分离精制单元的热源（即有机溶剂在环氧丙烷分离精制单元的再沸器中进行热交换即可达到冷凝的目的），而无需额外增设冷凝器进行冷凝，这不仅大大节约了大量冷却水的使用，并且从设备的角度而言，减少了冷凝设备的投入成本，即在降低能耗的基础上，同时降低了设备的成本。本发明的方法特别适合于分离直接环氧化法得到的含有环氧丙烷、甲醇和水的反应产物。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1为根据本发明的一种优选实施方式的精制环氧丙烷的方法的流程示意图；

图2为根据本发明的另一种优选的实施方式的精制环氧丙烷的方法的流程示意图。

附图标记说明

1：环氧丙烷分离精制单元         2：高压蒸发级；

3：低压蒸发级                   14：精馏塔。

具体实施方式

以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

本发明提供了一种精制环氧丙烷的方法，该方法包括：

将含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液送入环氧丙烷分离精制单元进行分离得到环氧丙烷产品和有机溶剂水溶液，其中，所述有机溶剂的沸点比水的沸点低；

将所述有机溶剂水溶液送入包括多个塔式分离器的多效蒸发系统中进行有机溶剂的回收；

其中，控制所述多效蒸发系统中的最高压蒸发级中的条件使得从所述多效蒸发系统中的最低压蒸发级的塔顶得到的有机溶剂蒸气能够作为所述环氧丙烷分离精制单元的至少部分热源。

本发明中，多效蒸发系统中的多个塔式分离器构成所述多效蒸发系统中的多个蒸发级，即一个塔式分离器构成一个蒸发级。所述塔式分离器可以为现有技术多效蒸发系统中使用的各种塔式分离器（例如为精馏塔），本发明对此无特殊要求，在此不再赘述。

根据本发明的方法，按照本发明的前述技术方案即可实现本发明的目的，针对本发明，优选控制所述多效蒸发系统中的最高压蒸发级中的条件使得从所述多效蒸发系统中的最低压蒸发级的塔顶得到的有机溶剂蒸气能够作为环氧丙烷分离精制单元的全部热源。由此可以进一步降低按照本发明的方法精制环氧丙烷的能耗。

根据本发明的方法，按照本发明的前述技术方案即可实现本发明的目的，所述多效蒸发系统的蒸发级数的可选范围较宽，一般而言，蒸发级数越多，能耗越低，然而设备投入费用也相应增加，因此，综合考虑，优选所述多效蒸发系统包括2-3个蒸发级，更优选所述多效蒸发系统包括2个蒸发级。

根据本发明的方法，按照本发明的前述技术方案即可实现本发明的目的，而为了在最大程度上降低装置的能耗，优选控制所述多效蒸发系统中的最高压蒸发级中的条件使得所述有机溶剂水溶液中的20-80重量%的有机溶剂从所述最高压蒸发级的塔顶得到；更优选控制所述多效蒸发系统中的最高压蒸发级中的条件使得所述有机溶剂水溶液中的40-60重量%的有机溶剂从所述最高压蒸发级的塔顶得到。

根据本发明的方法，为了使得按照本发明的方法分离得到的有机溶剂可以很好的回收利用，且有机溶剂的回收率高，优选控制所述最高压蒸发级中的条件使得从所述最低压蒸发级的塔顶得到的有机溶剂蒸气中有机溶剂含量在90重量%以上，更优选在95重量％以上，进一步优选在98重量％以上；从所述最低压蒸发级的塔釜得到的水中有机溶剂含量在1重量%以下，更优选在0.5重量％以下，进一步优选在0.1重量％以下。

根据本发明的方法，按照本发明的前述技术方案可以很好的实现本发明的目的，本发明中，所述最高压蒸发级中的条件的可选范围较宽，具体可以依据实际需要进行调整，针对本发明，优选所述最高压蒸发级中的条件包括：塔顶压力为0.5-4MPaG，更优选为1-2MPaG；理论塔板数为5-60，更优选为10-45；塔釜温度为110-200℃，优选为145-180℃。

根据本发明的方法，优选采用1.0MPaG水蒸气，或更高压力等级的水蒸气作为所述最高压蒸发级的塔底再沸器的热源。

根据本发明的方法，所述最低压蒸发级的条件一般由最高压蒸发级中的条件以及多效蒸发系统的蒸发级数而定，针对本发明，在前述最高压蒸发级的条件下，所述最低压蒸发级的条件一般包括：塔顶压力为常压至1.0MPaG，优选为0.1-0.5MPaG；理论塔板数为5-60，优选为10-45；塔釜温度为70-170℃，优选为70-150℃；具体依据多效蒸发系统的蒸发级数而定。

根据本发明的方法，优选所述有机溶剂水溶液中的有机溶剂含量为50-90重量%。

根据本发明的方法，优选所述含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液为：在钛硅分子筛催化剂存在下，以有机溶剂为溶剂，丙烯与过氧化氢或过氧化氢水溶液接触后的产物。

根据本发明的方法，当所述含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液为在钛硅分子筛催化剂存在下，以有机溶剂为溶剂，丙烯与过氧化氢或过氧化氢水溶液接触后的产物时，其一般含有25-80重量％的有机溶剂、5-45重量％的水、1-15重量％的丙烯、0-5重量％的丙烷、5-25重量％的环氧丙烷和余量的高沸点有机物质。

根据本发明的方法，本发明对所述丙烯与过氧化氢或过氧化氢水溶液接触的条件无特殊要求，按照现有技术的各种接触条件最终接触得到的产物均可采用本发明的方法进行分离。本发明在此不再赘述。

根据本发明的方法，当所述含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液为在钛硅分子筛催化剂存在下，以有机溶剂为溶剂，丙烯与过氧化氢或过氧化氢水溶液接触后的产物时，为了合理的利用按照本发明的方法回收得到的有机溶剂，优选将经过所述环氧丙烷分离精制单元的再沸器热交换后冷凝得到的部分有机溶剂用于作为所述丙烯与过氧化氢或过氧化氢水溶液接触的溶剂。

根据本发明的方法，本发明对所述环氧丙烷分离精制单元的具体工艺流程无特殊要求，只要保证能够使得所述含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液经过所述环氧丙烷分离精制单元分离后，能够得到环氧丙烷产品和有机溶剂水溶液即可，现有技术的各种环氧丙烷分离精制单元均可用于本发明，例如示例性地列举但不限于以下的一种实施方式，所述环氧丙烷分离精制单元包括精馏塔、汽提塔、环氧丙烷吸收塔和萃取精馏塔。

根据本发明的方法，当所述环氧丙烷分离精制单元包括精馏塔、汽提塔、环氧丙烷吸收塔和萃取精馏塔时，优选从所述多效蒸发系统中的最低压蒸发级的塔顶得到的有机溶剂蒸气作为所述精馏塔、汽提塔和萃取精馏塔塔釜再沸器的热源。

当所述环氧丙烷分离精制单元包括精馏塔、汽提塔、环氧丙烷吸收塔和萃取精馏塔时，一般地，环氧丙烷分离精制单元按照如下步骤进行：从直接环氧化反应单元来的反应产物（含有丙烯、环氧丙烷、有机溶剂（例如为甲醇）和水）首先进入精馏塔（通常也称丙烯分离塔）和汽提塔，以将反应后剩余的丙烯从所述反应产物中脱除，从所述反应产物中脱除的丙烯气体进一步经过所述环氧丙烷吸收塔脱除其中夹带的环氧丙烷后再经压缩冷凝返回环氧化反应单元循环使用；然后将脱除丙烯后的反应产物（含有有机溶剂、水和环氧丙烷）送入所述萃取精馏塔中，以水为萃取剂进行萃取分离，从所述萃取精馏塔的塔顶得到环氧丙烷产品，从所述萃取精馏塔的塔釜得到有机溶剂水溶液。

根据本发明的方法，为了合理地利用按照本发明的方法回收得到的有机溶剂，进一步优选将经过所述精馏塔、汽提塔和萃取精馏塔塔釜再沸器热交换后冷凝得到的部分有机溶剂循环作为所述环氧丙烷吸收塔的吸收剂。

根据本发明的方法，满足前述要求的所述有机溶剂的种类的可选范围较宽，针对本发明，当所述含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液为：在钛硅分子筛催化剂存在下，以有机溶剂为溶剂，丙烯与过氧化氢或过氧化氢水溶液接触后的产物时，所述有机溶剂一般为常用的用于丙烯直接氧化法制备环氧丙烷的有机溶剂，例如可以为甲醇、乙醇或叔丁醇，优选为甲醇。

根据本发明的方法，所述多效蒸发系统为本领域的常规定义，其具体指的是包含多个蒸发级的蒸发系统，且压力逐级降低或升高，且相邻的低压蒸发级所需的热源全部由相邻的高压蒸发级的塔顶蒸气提供，即整个蒸发系统中仅最高压蒸发级的热源由外部供给，其中，本领域中将压力逐级降低的多效蒸发系统称为顺流多效蒸发系统，将压力逐级升高的多效蒸发系统称为逆流多效蒸发系统。

根据本发明的方法，如前所述，本发明对所述多效蒸发系统无特殊要求，现有技术常用的各种多效蒸发系统均可用于本发明，例如可以为顺流多效蒸发系统或逆流多效蒸发系统。

一般而言，采用顺流多效蒸发系统时，所述有机溶剂水溶液依次进入最高压蒸发级（也可称第一高压蒸发级、第一高压蒸发塔、第一高压精馏塔等）、次高压蒸发级（也可称第二高压蒸发级、第二高压蒸发塔、第二高压精馏塔等），较次高压蒸发级（也可称第三高压蒸发级、第三高压蒸发塔、第三高压精馏塔等），……最低压蒸发级（也可称最后一级蒸发级、最后一级蒸发塔、最后一级精馏塔等），然后将最低压蒸发级得到的塔顶蒸气作为环氧丙烷分离精制单元各塔的再沸器的热源；其中，所述次高压蒸发级的蒸发器（或称再沸器、换热器等等）由来自所述最高压蒸发级塔顶的蒸气加热，且最高压蒸发级塔底部的物料作为次高压蒸发级的进料，其余蒸发级依此类推。当所述顺流多效蒸发系统为顺流双效蒸发系统时，则所述最高压蒸发级为第一蒸发级（或简称为高压蒸发级），所述最低压蒸发级为最后一级蒸发级（或简称为低压蒸发级）。

而采用逆流双效蒸发系统时，所述有机溶剂水溶液依次进入最低压蒸发级（也可称第一低压蒸发级、第一低压蒸发塔、第一低压精馏塔等）、次低压蒸发级（也可称第二低压蒸发级、第二低压蒸发塔、第二低压精馏塔等），较次低压蒸发级（也可称第三低压蒸发级、第三低压蒸发塔、第三低压精馏塔等）……最高压蒸发级（也可称最后一级蒸发级、最后一级蒸发塔、最后一级精馏塔等），然后将所述最低压蒸发级得到的塔顶蒸气作为环氧丙烷分离精制单元各塔的再沸器的热源；其中，次低压蒸发级的蒸发器（或称再沸器、换热器等等）由来自较次低压蒸发级塔顶的蒸气加热，且最低压蒸发级塔底部的物料作为较次低压蒸发级的进料，依此类推。当所述逆流多效蒸发系统为逆流双效蒸发系统时，则所述最低压蒸发级为第一蒸发级（或简称为低压蒸发级），所述最高压蒸发级为最后一级蒸发级（或简称为高压蒸发级）。

根据本发明的方法，可完全利用有机溶剂精馏过程中产生的多余热量，大幅降低整个环氧丙烷精制装置的分离能耗，具体地与现有技术相比，本发明的方法可以在环氧丙烷分离精制单元采用低压有机溶剂蒸气作为环氧丙烷分离精制单元各个分离塔的再沸器的热源，而无需供给额外的蒸气作为环氧丙烷分离精制单元各个分离塔的再沸器的热源，由此可显著降低整个环氧丙烷精制装置的能耗，与现有技术的单独采用多效精馏有机溶剂水溶液而不将多效精馏有机溶剂水溶液的系统与环氧丙烷分离精制单元配合使用的方法，本发明的方法能耗可降低约30％以上；同时，按照本发明的方法，在进行有机溶剂（例如甲醇）多效蒸发分离时，最终的低压蒸发级的塔顶的甲醇蒸气无需采用大量循环冷却水进行冷却，不但节省了装置投资，也降低了装置的操作费用，由此进一步降低了装置的能耗。

下面结合附图说明本发明的一种优选的实施方式的精制环氧丙烷的方法：

在本发明的优选实施方式中，所述多效蒸发系统为顺流双效蒸发系统，且所述含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液为：在钛硅分子筛催化剂存在下，以有机溶剂为溶剂，丙烯与过氧化氢或过氧化氢水溶液接触后的产物（以下简称丙烯环氧化产物），且优选所述有机溶剂为甲醇：

如图1所示，本发明的方法按如下步骤进行：

将从环氧化反应器来的丙烯环氧化产物4送入环氧丙烷分离精制单元1中进行环氧丙烷的分离与精制，得到环氧丙烷产品，并得到甲醇水溶液5（甲醇水溶液5中甲醇的含量优选为50-90重量％）；

将甲醇水溶液5送入顺流双效蒸发系统的高压蒸发级2中（或称第一蒸发级2）进行蒸发分离（其中，优选高压蒸发级2中的条件包括：塔顶压力为0.5-4MPaG，更优选为1-2MPaG；理论塔板数为5-60，更优选为10-45；塔釜温度为110-200℃，优选为145-180℃；其中，优选采用1.0MPaG水蒸气（或更高压力等级的水蒸气）作为所述高压蒸发级2的塔底再沸器的热源）；从所述高压蒸发级2的塔顶得到甲醇蒸气6（甲醇含量在90重量%以上，更优选在95重量％以上，进一步优选在98重量％以上），将从所述高压蒸发级2的塔顶得到的甲醇蒸气6作为低压蒸发级3的塔底再沸器的热源，甲醇蒸气6经过低压蒸发级3的塔底再沸器冷凝后，一部分作为回流返回高压蒸发级2的顶部，其余部分液态甲醇10可以作为循环甲醇返回至环氧化反应器作为溶剂使用；

从所述高压蒸发级2的塔底得到的甲醇水溶液7进入低压蒸发级3中进行蒸发分离（其中，优选低压蒸发级中的条件包括：塔顶压力为常压至1.0MPaG，优选为0.1-0.5MPaG；理论塔板数为5-60，优选为10-45；塔釜温度为70-170℃，优选为70-150℃）；从低压蒸发级3的塔顶得到甲醇蒸气8，从低压蒸发级3的塔底得到水物流12（本领域也称废水）。

将从低压蒸发级3塔顶得到的甲醇蒸气8送入环氧丙烷分离精制单元1中，作为环氧丙烷分离精制单元1的各塔（例如包括精馏塔、汽提塔和萃取精馏塔等）的塔釜再沸器的热源；经过环氧丙烷分离精制单元1中各塔再沸器冷凝后的液态甲醇的部分液态甲醇返回低压蒸发级3的顶部作为回流，其余部分液态甲醇11与所述部分液态甲醇10一起作为循环甲醇返回至环氧化反应器作为溶剂使用。

在上述基础上，由于所述丙烯环氧化产物中除含有丙烯、丙烷、环氧丙烷、有机溶剂和水之外还含有丙二醇单甲醚、丙二醇等高沸点物质，因此为了回收所述高沸点物质，可以将从低压蒸发级3的塔底得到水物流12（本领域也称废水）进行进一步的回收利用，例如如图2所示，增设精馏塔14，即将水物流12送入精馏塔14中进行精馏分离（精馏塔14中的操作条件优选包括：理论塔板数为5-60，优选为10-45；塔顶压力为20kPaA-0.5MPaG，更优选为30kPaA-0.1MPaG；塔釜温度为65-90℃），从精馏塔14的塔顶得到含有少量甲醇、丙二醇单甲醚的水溶液15，从精馏塔14的塔底排出含有丙二醇的废水16。

且优选所述精馏塔14的塔底再沸器的热源由所述低压蒸发级的塔顶蒸气8提供，更优选将经过精馏塔14的塔底再沸器冷凝后的液态甲醇一部分与所述部分液态甲醇11与所述部分液态甲醇10一起作为循环甲醇返回至环氧化反应器作为溶剂使用，或者直接回收。

前述说明了采用顺流双效蒸发系统的本发明的环氧丙烷精制方法，事实上采用低压精馏塔在前、高压精馏塔在后的逆流双效系统也同样能够实现本发明的目的，其并不会影响本发明降低能耗的效果。

下面通过具体实施例说明本发明的方法，但其不限制本发明的范围。

实施例1

采用图2所示的工艺，将环氧丙烷分离精制单元得到的甲醇水溶液93270kg/h（其中，甲醇的含量为80质量％，水的含量为16质量％，其余为乙醛、丙酮、丙二醇、丙二醇单甲醚、高沸点化合物等杂质）送入第一高压精馏塔（理论塔板数为40，回流比为1.36，塔顶压力为1.4MPaG，塔釜温度为162℃，且所述甲醇水溶液从第35块理论板处进料）进行精馏分离，塔釜出料（甲醇水溶液）量55377kg/h（出料组成为：甲醇71.7质量％，水25.6质量％，其余为乙醛、丙酮、丙二醇、丙二醇单甲醚、高沸点化合物等杂质），从塔顶引出温度为155℃、纯度为97质量％的流量为84600kg/h的甲醇气体，进入第二低压精馏塔的塔釜再沸器作为热源；

由第一高压精馏塔塔釜来的甲醇水溶液靠自压进入第二低压精馏塔（理论塔板数为40，且甲醇水溶液从第16块理论板处进料，塔顶压力为0.25MPaG，塔釜温度为100℃，回流比为1）进行精馏分离（其中，如前所述，第二低压精馏塔的塔釜再沸器用前述第一高压精馏塔塔顶引出的甲醇蒸气作为热源，甲醇蒸气冷凝后一部分作为回流返回高压塔顶部，另一部分（35924kg/h）可以作为循环甲醇返回至环氧化反应器作为溶剂使用）；由低压精馏塔顶引出温度为101℃、纯度为97质量％的甲醇气体82000kg/h，进入环氧丙烷分离精制单元中各塔的塔釜再沸器作为热源，冷凝后一部分作为回流返回低压塔顶部，另一部分甲醇溶液（41000kg/h）可以作为循环甲醇返回至环氧化反应器作为溶剂使用；将第二低压精馏塔排出的18654kg/h废水送入精馏塔进行进一步的回收利用（其中，精馏塔采用减压操作，塔顶压力为30kPaA，塔釜温度为76℃，回流比为2.5，塔釜再沸器使用前述第二低压精馏塔塔顶的甲醇蒸气作为热源），从精馏塔的塔顶得到含有富含甲醇、丙二醇单甲醚的水溶液3000kg/h，塔底排出含有丙二醇的废水15654kg/h。

由此可见，采用本发明的方法，环氧丙烷分离精制单元及废水精馏塔所需热量可全部由甲醇水溶液的多效精馏系统提供，与在精制环氧丙烷过程中，甲醇水溶液不采用多效精馏而直接进行简单精馏分离的方法相比，能耗可降低约70％，而与现有技术的单独采用多效精馏甲醇水溶液而不将多效精馏甲醇水溶液的系统与环氧丙烷分离精制单元配合使用的方法，本发明的方法能耗可降低约30％以上。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述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。

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，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims (16)

1.一种精制环氧丙烷的方法，该方法包括：

将含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液送入环氧丙烷分离精制单元进行分离得到环氧丙烷产品和有机溶剂水溶液，其中，所述有机溶剂的沸点比水的沸点低；

将所述有机溶剂水溶液送入包括多个塔式分离器的多效蒸发系统中进行有机溶剂的回收；

其特征在于，控制所述多效蒸发系统中的最高压蒸发级中的条件使得从所述多效蒸发系统中的最低压蒸发级的塔顶得到的有机溶剂蒸气能够作为所述环氧丙烷分离精制单元的至少部分热源。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，控制所述多效蒸发系统中的最高压蒸发级中的条件使得从所述多效蒸发系统中的最低压蒸发级的塔顶得到的有机溶剂蒸气能够作为环氧丙烷分离精制单元的全部热源。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述多效蒸发系统包括2-3个蒸发级。

4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述多效蒸发系统包括2个蒸发级。

5.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，控制所述多效蒸发系统中的最高压蒸发级中的条件使得所述有机溶剂水溶液中的20-80重量%的有机溶剂从所述最高压蒸发级的塔顶得到。

6.根据权利要求5所述的方法，其中，控制所述多效蒸发系统中的最高压蒸发级中的条件使得所述有机溶剂水溶液中的40-60重量%的有机溶剂从所述最高压蒸发级的塔顶得到。

7.根据权利要求1-6中任意一项所述的方法，其中，控制所述最高压蒸发级中的条件使得从所述最低压蒸发级的塔顶得到的有机溶剂蒸气中有机溶剂含量在90重量%以上，从所述最低压蒸发级的塔釜得到的水中有机溶剂含量在1重量%以下。

8.根据权利要求1-7中任意一项所述的方法，其中，所述最高压蒸发级中的条件包括：塔顶压力为0.5-4MPaG，理论塔板数为5-60，塔釜温度为110-200℃。

9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述最低压蒸发级中的条件包括：塔顶压力为常压1MPaG，理论塔板数为5-60，塔釜温度为70-170℃。

10.根据权利要求1-9中任意一项所述的方法，其中，所述有机溶剂水溶液中的有机溶剂含量为50-90重量%。

11.根据权利要求1-10中任意一项所述的方法，其中，所述含有环氧丙烷、有机溶剂和水的溶液为：在钛硅分子筛催化剂存在下，以有机溶剂为溶剂，丙烯与过氧化氢或过氧化氢水溶液接触后的产物。

12.根据权利要求11所述的方法，其中，该方法还包括：将经过所述环氧丙烷分离精制单元的再沸器热交换后冷凝得到的部分有机溶剂用于作为所述丙烯与过氧化氢或过氧化氢水溶液接触的溶剂。

13.根据权利要求1-12中任意一项所述的方法，其中，所述环氧丙烷分离精制单元包括精馏塔、汽提塔、环氧丙烷吸收塔和萃取精馏塔；所述从所述多效蒸发系统中的最低压蒸发级的塔顶得到的有机溶剂蒸气作为所述精馏塔、汽提塔和萃取精馏塔的塔釜再沸器的热源。

14.根据权利要求13所述的方法，其中，该方法包括：将经过所述精馏塔、汽提塔和萃取精馏塔塔釜再沸器热交换后冷凝得到的部分有机溶剂循环作为所述环氧丙烷吸收塔的吸收剂。

15.根据权利要求1-14中任意一项所述的方法，其中，所述有机溶剂为甲醇。

16.根据权利要求1-15中任意一项所述的方法，其中，所述多效蒸发系统为顺流多效蒸发系统或逆流多效蒸发系统。

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