CN112898238A - Chppo环氧化反应产物粗分离系统及分离方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种CHPPO环氧化反应物粗分离系统和分离方法，该系统包括分离塔、碱洗塔、脱轻塔、脱重塔、油水分离罐、萃取塔和闪蒸塔；该方法将环氧化反应物和中沸点介质引入分离塔进行分离，塔顶物料经过进一步分离得到粗PO产品，塔釜物料通过油水分离罐回收苄醇油相，水相在萃取塔经异丙苯萃取回收水中溶解的苄醇后排放少量废水，余下的物料经闪蒸塔分离后水相返回分离塔循环使用。本发明的分离系统和分离方法使得分离塔塔釜温度降低到110℃以下，分离塔塔釜异丙苯损耗降低到0.10～0.12KgCUM/tPO，苄醇几乎无损耗，PO几乎不水解，分离塔PO回收率可达99.95％以上。

Description

CHPPO环氧化反应产物粗分离系统及分离方法

技术领域

本发明涉及一种精馏分离系统及分离方法，尤其涉及一种生产能力为5～80万吨/年的CHPPO环氧化反应物粗分离系统及分离方法。

背景技术

国内外环氧丙烷PO的工艺生产技术主要有氯醇CHPO法、环氧丙烷/苯乙烯PO/SM共氧化法、环氧丙烷/叔丁醇PO/TB共氧化法、异丙苯氧化CHPPO法和双氧水氧化HPPO法。而环氧丙烷/苯乙烯PO/SM共氧化法、环氧丙烷/叔丁醇PO/TB共氧化法、异丙苯氧化CHPPO法属于间接氧化法，是一种国际上已经基本成熟、流程简单、环境友好、清洁绿色环氧丙烷的工艺生产技术。其中CHPPO法实际上是一种改进的共氧化法，与环氧丙烷/苯乙烯PO/SM共氧化法的主要区别在于使用异丙苯替代了乙苯，并且异丙苯能够循环使用，不产生联产品。由于异丙苯氧化CHPPO法工艺生产技术无需联产苯乙烯所需的辅加设备，装置投资费用比环氧丙烷/苯乙烯PO/SM共氧化法低1/3左右，也无需使用氯气作为原料的氯醇CHPO法工艺所需的防腐设备。因此异丙苯氧化CHPPO法工艺生产技术有望成为未来生产环氧丙烷的最佳工艺路线。

专利(201410573617.2)公开了一种过氧化氢乙苯EBHP法纯化环氧丙烷PO的方法，该方法是将含有水、乙醛、丙醛、甲醇等含氧化合物、丙烯、2～甲基戊烷等烃类杂质的粗环氧丙烷进行精制的方法，将上述粗环氧丙烷溶液多次精馏与萃取精馏相结合的纯化方法以获得聚合级环氧丙烷。

发明内容

发明目的：本发明的第一目的是提供一种能够降低环氧丙烷分离塔塔釜温度及异丙苯损耗的CHPPO环氧化反应物粗分离系统，本发明的第二目的是提供利用该系统进行环氧化反应物粗分离的方法。

发明人研究发现，现有技术中CHPPO装置环氧化反应产物粗分离单元未涉及纯化环氧丙烷过程中的温度控制，且整个分离系统的节能方式依靠结构特点而不是工艺流程优化，存在粗环氧丙烷分离塔塔釜温度高、异丙苯损耗多、运行能耗大的问题。因此，本发明拟对CHPPO装置环氧化反应产物粗分离系统及工艺流程进行优化，解决现有技术存在的问题。

技术方案：本发明所述CHPPO环氧化反应产物粗分离系统，包括引入环氧化反应产物和中沸点介质的分离塔、对含水PO碱洗的碱洗塔、脱除碱洗塔物料中轻组分的脱轻塔、脱除脱氢塔釜料中重组分的脱重塔、分离重组分得到含回收苄醇的油相和水相的油水分离罐、回收苄醇物料和排放废水的萃取塔以及分离得到循环使用水相的闪蒸塔。

所述的分离塔分别与碱洗塔、油水分离罐和闪蒸塔相连；脱轻塔分别与碱洗塔和脱重塔相连；脱重塔和油水分离罐共同与萃取塔相连；萃取塔与闪蒸塔相连。

所述中沸点介质包括一级脱盐水、二级脱盐水、蒸馏水、精制水、精华水和纯水中的一种。

本发明CHPPO环氧化反应产物粗分离方法，在分离塔引入中沸点介质，通过油水分离回收苄醇，得到循环使用的水，为防止循环使用的水中丙二醇等高沸点水溶性介质累积，经异丙苯萃取水中溶解的苄醇后排放少量废水。

上述发明方法包括以下步骤：

a、水与环氧化反应产物进入分离塔分离得到含水PO物料和重组分；

b、含水PO物料进入碱洗塔，碱洗得到碱洗塔物料，碱洗塔物料进入脱轻塔分离得到轻组分和脱轻塔釜料，轻组分送出系统外，脱轻塔釜料进入脱重塔分离得到粗PO产品和脱重塔釜料，粗PO产品送出系统外；

c、重组分进入油水分离罐分离得到油相和水相，油相送出系统外；

d、水相和脱重塔釜料进入萃取塔，加入异丙苯萃取得到回收苄醇物料和废水，废水送出系统外；

e、回收苄醇物料进入闪蒸塔分离得到闪蒸塔重组分和循环使用水相，循环使用水相返回分离塔，闪蒸塔重组分送出系统外。

优选的，所述分离方法工艺操作参数如下：分离塔的操作压力为0.09～0.22MPaA，塔顶操作温度为35～75℃，塔釜操作温度为70～110℃；油水分离罐的操作压力为0.06～0.19MPaA，操作温度为65～105℃；萃取塔的操作压力为0.06～0.19MPaA，塔顶操作温度为56～96℃，塔釜操作温度为60～100℃；闪蒸塔的操作压力为0.01～0.11MPaA，塔顶操作温度为63～103℃，塔釜操作温度为85～125℃；碱洗塔的操作压力为0.06～0.19MPaA，塔顶操作温度为35～75℃，塔釜操作温度为39～79℃；脱轻塔的操作压力为0.26～0.39MPaA，塔顶操作温度为39～79℃，塔釜操作温度为51～91℃；脱重塔的操作压力为0.14～0.27MPaA，塔顶操作温度为35～75℃，塔釜操作温度为63～103℃。

更优选的，所述分离方法的工艺操作参数如下：分离塔的操作压力为0.11～0.20MPaA，塔顶操作温度为40～70℃，塔釜操作温度为75～105℃；油水分离罐的操作压力为0.08～0.17MPaA，操作温度为70～100℃；萃取塔的操作压力为0.08～0.17MPaA，塔顶操作温度为61～91℃，塔釜操作温度为65～95℃；闪蒸塔的操作压力为0.03～0.09MPaA，塔顶操作温度为68～98℃，塔釜操作温度为90～120℃；碱洗塔的操作压力为0.08～0.17MPaA，塔顶操作温度为40～70℃，塔釜操作温度为44～74℃；脱轻塔的操作压力为0.28～0.37MPaA，塔顶操作温度为44～74℃，塔釜操作温度为56～86℃；脱重塔的操作压力为0.16～0.25MPaA，塔顶操作温度为40～70℃，塔釜操作温度为68～98℃。

最优选的，所述分离方法的工艺操作参数如下：分离塔的操作压力为0.13～0.18MPaA，塔顶操作温度为45～65℃，塔釜操作温度为80～100℃；油水分离罐的操作压力为0.10～0.15MPaA，操作温度为75～95℃；萃取塔的操作压力为0.10～0.15MPaA，塔顶操作温度为66～86℃，塔釜操作温度为70～90℃；闪蒸塔的操作压力为0.05～0.07MPaA，塔顶操作温度为73～93℃，塔釜操作温度为95～115℃；碱洗塔的操作压力为0.10～0.15MPaA，塔顶操作温度为45～65℃，塔釜操作温度为49～69℃；脱轻塔的操作压力为0.30～0.35MPaA，塔顶操作温度为49～69℃，塔釜操作温为61～81℃；脱重塔的操作压力为0.18～0.23MPaA，塔顶操作温度为45～65℃，塔釜操作温度为73～93℃。

分离方法步骤a中，所述含水PO中水的含量为2.0～15.0wt％。

分离方法步骤c中，所述水相中苄醇的含量为1.0～9.0wt％。

分离方法步骤d中，所述水相中可循环使用水质量分数1.5～12.0％作为废水送出系统外。所述分离塔塔釜重组分中所含的水为可循环使用水。

分离步骤d中，所述异丙苯的来源为系统外部。

有益效果：与现有技术相比，本发明具有如下显著优点：通过在分离塔中引入中沸点介质，降低分离塔塔釜的操作温度以防止异丙苯生成并异丙苯，从而减少异丙苯的损耗。本发明采用控制含量为2.0～15.0wt％的中沸点介质从分离塔塔顶流出的技术方案，使得分离塔塔釜操作温度从150～210℃降低到110℃以下，分离塔釜异丙苯损耗从10.43～52.92KgCUM/tPO降低到0.10～0.12KgCUM/tPO。利用水和苄醇的难溶性质，通过油水分层分离使水循环使用，同时为防止循环使用的水中丙二醇等高沸点水溶性介质累积，可循环使用水中含量为1.5～12.0wt％经异丙苯萃取回收苄醇后作为废水排放，从油水分离罐流出的水相中含量为1.0～9.0wt％的苄醇进入萃取塔萃取回收苄醇，苄醇没有损耗；环氧丙烷未水解为醇，环氧丙烷没有损耗，分离塔环氧丙烷产品回收率可达99.95％以上。

附图说明

图1为本发明的工艺流程图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明的技术方案作进一步说明。

实施例1

以公称能力为5万吨/年CHPPO商业化工业生产装置为例，采用本发明所述CHPPO环氧化反应物粗分离方法，在粗PO精馏分离工艺流程中，通过引入中沸点介质8，降低分离塔1塔釜的操作温度以防止发生异丙苯生成并异丙苯的不利反应，从而减少异丙苯的损耗。其中，中沸点介质8选用脱盐水，分离塔1选用粗PO塔。

如图1所示，本实施例的工艺流程如下：来自界外环氧化反应单元含未反应丙烯原料、环氧丙烷产品、苄醇副产品的环氧化反应产物11与脱盐水进入粗PO塔，经粗PO塔精馏分离后，粗PO塔塔顶流出含水PO物料10进入碱洗塔2，经碱洗塔2碱洗后，碱洗塔物料22进入脱轻塔3，轻组分14从脱轻塔3塔顶流出送到界外。脱轻塔3塔釜流出脱氢塔釜料23进入脱重塔4，经脱重塔4精馏分离后，粗PO产品12从脱重塔4塔顶流出送到界外进一步精制。脱重塔4塔釜流出的脱重塔釜料18与油水分离罐5分离流出的水相21一起进入萃取塔6，与来自界外的异丙苯9进行液液接触，废水13从萃取塔6塔釜分离流出送到界外去污水单元进一步处理。萃取塔6塔顶回收苄醇物料19进入闪蒸塔7，经闪蒸塔7闪蒸分离后，闪蒸塔重组分15从闪蒸塔7塔顶流出送到界外，闪蒸塔7塔釜流出的循环使用水相20返回粗PO塔。粗PO塔塔釜流出的重组分17送油水分离罐5进行油水分离，含回收苄醇的油相16从油水分离罐5分离流出送到界外进行脱水处理，从油水分离罐分离流出的水相21进入萃取塔6经异丙笨9萃取回收苄醇物料19。

本实施例的工艺操作参数如下：粗PO塔的操作压力0.13MPaA，塔顶操作温度49℃，塔釜操作温度107℃，碱洗塔2的操作压力0.10MPaA，塔顶操作温度49℃，塔釜操作温度53℃，脱轻塔3的操作压力0.30MPaA，塔顶操作温度56℃，塔釜操作温度70℃，脱重塔4的操作压力0.18MPaA，塔顶操作温度50℃，塔釜操作温度80℃，油水分离罐5的操作压力0.10MPaA，操作温度81℃，萃取塔6的操作压力0.10MPaA，塔顶操作温度73℃，塔釜操作温度77℃，闪蒸塔7的操作压力0.04MPaA，塔顶操作温度77℃，塔釜操作温度101℃；脱盐水进入粗PO塔后其质量分数7.2％从粗PO塔塔顶流出，粗PO塔塔釜流出可循环使用水中质量分数5.3％作为废水13排放送出界外，从油水分离罐5流出的水相21中含溶解浓度质量分数4.1％的苄醇进入萃取塔6萃取回收苄醇。

本实施例采用引入脱盐水中质量分数7.2％从粗PO塔塔顶流出的技术方案，粗PO塔塔釜操作温度降低到107℃的技术手段，达到粗PO塔塔釜异丙苯损耗降低到0.75千克异丙苯/小时的技术目的。同时可循环使用水中质量分数5.3％经异丙苯9萃取回收苄醇后作为废水13排放，苄醇几乎没有损耗；环氧丙烷未水解为醇，环氧丙烷也几乎没有损耗，粗PO塔环氧丙烷产品回收率达99.96％，取得了较好的技术效果。

本实施例所述中沸点介质8可为一级脱盐水、二级脱盐水、蒸馏水、精制水、净化水和纯水中的任意一种。

实施例2

同实施例1，仅仅公称能力和工艺操作参数改变，公称能力改为10万吨/年CHPPO商业化工业生产装置，本实施例的工艺操作参数修改如下：粗PO塔的操作压力0.15MPaA，塔顶操作温度51℃，塔釜操作温度109℃，碱洗塔2的操作压力0.12MPaA，塔顶操作温度51℃，塔釜操作温度56℃，脱轻塔3的操作压力0.32MPaA，塔顶操作温度59℃，塔釜操作温度74℃，脱重塔4的操作压力0.20MPaA，塔顶操作温度54℃，塔釜操作温度84℃，油水分离罐5的操作压力0.13MPaA，操作温度84℃，萃取塔6的操作压力0.12MPaA，塔顶操作温度76℃，塔釜操作温度79℃，闪蒸塔7的操作压力0.06MPaA，塔顶操作温度80℃，塔釜操作温度105℃；脱盐水进入粗PO塔后其质量分数8.3％从粗PO塔塔顶流出，粗PO塔塔釜流出可循环使用水中质量分数6.5％作为废水13排放送出界外，从油水分离罐5流出的水相21中含溶解浓度质量分数5.2％的苄醇进入萃取塔6萃取回收苄醇。

本实施例采用引入脱盐水中质量分数8.3％从粗PO塔塔顶流出的技术方案，粗PO塔塔釜操作温度降低到109℃的技术手段，达到粗PO塔塔釜异丙苯损耗降低到1.50千克异丙苯/小时的技术目的。同时可循环使用水中质量分数6.5％经异丙苯9萃取回收苄醇后作为废水13排放，苄醇几乎没有损耗；环氧丙烷未水解为醇，环氧丙烷也几乎没有损耗，粗PO精馏分离塔环氧丙烷产品回收率达99.96％，取得了较好的技术效果。

实施例3

同实施例1，仅仅公称能力改变，公称能力改为30万吨/年CHPPO商业化工业生产装置。本实施例采用引入脱盐水中质量分数10.2％从粗PO塔塔顶流出的技术方案，粗PO塔塔釜操作温度降低到92℃的技术手段，达到粗PO塔塔釜异丙苯损耗降低到4.13千克异丙苯/小时的技术目的。同时可循环使用水中质量分数8.2％经异丙苯9萃取回收苄醇后作为废水13排放，苄醇几乎没有损耗；环氧丙烷未水解为醇，环氧丙烷也几乎没有损耗，粗PO精馏分离塔环氧丙烷产品回收率达99.97％，取得了较好的技术效果。

实施例4

同实施例1，仅仅公称能力改变，公称能力改为80万吨/年CHPPO商业化工业生产装置。本实施例采用引入脱盐水中质量分数11.3％从粗PO塔塔顶流出的技术方案，粗PO塔塔釜操作温度降低到89℃的技术手段，达到粗PO塔塔釜异丙苯损耗降低到11.00千克异丙苯/小时的技术目的。同时可循环使用水中质量分数9.6％经异丙苯9萃取回收苄醇后作为废水13排放，苄醇几乎没有损耗；环氧丙烷未水解为醇，环氧丙烷也几乎没有损耗，粗PO塔环氧丙烷产品回收率达99.97％，取得了较好的技术效果。

实施例5

同实施例3，仅仅工艺操作参数改变，公称能力仍然为30万吨/年CHPPO商业化工业生产装置，本实施例的工艺操作参数修改如下：粗PO塔的操作压力0.10MPaA，塔顶操作温度39℃，塔釜操作温度70℃，碱洗塔2的操作压力0.07MPaA，塔顶操作温度39℃，塔釜操作温度44℃，脱轻塔3的操作压力0.27MPaA，塔顶操作温度44℃，塔釜操作温度56℃，脱重塔4的操作压力0.15MPaA，塔顶操作温度40℃，塔釜操作温度68℃，油水分离罐5的操作压力0.07MPaA，操作温度71℃，萃取塔6的操作压力0.08MPaA，塔顶操作温度60℃，塔釜操作温度64℃，闪蒸塔7的操作压力0.02MPaA，塔顶操作温度68℃，塔釜操作温度89℃；脱盐水进入粗PO塔后其质量分数2.5％从粗PO塔塔顶流出，粗PO塔塔釜流出可循环使用水中质量分数2.2％作为废水13排放送出界外，从油水分离罐5流出的水相21中含溶解浓度质量分数2.0％的苄醇进入萃取塔6萃取回收苄醇。

本实施例采用引入脱盐水中质量分数2.5％从粗PO塔塔顶流出的技术方案，粗PO塔塔釜操作温度降低到70℃的技术手段，达到粗PO塔塔釜异丙苯损耗降低到3.75千克异丙苯/小时的技术目的。同时可循环使用水中质量分数2.2％经异丙苯9萃取回收苄醇后作为废水13排放，苄醇几乎没有损耗；环氧丙烷未水解为醇，环氧丙烷也几乎没有损耗，粗PO塔环氧丙烷产品回收率达99.95％，取得了较好的技术效果。

实施例6

同实施例3，仅仅工艺操作参数改变，公称能力仍然为30万吨/年CHPPO商业化工业生产装置，本实施例的工艺操作参数修改如下：粗PO塔的操作压力0.20MPaA，塔顶操作温度73℃，塔釜操作温度110℃，碱洗塔2的操作压力0.18MPaA，塔顶操作温度73℃，塔釜操作温度78℃，脱轻塔3的操作压力0.37MPaA，塔顶操作温度77℃，塔釜操作温度90℃，脱重塔4的操作压力0.25MPaA，塔顶操作温度74℃，塔釜操作温度99℃，油水分离罐5的操作压力0.17MPaA，操作温度99℃，萃取塔6的操作压力0.18MPaA，塔顶操作温度94℃，塔釜操作温度98℃，闪蒸塔7的操作压力0.10MPaA，塔顶操作温度100℃，塔釜操作温度121℃；脱盐水进入粗PO塔后其质量分数13.2％从粗PO塔塔顶流出，粗PO塔塔釜流出可循环使用水中质量分数10.8％作为废水13排放送出界外，从油水分离罐5流出的水相21中含溶解浓度质量分数7.4％的苄醇进入萃取塔6萃取回收苄醇。

本实施例采用引入脱盐水中质量分数13.2％从粗PO塔塔顶流出的技术方案，粗PO塔塔釜操作温度降低到110℃的技术手段，达到粗PO塔塔釜异丙苯损耗降低到4.50千克异丙苯/小时的技术目的。同时可循环使用水中质量分数10.8％经异丙苯9萃取回收苄醇后作为废水13排放，苄醇几乎没有损耗；环氧丙烷未水解为醇，环氧丙烷也几乎没有损耗，粗PO塔环氧丙烷产品回收率达99.95％，取得了较好的技术效果。

实施例7

同实施例3，仅仅工艺操作参数改变，公称能力仍然为30万吨/年CHPPO商业化工业生产装置，本实施例的工艺操作参数修改如下：粗PO塔的操作压力0.15MPaA，塔顶操作温度57℃，塔釜操作温度92℃；碱洗塔2的操作压力0.12MPaA，塔顶操作温度57℃，塔釜操作温度60℃；脱轻塔3的操作压力0.31MPaA，塔顶操作温度58℃，塔釜操作温度72℃；脱重塔4的操作压力0.20MPaA，塔顶操作温度56℃，塔釜操作温度81℃；油水分离罐5的操作压力0.14MPaA，操作温度83℃；萃取塔6的操作压力0.14MPaA，塔顶操作温度74℃，塔釜操作温度83℃；闪蒸塔7的操作压力0.06MPaA，塔顶操作温度85℃，塔釜操作温度108℃；脱盐水进入粗PO塔1后，其中质量分数7.8％从粗PO塔塔顶流出；粗PO塔塔釜流出可循环使用水中质量分数9.0％作为废水13排放送出界外；从油水分离罐5流出的水相21中含溶解浓度质量分数5.9％的苄醇进入萃取塔6萃取回收苄醇。由此粗PO塔塔釜异丙苯损耗降低到0.11千克异丙苯/吨环氧丙烷产品，折合异丙苯损耗4.13千克异丙苯/小时，苄醇几乎没有损耗，环氧丙烷未水解为醇，环氧丙烷也几乎没有损耗，粗PO塔环氧丙烷产品回收率达99.96％，取得了较好的技术效果。

实施例8

同实施例4，公称能力仍然为80万吨/年CHPPO商业化工业生产装置，仅仅工艺操作参数改变，本实施例的工艺操作参数修改如下：粗PO塔的操作压力0.09MPaA，塔顶操作温度35℃，塔釜操作温度70℃；碱洗塔2的操作压力0.06MPaA，塔顶操作温度35℃，塔釜操作温度39℃；脱轻塔3的操作压力0.26MPaA，塔顶操作温度39℃，塔釜操作温度51℃；脱重塔4的操作压力0.14MPaA，塔顶操作温度35℃，塔釜操作温度63℃；油水分离罐5的操作压力0.06MPaA，操作温度65℃；萃取塔6的操作压力0.06MPaA，塔顶操作温度56℃，塔釜操作温度60℃；闪蒸塔7的操作压力0.01MPaA，塔顶操作温度63℃，塔釜操作温度85℃；脱盐水进入粗PO塔1后，其中质量分数2.0％从粗PO塔塔顶流出；粗PO塔塔釜流出可循环使用水中质量分数1.5％作为废水13排放送出界外；从油水分离罐5流出的水相21中含溶解浓度质量分数1.0％的苄醇进入萃取塔6萃取回收苄醇。由此粗PO塔塔釜异丙苯损耗降低到0.10千克异丙苯/吨环氧丙烷产品，折合异丙苯损耗0.63千克异丙苯/小时，苄醇几乎没有损耗，环氧丙烷未水解为醇，环氧丙烷也几乎没有损耗，粗PO塔环氧丙烷产品回收率达99.97％，取得了较好的技术效果。

实施例9

同实施例1，公称能力仍然为5万吨/年CHPPO商业化工业生产装置，仅仅工艺操作参数改变，本实施例的工艺操作参数修改如下：粗PO塔的操作压力0.22MPaA，塔顶操作温度75℃，塔釜操作温度110℃；碱洗塔2的操作压力0.19MPaA，塔顶操作温度75℃，塔釜操作温度79℃；脱轻塔3的操作压力0.39MPaA，塔顶操作温度79℃，塔釜操作温度91℃；脱重塔4的操作压力0.27MPaA，塔顶操作温度75℃，塔釜操作温度103℃；油水分离罐5的操作压力0.19MPaA，操作温度105℃；萃取塔6的操作压力0.19MPaA，塔顶操作温度96℃，塔釜操作温度100℃；闪蒸塔7的操作压力0.11MPaA，塔顶操作温度103℃，塔釜操作温度125℃；脱盐水进入粗PO塔后，其中质量分数15.0％从粗PO塔塔顶流出；粗PO塔塔釜流出可循环使用水中质量分数12.0％作为废水13排放送出界外；从油水分离罐5流出的水相21中含溶解浓度质量分数9.0％的苄醇进入萃取塔6萃取回收苄醇。由此粗PO塔塔釜异丙苯损耗降低到0.12千克异丙苯/吨环氧丙烷产品，折合异丙苯损耗12.00千克异丙苯/小时，苄醇几乎没有损耗，环氧丙烷未水解为醇，环氧丙烷也几乎没有损耗，粗PO塔环氧丙烷产品回收率达99.95％，取得了较好的技术效果。

对比例1～6

设置对比例1～6，在公称能力30万吨/年商业化CHPPO工艺生产装置中，粗PO塔塔釜操作温度为150～210℃，工艺步骤和其它工艺参数同实施例3，由此粗PO塔塔釜异丙苯损耗为391～1985千克/小时，见表1。

表1改变粗PO塔釜温度的异丙苯损耗表

对比例	塔釜温度℃	异丙苯损失(千克/小时)
			1	150	391
2	178	473
			3	186	709
4	194	1040
			5	202	1465
6	210	1985

对比例7～11

设置对比例7～11，在公称能力为30万吨/年商业化CHPPO工艺生产装置中，粗PO塔操作压力为0.09～0.22MPaA，工艺步骤和其它工艺参数同实施例3，由此粗PO塔塔釜异丙苯损耗为391～1985千克/小时，见表2。

表2改变粗PO塔压力的异丙苯损耗表

对比例	操作压力MPaA	异丙苯损失(千克/小时)
			7	0.09	391
8	0.12	523
			9	0.15	862
10	0.19	1349
			11	0.22	1985

对比例12-19

设置对比例12～19，在公称能力为5～80万吨/年商业化CHPPO工艺生产装置中，粗PO塔塔釜操作温度为196℃，工艺步骤和其他工艺参数同实施例3，由此粗PO塔塔釜异丙苯损耗189～3032千克/小时，见表3。

表3改变CHPPO工艺生产装置公称能力的异丙苯损耗表

Claims (10)

1.一种CHPPO环氧化反应产物粗分离系统，其特征在于：包括引入环氧化反应产物(11)和中沸点介质(8)的分离塔(1)、对含水PO物料(10)碱洗的碱洗塔(2)、脱除碱洗塔物料(22)中轻组分(14)的脱轻塔(3)、脱除脱轻塔釜料(23)中重组分的脱重塔(4)、分离重组分(17)得到含回收苄醇的油相(16)和水相(21)的油水分离罐(5)、回收苄醇物料(19)和排放废水(13)的萃取塔(6)，以及分离得到循环使用水相(20)的闪蒸塔(7)。

2.根据权利要求1所述CHPPO环氧化反应产物粗分离系统，其特征在于：所述分离塔(1)分别与碱洗塔(2)、油水分离罐(5)和闪蒸塔(7)相连；脱轻塔(3)分别与碱洗塔(2)和脱重塔(4)相连；脱重塔(4)和油水分离罐(5)与萃取塔(6)相连；萃取塔(6)与闪蒸塔(7)相连。

3.根据权利要求1所述CHPPO环氧化反应产物粗分离系统，其特征在于：所述中沸点介质(8)包括一级脱盐水、二级脱盐水、蒸馏水、精制水、净化水和纯水中的一种。

4.一种CHPPO环氧化反应产物粗分离方法，其特征在于包括以下步骤：

a、中沸点介质(8)与环氧化反应产物(11)进入分离塔(1)分离得到含水PO物料(10)和重组分(17)；

b、含水PO物料(10)进入碱洗塔(2)碱洗得到碱洗塔物料(22)，碱洗塔物料(22)进入脱轻塔(3)分离得到轻组分(14)和脱轻塔釜料(23)，轻组分(14)送出系统外，脱轻塔釜料(23)进入脱重塔(4)分离得到粗PO产品(12)和脱重塔釜料(18)，粗PO产品(12)送出系统外；

c、重组分(17)进入油水分离罐(5)分离得到油相(16)和水相(21)，油相(16)送出系统外；

d、水相(21)和脱重塔釜料(18)进入萃取塔(6)，加入异丙苯(9)萃取得到回收苄醇物料(19)和废水(13)，废水(13)送出系统外；

e、回收苄醇物料(19)进入闪蒸塔(7)分离得到闪蒸塔重组分(15)和循环使用水相(20)，循环使用水相(20)返回分离塔(1)，闪蒸塔重组分(15)送出系统外。

5.根据权利要求4所述CHPPO环氧化反应物粗分离方法，其特征在于：所述分离塔(1)的操作压力为0.09～0.22MPaA，塔顶操作温度为35～75℃，塔釜操作温度为70～110℃；油水分离罐(5)的操作压力为0.06～0.19MPaA，操作温度为65～105℃；萃取塔(6)的操作压力为0.06～0.19MPaA，塔顶操作温度为56～96℃，塔釜操作温度为60～100℃；闪蒸塔(7)的操作压力为0.01～0.11MPaA，塔顶操作温度为63～103℃，塔釜操作温度为85～125℃。

6.根据权利要求4所述CHPPO环氧化反应物粗分离方法，其特征在于：所述碱洗塔(2)的操作压力为0.06～0.19MPaA，塔顶操作温度为35～75℃，塔釜操作温度为39～79℃；脱轻塔(3)的操作压力为0.26～0.39MPaA，塔顶操作温度为39～79℃，塔釜操作温度为51～91℃；脱重塔(4)的操作压力为0.14～0.27MPaA，塔顶操作温度为35～75℃，塔釜操作温度为63～103℃。

7.根据权利要求4所述CHPPO环氧化反应物粗分离方法，其特征在于：步骤a中，所述含水PO物料(10)中水的含量为2.0～15.0wt％。

8.根据权利要求4所述CHPPO环氧化反应物粗分离方法，其特征在于：步骤c中，所述水相(21)中苄醇的含量为1.0～9.0wt％。

9.根据权利要求4所述CHPPO环氧化反应物粗分离方法，其特征在于：步骤d中，所述水相(21)中可循环使用水质量分数1.5～12.0％作为废水(13)送出系统外。

10.根据权利要求4所述CHPPO环氧化反应物粗分离方法，其特征在于：步骤d中，所述异丙苯(9)的来源为系统外部。

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