CN109851583B

CN109851583B - 环氧烷烃纯化方法

Info

Publication number: CN109851583B
Application number: CN201810153555.8A
Authority: CN
Inventors: 李晗; 胡松; 胡帅; 杨卫胜
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Priority date: 2017-11-30
Filing date: 2018-02-22
Publication date: 2021-03-30
Anticipated expiration: 2038-02-22
Also published as: CN109851583A; CN109851579A; CN109851579B

Abstract

本发明涉及一种环氧烷烃纯化方法，主要解决现有技术中重组分杂质累积导致萃取剂纯度下降、损失增加、环氧烷烃收率下降、能耗增加的问题。所述方法包括含环氧烷烃和萃取剂的物流在具有第一再沸器的分离塔中分离的步骤；其特征在于，从分离塔塔板液相采出一股物流送入萃取剂净化器处理。所述方法可用于环氧烷烃的工业生产中。

Description

环氧烷烃纯化方法

技术领域

本发明涉及一种环氧烷烃纯化方法。

背景技术

环氧丙烷(PO)主要用于聚醚多元醇、丙二醇和丙二醇醚的生产，在丙烯衍生物中的产量仅次于聚丙烯，是第二大丙烯衍生物。据统计，2011年，全球用于聚醚多元醇生产的环氧丙烷约占总消费量的66％，用于丙二醇生产的约占17％，用于丙二醇醚生产的环氧丙烷约占6％。2011年，全球环氧丙烷产能为882.2万吨，2016年已突破1000万吨。预计到2020年，环氧丙烷生产能力将达到1200万吨/年，需求量达到1000万吨/年。长期来看，世界范围内环氧丙烷市场前景依然乐观。

1,2-环氧丁烷(BO)同环氧乙烷(EO)和环氧丙烷(PO)属同系物，分子式为C₄H₈O(CAS号：106-88-7)，是一种具有三元环结构的物质，化学性质活泼，主要用作聚醚多元醇单体和其它合成材料的中间体。1,2-环氧丁烷还可以用于制泡沫塑料、合成橡胶、非离子型表面活性剂等，也可代替丙酮作为硝基漆的稀释剂，也可用作色谱分析的标准物质。

作为烯烃环氧化物，与环氧乙烷和环氧丙烷相比，在分子结构上，环氧丁烷拥有更多数量的-CH₂-官能团，当作为单体合成聚醚多元醇时，其产品具有优异的疏水性能，特别适合用于某些要求严格的建筑及设备的外表面防水涂层。同时，以环氧丁烷为单体共聚所合成的聚氨酯材料拥有优异的耐寒性能，特别适用于气候严寒地区。

环氧烷烃产品对水、醛、同分异构体有严格要求，水会影响聚合物的羟值和发泡性能，醛会导致产品发出异味，影响人们身体健康，同分异构体是聚合长链的封端剂，因此，国标和企业标准中对产品纯度都有严格要求。

国标中环氧丙烷优等品质量纯度要求为：环氧丙烷≥99.95％，水≤0.02％，乙醛+丙醛≤0.005％，酸≤0.003％。

BASF企业标准中1,2-环氧丁烷合格品质量纯度要求为：环氧丁烷≥99.5％，环氧丁烷同分异构体≤0.2％，总醛≤0.05％，水≤0.03％。

1,2-环氧丁烷优等品质量纯度要求为：环氧丁烷≥99.9％，环氧丁烷同分异构体≤0.1％，总醛≤0.015％，水≤0.005％。

反应生成的粗环氧烷烃中通常含有水、甲醇、丙酮、甲酸甲酯等杂质，因为这些杂质与环氧烷烃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烷烃产品标准。为了得到符合聚合要求的高纯度环氧烷烃，必须将环氧烷烃中含有的杂质分离除去。

环氧烷烃的纯化一般采用C7～C20直链和支链烃类和(或)二醇类作为萃取剂。二醇类作为萃取剂，存在的问题是不稳定，会发生脱水或聚合反应，丧失萃取剂的作用，同时产生新的杂质。从分离效果和经济性考虑，环氧烷烃的纯化过程采用C8直链和支链烷烃的混合物作为萃取剂。萃取剂的加入使乙醛、水、甲醇、甲酸甲酯对环氧烷烃的相对挥发度变大，乙醛、水、甲醇、甲酸甲酯从塔顶移出，萃取剂回收利用。

因为粗环氧丁烷中含有水、甲醇，分离时又加入水，因此，在环氧丁烷精制过程中，会发生下列反应：

1,2-环氧丁烷水解生成1,2-丁二醇。1,2-丁二醇在水中的溶解度小于1,2-环氧丁烷。

1,2-环氧丁烷与甲醇反应生成1-丁二醇单甲醚(醚键形成在末端环氧基的碳原子上)、2-丁二醇单甲醚(醚键形成在2位环氧基的碳原子上)。1-丁二醇单甲醚和2-丁二醇单甲醚都微溶于水。

1,2-环氧丁烷发生聚合反应生成聚合物，如二聚环氧丁烷、聚环氧丁烷。

1,2-环氧丁烷与水、二元醇或多元醇等含活性氢的化合物反应生成聚1,2-丁二醇醚及其衍生物。聚1,2-丁二醇醚及其衍生物是不挥发性粘稠液体，无色至棕色，大都溶于酮、醇、酯、烃类和卤代烃；分子量较低的溶于水，水溶性随分子量增加而下降，随温度增加而下降。

以上反应副产物及衍生物大多难溶于水，通过水洗的方法难以脱除。采用萃取精馏的方法进行环氧丁烷精制时，这些副产物及衍生物会在萃取剂中累积，从而降低了萃取剂的萃取效果。所以，降低萃取剂中这些副产物及衍生物的浓度是非常必要的。例如，文献US4402794公开采用C7-C9的烃类，优选正辛烷作为萃取剂单次萃取精馏分离粗1,2-环氧丁烷溶液中含有的水、甲醇、丙酮、甲酸甲酯等杂质，没有涉及到杂质醛类的分离。萃取蒸馏塔塔顶分相器分层后的有机层去精馏塔蒸馏分离甲醇、丙酮等；萃取蒸馏塔塔釜物流送入萃取精馏塔；萃取精馏塔塔釜液部分外排。该方法通过外排部分含萃取剂和重组分的塔釜液，以减少反应副产物及衍生物在萃取剂中的累积。由于塔釜外排部分物流中的重组分含量低，为保证萃取剂纯度，就需要外排大量的萃取剂，因而会损失较大量的萃取剂。

文献US4772732公开了一种通过使用阴离子交换树脂和吸附剂纯化丁烯氧化物的方法。阴离子交换树脂除去酸和脱氢杂质，而吸附剂除去来自环氧丁烷的杂质的水。根据杂质含量，纯化步骤可以单独或组合进行，并且该过程可以在反应器中分批进行，或者在塔或柱内连续进行。所选择的离子交换树脂是磺化的大网状阴离子交换树脂，吸附剂是分子筛。该方法成本较高，吸附解析过程也会较麻烦，且处理量不大。

同样，在环氧丙烷体系中，环氧丙烷水解生成1,2-丙二醇。1,2-丙二醇在水中的溶解度小于环氧丙烷。

环氧丙烷与甲醇反应生成丙二醇单甲醚。

环氧丙烷发生聚合反应生成聚合物，如二聚环氧丙烷、聚环氧丙烷。

环氧丙烷与水、二元醇或多元醇等含活性氢的化合物反应生成聚丙二醇醚及其衍生物。聚丙二醇醚及其衍生物在水中的溶解度和有机相中溶解度都不大。

现有技术目前的现状是，亟待需要一种萃取剂损失小、纯度高，环氧丁烷收率高，能耗小的环氧烷烃纯化方法。

发明内容

本发明人在现有技术的基础上经过刻苦的系统研究发现，通过在常规的配置有一个再沸器的分离塔的下部再增设一个萃取剂净化器，就可以解决至少一个前述的问题，并由此完成了本发明。

具体而言，本发明涉及一种环氧烷烃纯化方法。所述方法包括含环氧烷烃和萃取剂的物流在具有第一再沸器的分离塔中分离的步骤；其特征在于，从分离塔塔板液相采出一股物流送入萃取剂净化器处理。

根据本发明的一个方面，所述第一再沸器是热虹吸式再沸器、釜式再沸器或强制循环式再沸器中任一种。

根据本发明的一个方面，所述萃取剂净化器为蒸馏塔或第二再沸器，优选为第二再沸器。

根据本发明的一个方面，所述第二再沸器是热虹吸式再沸器、釜式再沸器或强制循环式再沸器中任一种，优选釜式再沸器。

根据本发明的一个方面，第一再沸器换热面积与第二再沸器换热面积之比为(5～2):1。

根据本发明的一个方面，以重量百分比计，分离塔塔板液相采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2～20％。

根据本发明的一个方面，所述分离塔的操作条件包括：塔顶温度30～80℃，压力0.04～0.40MPaG。

根据本发明的一个方面，萃取剂净化器处理后得到气相轻组分和液相重组分；所述气相轻组分返回分离塔。

根据本发明的一个方面，所述液相重组分冷却之后进入分相器，分相后得到富含萃取剂的轻相物流，和富含二醇的重相物流；所述轻相物流返回所述分离塔，所述重相物流采出。

根据本发明的一个方面，所述环氧烷烃为环氧丙烷、环氧丁烷、或其同分异构体。

根据本发明的一个方面，所述含环氧烷烃和萃取剂的物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与环氧烷烃的比例为(2～15):1，优选(3～10):1，更优选(5～7):1。

根据本发明的一个方面，所述采出一股物流送入萃取剂净化器的塔板位于进料板以下任意塔板处。

本发明的有益效果：本发明在常规的配置有一个再沸器的分离塔的下部再增设一个萃取剂净化器，从分离塔塔板液相采出一股物流送入萃取剂净化器处理，优选方案为分离塔最下方一块板，将塔釜原先直接外排的部分分离塔塔釜物流经萃取剂净化器处理，分离出重组分杂质，从而提高了萃取剂纯度，减少了萃取剂的损失和能耗，提高了环氧烷烃的收率，萃取剂纯度提高了0.1～2％，萃取剂损失0.1～0.5％，能耗降低了1～10％，环氧烷烃收率提高了0.5～5％。

附图说明

图1为本发明所述方法的流程示意图。

图2为现有技术文献US4402794所述方法的流程示意图。

在附图中，相同的部件使用相同的附图标记。附图并未按照实际的比例。

附图标记说明：

1 进料物流

2 萃取剂物流

3 环氧烷烃产品物流

4 第一再沸器进料物流

5 第一再沸器出料物流

6 萃取剂净化器进料物流

7 重组分杂质物流

8 萃取剂净化器出料物流

9 富含萃取剂的有机相物流

10 富含二醇重组分杂质的有机相物流

A 第一再沸器

B 萃取剂净化器

C 分离塔

D 冷却器

E 分相器

下面结合附图对本发明进行详细说明，但是需要指出的是，本发明的保护范围并不受此限制，而是由附录的权利要求书来确定。

本说明书提到的所有出版物、专利申请、专利和其它参考文献全都通过引用并入本文。除非另有定义，本说明书所用的所有技术和科学术语都具有本领域技术人员常规理解的含义。在有冲突的情况下，以本说明书的定义为准。

当本说明书以词头“本领域技术人员公知”、“现有技术”或其类似用语来导出材料、物质、方法、步骤、装置或部件等时，该词头导出的对象涵盖本申请提出时本领域常规使用的那些，但也包括目前还不常用，却将变成本领域公认为适用于类似目的的那些。

在本说明书的上下文中，除了明确说明的内容之外，未提到的任何事宜或事项均直接适用本领域已知的那些而无需进行任何改变。而且，本文描述的任何实施方式均可以与本文描述的一种或多种其他实施方式自由结合，由此而形成的技术方案或技术思想均视为本发明原始公开或原始记载的一部分，而不应被视为是本文未曾披露或预期过的新内容，除非本领域技术人员认为该结合是明显不合理的。

在没有明确指明的情况下，本说明书内所提到的所有百分数、份数、比率等都是以重量为基准的，除非以重量为基准时不符合本领域技术人员的常规认识。

本发明的纯化方法所用的原料是含环氧烷烃和萃取剂的物流。该物流源自烯烃环氧化反应产物经萃取精馏后得到的萃取产物流。该物流中，环氧烷烃的含量为5～25重量％。

环氧烷烃纯化使用的萃取剂是被公知的。一般采用C7～C20直链和支链烃类和(或)二醇类作为萃取剂。从经济性考虑，采用C8直链和支链烷烃的混合物作为萃取剂，例如正辛烷、异辛烷、2-甲基-庚烷。从降低萃取剂成本考虑，优选选择混合物。

根据本发明，含环氧烷烃和萃取剂的物流在分离塔精馏后，塔釜物流中含有萃取剂和重组分。这些重组分包括1,2-丁二醇、1-丁二醇单甲醚、2-丁二醇单甲醚、二聚环氧丁烷、聚环氧丁烷及其衍生物，或者它们的混合物；这些重组分包括丙二醇、丙二醇单甲醚、丙二醇二甲醚、聚环氧丙烷及其衍生物，或者它们的混合物。

根据本发明，图1中，含环氧烷烃和萃取剂的物流1进入分离塔C，环氧烷烃产品物流3从分离塔顶部移出，萃取剂物流2从分离塔底部移出，分离塔C底部设有第一再沸器A，第一再沸器进料物流4将塔釜液送入第一再沸器A加热后得到第一再沸器出料物流5，第一再沸器出料物流5进入分离塔C下部，从分离塔A塔板液相采出一股物流6送入萃取剂净化器B。由此，二醇重组分杂质从分离塔排出。

作为本发明的一个优选实施方式，在常规的配置有一个再沸器的分离塔的底部再增设一个再沸器，也就是说分离塔底部配置有两个再沸器。这对于新建装置来说，可节省设备投资，同时减少萃取剂损失量，提高产品质量；也特别适合旧装置改造升级，改动幅度小，投入低，减少萃取剂损失量，效果明显。

本发明人研究发现，二醇、环氧丙烷聚合物等重组分在萃取剂中溶解度小，冷却下可发生液液分相。作为本发明的一个优选实施方式，萃取剂净化器B处理后得到萃取剂净化器B出料物流8，萃取剂净化器B出料物流8送入分离塔C下部，重组分杂质物流7从萃取剂净化器B底部采出，经冷却器D冷却后进入分相器E(例如液液分离罐)，分相后得到富含萃取剂的轻相物流9，和富含二醇的重相物流10；轻相物流9返回所述分离塔C以回收其中萃取剂，重相物流10采出。由此，二醇重组分杂质从体系中排出。

图2是现有技术，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流1送入分离塔C，1,2-环氧丁烷产品物流3从分离塔顶部移出，萃取剂物流2从分离塔底部移出，分离塔C底部设有一个再沸器A，再沸器A进料物流4将塔釜液送入再沸器A加热后得到再沸器A出料物流5送入分离塔C下部，萃取剂物流2分出一股物流作为重组分杂质物流7排出分离体系。由于通过外排部分萃取剂和重组分以减少反应副产物及衍生物在萃取剂中的累积，因而会损失较大量的萃取剂。

需要说明的是，萃取剂纯度不变的情况下，萃取精馏的分离效果是一定的。但本发明强调的是，在反应或分离精制过程中会发生副反应生成二醇及其衍生物杂质，而这些杂质的产生是不可避免的，并且这些杂质会在系统里累积循环。这些杂质对萃取精馏是反作用，降低萃取剂萃取效果。如果直接外排萃取剂，因为萃取剂中重组分杂质含量低，直接外排，萃取剂损失量大。本发明仅增加了一个小型萃取剂净化器、冷却器和分相器，就可将外排物流10中的重组分浓度提高3倍以上，外排萃取剂2损失量降低一半以上。采用本发明，萃取剂外排量相同的情况下，经过长周期运行，循环萃取剂中重组分杂质含量是直接外排方案的20％。而如果采用直接外排方案，为了提高环氧烷烃的产品质量，就必须降低环氧烷烃收率，否则无法保证产品质量。

下面通过具体实施方式对本发明作进一步的阐述。

具体实施方式

【实施例1】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为8:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为热虹吸式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1。分离塔塔板数30，进料板位于第15块，从第29块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.80％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.25％。

【实施例2】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为7:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1。分离塔塔板数35，进料板位于第18块，从第33块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.82％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.29％。

【实施例3】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1。分离塔塔板数40，进料板位于第20块，从第37块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.85％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.33％。

【实施例4】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为5:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1。分离塔塔板数45，进料板位于第22块，从第41块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.89％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.34％。

【实施例5】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为4:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1。分离塔塔板数45，进料板位于第22块，从第40块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.86％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.39％。

【实施例6】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为C8烷烃混合物，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为4:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1。分离塔塔板数45，进料板位于第22块，从第40块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.85％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.41％。

【实施例7】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为4:1。分离塔塔板数45，进料板位于第22块，从第44块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.85％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.28％。

【实施例8】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为3:1。分离塔塔板数45，进料板位于第22块，从第44块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.86％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.27％。

【实施例9】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为2:1。分离塔塔板数45，进料板位于第22块，从第44块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率99.87％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.29％。

【实施例10】

按照图1所示工艺流程图，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，分离塔再沸器A采用釜式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为2:1。分离塔塔板数45，进料板位于第22块，从第44块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

【实施例11】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，分离塔再沸器A采用强制循环式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为2:1。分离塔塔板数45，进料板位于第22块，从第44块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

【实施例12】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有环氧丙烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与环氧丙烷的比例为7:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为热虹吸式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1。分离塔塔板数45，进料板位于第22块，从第44块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

分离塔顶部环氧丙烷物流纯度99.99％，回收率99.82％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.22％。

【实施例13】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有环氧丙烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与环氧丙烷的比例为6:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1。分离塔塔板数45，进料板位于第22块，从第44块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

分离塔顶部环氧丙烷物流纯度99.95％，回收率99.82％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.24％。

【实施例14】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有环氧丙烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与环氧丙烷的比例为5:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1。分离塔塔板数45，进料板位于第22块，从第44块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

分离塔顶部环氧丙烷物流纯度99.99％，回收率99.86％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.29％。

【实施例15】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有环氧丙烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与环氧丙烷的比例为4:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1。分离塔塔板数45，进料板位于第22块，从第44块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

分离塔顶部环氧丙烷物流纯度99.99％，回收率99.93％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.31％。

【实施例16】

按照图1所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有环氧丙烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与环氧丙烷的比例为3:1，分离塔再沸器A采用热虹吸式再沸器，萃取剂净化器B为釜式再沸器，再沸器A与再沸器B换热面积之比为5:1。分离塔塔板数45，进料板位于第22块，从第44块采出一股物流送入萃取剂净化器，以重量百分比计，采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2.5％。

分离塔顶部环氧丙烷物流纯度99.99％，回收率99.94％，分离塔底部萃取剂纯度99.0％，萃取剂损失0.34％。

【比较例1】

按照图2所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为8:1，分离塔再沸器A采用强制循环式再沸器。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率96.38％，分离塔底部萃取剂纯度98.0％，萃取剂损失2.02％。与【实施例1】相比，分离能耗增加4.5％。

【比较例2】

按照图2所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，分离塔再沸器A采用强制循环式再沸器。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率98.50％，分离塔底部萃取剂纯度97.0％，萃取剂损失2.20％。

【比较例3】

按照图2所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为4:1，分离塔再沸器A采用强制循环式再沸器。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率98.88％，分离塔底部萃取剂纯度97.5％，萃取剂损失2.45％。

【比较例4】

按照图2所示工艺流程，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为3:1，分离塔再沸器A采用强制循环式再沸器。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率97.13％，分离塔底部萃取剂纯度98.0％，萃取剂损失2.62％。

【比较例5】

按照图2所示工艺流程，将重组分杂质物流7送去水洗后再循环回来，以减少萃取剂的损失，萃取剂为正辛烷，含有1,2-环氧丁烷和萃取剂的进料物流中，以摩尔百分比计萃取剂与1,2-环氧丁烷的比例为6:1，分离塔再沸器A采用强制循环式再沸器。

分离塔顶部1,2-环氧丁烷物流纯度99.95％，回收率97.58％，分离塔底部萃取剂纯度97.50％，萃取剂损失1.72％。与【实施例1】相比，分离能耗增加6.8％。

Claims

1.一种环氧烷烃纯化方法，包括含环氧烷烃和萃取剂的物流在具有第一再沸器的分离塔中分离的步骤；其特征在于，从分离塔塔板液相采出一股物流送入萃取剂净化器处理；

所述物流源自烯烃环氧化反应产物经萃取精馏后得到的萃取产物流；

所述萃取剂净化器为第二再沸器；

萃取剂净化器处理后得到气相轻组分和液相重组分；所述气相轻组分返回分离塔；

所述采出一股物流送入萃取剂净化器的塔板位于进料板以下任意塔板处。

2.根据权利要求1所述的环氧烷烃纯化方法，其特征在于，所述第一再沸器是热虹吸式再沸器、釜式再沸器或强制循环式再沸器中任一种。

3.根据权利要求1所述的环氧烷烃纯化方法，其特征在于，所述第二再沸器是热虹吸式再沸器、釜式再沸器或强制循环式再沸器中任一种。

4.根据权利要求1所述的环氧烷烃纯化方法，其特征在于，第二再沸器是釜式再沸器。

5.根据权利要求1所述的环氧烷烃纯化方法，其特征在于，第一再沸器换热面积与第二再沸器换热面积之比为(5~2):1。

6.根据权利要求1所述的环氧烷烃纯化方法，其特征在于，以重量百分比计，分离塔塔板液相采出进入萃取剂净化器的部分是分离塔塔板液相重量的2~20%。

7.根据权利要求1所述的环氧烷烃纯化方法，其特征在于，所述分离塔的操作条件包括：塔顶温度30~80℃，压力0.04~0.40MPaG。

8.根据权利要求1所述的环氧烷烃纯化方法，其特征在于，所述液相重组分冷却之后进入分相器，分相后得到富含萃取剂的轻相物流，和富含二醇的重相物流；所述轻相物流返回所述分离塔，所述重相物流采出。

9.根据权利要求1所述的环氧烷烃纯化方法，其特征在于，所述环氧烷烃为环氧丙烷、环氧丁烷、或其同分异构体。

10.根据权利要求1所述的环氧烷烃纯化方法，其特征在于，所述含环氧烷烃和萃取剂的物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与环氧烷烃的比例为(2~15):1。

11.根据权利要求1所述的环氧烷烃纯化方法，其特征在于，所述含环氧烷烃和萃取剂的物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与环氧烷烃的比例为 (3~10):1。

12.根据权利要求1所述的环氧烷烃纯化方法，其特征在于，所述含环氧烷烃和萃取剂的物流中，以摩尔百分比计，萃取剂与环氧烷烃的比例为 (5~7):1。