一種精製環氧丙烷的方法
2023-04-23 12:29:01
一種精製環氧丙烷的方法
【專利摘要】本發明提供了一種精製環氧丙烷的方法，該方法包括：將含有環氧丙烷、有機溶劑和水的溶液送入環氧丙烷分離精製單元進行分離得到環氧丙烷產品和有機溶劑水溶液，其中，所述有機溶劑的沸點比水的沸點低；將所述有機溶劑水溶液送入包括多個塔式分離器的多效蒸發系統中進行有機溶劑的回收；其中，控制所述多效蒸發系統中的最高壓蒸發級中的條件使得從所述多效蒸發系統中的最低壓蒸發級的塔頂得到的有機溶劑蒸氣能夠作為所述環氧丙烷分離精製單元的至少部分熱源。根據本發明的精製環氧丙烷的方法，能耗低且設備投入成本低。
【專利說明】一種精製環氧丙烷的方法
【技術領域】
[0001]本發明涉及一種精製環氧丙烷的方法。
【背景技術】
[0002]環氧丙烷(Propylene Oxide)是有機合成的重要原料,其是除聚丙烯和丙烯腈外的第三大丙烯衍生物，主要用於生產聚醚、丙二醇、丙二醇醚等，也是非離子表面活性劑、油田破乳劑、農藥乳化劑等的重要原料。環氧丙烷的衍生物還廣泛用於食品、菸草、農藥及化妝品等行業，目前，已生產的下遊產品近百種，是精細化工產品的重要原料。
[0003]目前，環氧丙烷生產工藝主要有氯醇法、共氧化法以及直接氧化法，其中，前兩種生產方法都存在成本高、汙染大等缺陷。而直接氧化法則是在鈦矽分子篩催化劑的作用下，使用雙氧水直接氧化丙烯合成環氧丙烷的方法，該方法具有條件溫和、工藝簡單、產品選擇性好和環境友好等特點，因此採用鈦矽分子篩催化丙烯環氧化合成環氧丙烷的直接氧化法被認為是環氧丙烷合成技術的發展趨勢。
[0004]丙烯和雙氧水的直接環氧化工藝中一般採用大量的甲醇作為溶劑，將過量的丙烯溶解在甲醇溶液中與雙氧水進行反應，從而保證較高雙氧水的轉化率和環氧丙烷的選擇性，然而在獲得高選擇性的條件下同樣使得反應產物中存在大量循環溶劑，由此導致後續產品分離能耗很高。因此，降低溶劑回收的能耗同樣是直接氧化法工藝能否大規模應用的關鍵步驟。
[0005]以下專利文獻 公開了不同的環氧丙烷精製方法:
[0006]US5599955A通過連續蒸餾步驟分離和精製直接環氧化反應產物。CN1398262A、US6024840A、US6646141A1、EP2168953A1採用包括精餾塔、丙烯汽提塔、萃取精餾塔結合的流程精製直接環氧化產物，得到環氧丙烷。US6881853B2公開了一種採用兩個分離塔，一個丙烯吸收塔的流程分離直接環氧化反應產物的方法。US7863468B2公開了一種生產環氧丙烷的方法包括採用兩個精餾塔，將環氧丙烷與丙烯等不凝氣分離，然後分別對環氧丙烷、粗甲醇及丙烯進行精製。
[0007]以上有關環氧丙烷精製的現有技術中溶劑(例如甲醇)回收均採用普通精餾的方法一步完成，其僅適用於環氧丙烷生產規模不大的情況，然而當環氧丙烷生產規模擴大後，所需精製的醇類溶劑量急劇增加，如年產20萬噸的環氧丙烷裝置，若採用甲醇作為溶劑，循環甲醇的處理量約為100-150噸/小時左右，其相當於一個100萬噸/年的甲醇精製裝置處理量，此時，若採用一步精餾分離甲醇則能耗顯然過高。
[0008]多效精餾作為一種節能工藝，以低能耗，低品位熱量利用和高熱力學效率在工業生產中的應用日益廣泛。簡單地講，多效精餾就是利用高壓精餾塔的塔頂蒸汽冷凝潛熱，來加熱相鄰低壓塔的塔底物料，即以高壓塔塔頂蒸汽作為低壓塔塔底再沸器的熱源，兩塔共用一個熱交換器，從而達到節約能量和投資的目的。一般，多效精餾系統一般由若干壓力不同的精餾塔構成，根據塔壓由高到低的順序排列，依次用高壓塔的塔頂蒸汽作為相鄰低壓塔再沸器的熱源，整個系統只有第一個塔的再沸器由外界直接供能。也就是說，除壓力最高的塔之外，其餘各塔塔頂蒸汽的冷凝熱均被精餾系統自身收回利用，從而使整個精餾過程的能耗大為降低。
[0009]多效精餾的工藝流程按照效數可分為兩效、三效等等，然而隨效數增加，雖然能耗降低，但塔數也增加，從而導致設備投入費用大量增加。而且效數越多，每增加一效的節能效果也越來越低，因此，實際應用過程中，也不能採用過多的效數，目前，工業生產多效精餾中應用最普遍的是兩效、三效，四效以上的精餾工藝極少。
[0010]甲醇精餾技術目前基本都採用成熟的兩效或三效精餾的方法，其不僅可以降低水蒸氣的消耗量，而且還能減少冷卻水用量和耗電量，提高熱力學效率。
[0011]具體地，CN101130484A公開了一種用於粗甲醇精製的減壓逆流雙效精餾方法，這是一種改進的甲醇雙效精餾工藝，採用了一種減壓逆流雙效精餾方法，即第一個精餾塔在減壓下操作，第二個精餾塔在微加壓條件下操作。原料從前效(減壓塔)進料，前效的釜液作為後效(微加壓塔)的進料；作為熱源的低壓蒸氣則從後效(微加壓塔)加入，即作為微加壓塔再沸器的熱源，利用後效(微加壓塔)塔頂精甲醇蒸汽的冷凝潛熱作為前效(減壓塔)塔釜再沸器的熱源，減壓塔無需額外補充低壓蒸汽。
[0012]由於直接環氧化過程中使用的原料雙氧水中含有30-75重量％左右的水，這些水會與作為溶劑的甲醇形成甲醇水溶液，而作為溶劑的甲醇一般需要循環使用，因此需將甲醇和水進行進一步分離。如前所述，在直接環氧化工藝中運用多效精餾方法分離甲醇水溶液無疑可以顯著降低甲醇的精餾能耗，但由於直接環氧化過程中甲醇的循環量較大，因此隨著裝置規模的擴大，降低甲醇精餾的能耗仍是整個裝置節能的關鍵。
[0013]CN1444575A公開了一種製備環氧丙烷的方法，其中對甲醇水溶液的分離可通過兩個精餾塔進行。第一個精餾塔和第二個精餾塔可採用順流雙效或逆流雙效方式操作。當採用順流雙效方法操作時，第一個精餾塔優選在1-20巴(即0.105-2.1MPa)的壓力下操作，第二個塔的底部用來自第一個塔的蒸氣加熱。在優選的實施方案中，第一個塔在比第二個塔更低的壓力下操作，第一個塔的底部用來自第二個塔的蒸氣加熱。
[0014]CN101084176A公開了一種在直接環氧化工藝中從包含甲醇和水的混合物中回收甲醇的方法，該方法在甲醇水溶液進行雙效精餾前首先進行多級蒸發，每個蒸發級包括一個連續蒸發器和具有精餾段的蒸發塔，每一蒸發級到下一蒸發級壓力逐漸降低，每一蒸發級中蒸發器利用來自本級中蒸發塔來的甲醇蒸氣作熱源，蒸發出一定數量的甲醇水溶液，同時甲醇蒸氣冷凝為甲醇溶液出料。經過多個蒸發級處理後的甲醇水溶液再進入傳統的雙效精餾工藝進行精餾。
[0015]從以上介紹可以看出，採用成熟的甲醇多效精餾方法可以有效降低直接環氧化工藝中甲醇分離的能耗。但是隨著直接環氧化法製備環氧丙烷規模的擴大，仍然需要比現有技術更好的降低回收甲醇能耗、從而進一步降低包括環氧丙烷精製分離裝置和溶劑回收裝置的全裝置能耗的方法。
【發明內容】
[0016]本發明的目的 是在現有技術的基礎上提供一種可以大幅度降低分離直接環氧化法得到的含有環氧丙烷、甲醇和水的反應產物的能耗的方法。
[0017]為實現前述目的，本發明提供了一種精製環氧丙烷的方法，該方法包括:[0018]將含有環氧丙烷、有機溶劑和水的溶液送入環氧丙烷分離精製單元進行分離得到環氧丙烷產品和有機溶劑水溶液，其中，所述有機溶劑的沸點比水的沸點低；將所述有機溶劑水溶液送入包括多個塔式分離器的多效蒸發系統中進行有機溶劑的回收；其中，控制所述多效蒸發系統中的最高壓蒸發級中的條件使得從所述多效蒸發系統中的最低壓蒸發級的塔頂得到的有機溶劑蒸氣能夠作為所述環氧丙烷分離精製單元的至少部分熱源。
[0019]根據本發明的精製環氧丙烷的方法，由於採用從所述多效蒸發系統中的最低壓蒸發級的塔頂得到的有機溶劑蒸氣作為所述環氧丙烷分離精製單元的至少部分熱源(即本發明的方法中環氧丙烷分離精製單元可以無需額外的能源供給，僅通過回收利用蒸餾分離有機溶劑和水的過程中的產生的熱量進行補充即可)，由此使得本發明的方法能耗大大降低，並且傳統的多效精餾方法精餾後從最後一級蒸發級的塔頂得到的有機溶劑蒸氣需要額外增設冷凝裝置並使用大量冷卻水進行冷凝回收，而本發明的方法由於將得到的有機溶劑蒸氣直接作為環氧丙烷分離精製單元的熱源(即有機溶劑在環氧丙烷分離精製單元的再沸器中進行熱交換即可達到冷凝的目的)，而無需額外增設冷凝器進行冷凝，這不僅大大節約了大量冷卻水的使用，並且從設備的角度而言，減少了冷凝設備的投入成本，即在降低能耗的基礎上，同時降低了設備的成本。本發明的方法特別適合於分離直接環氧化法得到的含有環氧丙烷、甲醇和水的反應產物。
[0020]本發明的其他特徵和優點將在隨後的【具體實施方式】部分予以詳細說明。
【專利附圖】
【附圖說明】
[0021]附圖是用來提供對本發明的進一步理解，並且構成說明書的一部分，與下面的【具體實施方式】一起用於解釋本發明，但並不構成對本發明的限制。在附圖中:
[0022]圖1為根據本發明的一種優選實施方式的精製環氧丙烷的方法的流程示意圖；
[0023]圖2為根據本發明的另一種優選的實施方式的精製環氧丙烷的方法的流程示意圖。
[0024]附圖標記說明
[0025]1:環氧丙烷分離精製單元2:高壓蒸發級；
[0026]3:低壓蒸發級14:精餾塔。
【具體實施方式】
[0027]以下對本發明的【具體實施方式】進行詳細說明。應當理解的是，此處所描述的【具體實施方式】僅用於說明和解釋本發明，並不用於限制本發明。
[0028]本發明提供了一種精製環氧丙烷的方法，該方法包括:
[0029]將含有環氧丙烷、有機溶劑和水的溶液送入環氧丙烷分離精製單元進行分離得到環氧丙烷產品和有機溶劑水溶液，其中，所述有機溶劑的沸點比水的沸點低；
[0030]將所述有機溶劑水溶液送入包括多個塔式分離器的多效蒸發系統中進行有機溶劑的回收；
[0031]其中，控制所述多效蒸發系統中的最高壓蒸發級中的條件使得從所述多效蒸發系統中的最低壓蒸發級的塔頂得到的有機溶劑蒸氣能夠作為所述環氧丙烷分離精製單元的至少部分熱源。[0032]本發明中，多效蒸發系統中的多個塔式分離器構成所述多效蒸發系統中的多個蒸發級，即一個塔式分離器構成一個蒸發級。所述塔式分離器可以為現有技術多效蒸發系統中使用的各種塔式分離器(例如為精餾塔)，本發明對此無特殊要求，在此不再贅述。
[0033]根據本發明的方法，按照本發明的前述技術方案即可實現本發明的目的，針對本發明，優選控制所述多效蒸發系統中的最高壓蒸發級中的條件使得從所述多效蒸發系統中的最低壓蒸發級的塔頂得到的有機溶劑蒸氣能夠作為環氧丙烷分離精製單元的全部熱源。由此可以進一步降低按照本發明的方法精製環氧丙烷的能耗。
[0034]根據本發明的方法，按照本發明的前述技術方案即可實現本發明的目的，所述多效蒸發系統的蒸發級數的可選範圍較寬，一般而言，蒸發級數越多，能耗越低，然而設備投入費用也相應增加，因此，綜合考慮，優選所述多效蒸發系統包括2-3個蒸發級，更優選所述多效蒸發系統包括2個蒸發級。
[0035]根據本發明的方法，按照本發明的前述技術方案即可實現本發明的目的，而為了在最大程度上降低裝置的能耗，優選控制所述多效蒸發系統中的最高壓蒸發級中的條件使得所述有機溶劑水溶液中的20-80重量％的有機溶劑從所述最高壓蒸發級的塔頂得到；更優選控制所述多效蒸發系統中的最高壓蒸發級中的條件使得所述有機溶劑水溶液中的40-60重量％的有機溶劑從所述最高壓蒸發級的塔頂得到。
[0036]根據本發明的方法，為了使得按照本發明的方法分離得到的有機溶劑可以很好的回收利用，且有機溶劑的回收率高，優選控制所述最高壓蒸發級中的條件使得從所述最低壓蒸發級的塔頂得到的有機溶劑蒸氣中有機溶劑含量在90重量％以上，更優選在95重量％以上，進一步優選在98重量％以上；從所述最低壓蒸發級的塔釜得到的水中有機溶劑含量在I重量％以下,更優選在0.5重量％以下,進一步優選在0.1重量％以下。
[0037]根據本發明的方法，按照本發明的前述技術方案可以很好的實現本發明的目的，本發明中，所述最高壓蒸發級中的條件的可選範圍較寬，具體可以依據實際需要進行調整，針對本發明，優選所述最高壓蒸發級中的條件包括:塔頂壓力為0.5-4MPaG，更優選為l-2MPaG ;理論塔板數為5-60，更優選為10-45 ;塔釜溫度為110_200°C，優選為145_180°C。
[0038]根據本發明的方法，優選採用1.0MPaG水蒸氣，或更高壓力等級的水蒸氣作為所述最高壓蒸發級的塔底再沸器的熱源。
[0039]根據本發明的方法，所述最低壓蒸發級的條件一般由最高壓蒸發級中的條件以及多效蒸發系統的蒸發級數而定，針對本發明，在前述最高壓蒸發級的條件下，所述最低壓蒸發級的條件一般包括:塔頂壓力為常壓至1.0MPaG，優選為0.1-0.5MPaG ;理論塔板數為5-60，優選為10-45 ;塔釜溫度為70-170°C，優選為70_150°C ;具體依據多效蒸發系統的蒸發級數而定。
[0040]根據本發明的方法，優選所述有機溶劑水溶液中的有機溶劑含量為50-90重量％。
[0041]根據本發明的方法，優選所述含有環氧丙烷、有機溶劑和水的溶液為:在鈦矽分子篩催化劑存在下，以有機溶劑為溶劑，丙烯與過氧化氫或過氧化氫水溶液接觸後的產物。
[0042]根據本發明的方法，當所述含有環氧丙烷、有機溶劑和水的溶液為在鈦矽分子篩催化劑存在下，以有機溶劑為溶劑，丙烯與過氧化氫或過氧化氫水溶液接觸後的產物時，其一般含有25-80重量％的有機溶劑、5-45重量％的水、1-15重量％的丙烯、0_5重量％的丙燒、5_25重量％的環氧丙烷和餘量的聞沸點有機物質。[0043]根據本發明的方法，本發明對所述丙烯與過氧化氫或過氧化氫水溶液接觸的條件無特殊要求，按照現有技術的各種接觸條件最終接觸得到的產物均可採用本發明的方法進行分離。本發明在此不再贅述。
[0044]根據本發明的方法，當所述含有環氧丙烷、有機溶劑和水的溶液為在鈦矽分子篩催化劑存在下，以有機溶劑為溶劑，丙烯與過氧化氫或過氧化氫水溶液接觸後的產物時，為了合理的利用按照本發明的方法回收得到的有機溶劑，優選將經過所述環氧丙烷分離精製單元的再沸器熱交換後冷凝得到的部分有機溶劑用於作為所述丙烯與過氧化氫或過氧化氫水溶液接觸的溶劑。
[0045]根據本發明的方法，本發明對所述環氧丙烷分離精製單元的具體工藝流程無特殊要求，只要保證能夠使得所述含有環氧丙烷、有機溶劑和水的溶液經過所述環氧丙烷分離精製單元分離後，能夠得到環氧丙烷產品和有機溶劑水溶液即可，現有技術的各種環氧丙烷分離精製單元均可用於本發明，例如示例性地列舉但不限於以下的一種實施方式，所述環氧丙烷分離精製單元包括精餾塔、汽提塔、環氧丙烷吸收塔和萃取精餾塔。
[0046]根據本發明的方法，當所述環氧丙烷分離精製單元包括精餾塔、汽提塔、環氧丙烷吸收塔和萃取精餾塔時，優選從所述多效蒸發系統中的最低壓蒸發級的塔頂得到的有機溶劑蒸氣作為所述精餾塔、汽提塔和萃取精餾塔塔釜再沸器的熱源。
[0047]當所述環氧丙烷分離精製單元包括精餾塔、汽提塔、環氧丙烷吸收塔和萃取精餾塔時，一般地，環氧丙烷分離精製單元按照如下步驟進行:從直接環氧化反應單元來的反應產物(含有丙烯、環氧丙烷、有機溶劑(例如為甲醇)和水)首先進入精餾塔(通常也稱丙烯分離塔)和汽提塔，以將反應後剩餘的丙烯從所述反應產物中脫除，從所述反應產物中脫除的丙烯氣體進一步經過所述環氧丙烷吸收塔脫除其中夾帶的環氧丙烷後再經壓縮冷凝返迴環氧化反應單元循環使用；然後將脫除丙烯後的反應產物(含有有機溶劑、水和環氧丙烷)送入所述萃取精餾塔中，以水為萃取劑進行萃取分離，從所述萃取精餾塔的塔頂得到環氧丙烷產品，從所述萃取精餾塔的塔釜得到有機溶劑水溶液。
[0048]根據本發明的方法，為了合理地利用按照本發明的方法回收得到的有機溶劑，進一步優選將經過所述精餾塔、汽提塔和萃取精餾塔塔釜再沸器熱交換後冷凝得到的部分有機溶劑循環作為所述環氧丙烷吸收塔的吸收劑。
[0049]根據本發明的方法，滿足前述要求的所述有機溶劑的種類的可選範圍較寬，針對本發明，當所述含有環氧丙烷、有機溶劑和水的溶液為:在鈦矽分子篩催化劑存在下，以有機溶劑為溶劑，丙烯與過氧化氫或過氧化氫水溶液接觸後的產物時，所述有機溶劑一般為常用的用於丙烯直接氧化法製備環氧丙烷的有機溶劑，例如可以為甲醇、乙醇或叔丁醇，優選為甲醇。
[0050]根據本發明的方法，所述多效蒸發系統為本領域的常規定義，其具體指的是包含多個蒸發級的蒸發系統，且壓力逐級降低或升高，且相鄰的低壓蒸發級所需的熱源全部由相鄰的高壓蒸發級的塔頂蒸氣提供 ，即整個蒸發系統中僅最高壓蒸發級的熱源由外部供給，其中，本領域中將壓力逐級降低的多效蒸發系統稱為順流多效蒸發系統，將壓力逐級升高的多效蒸發系統稱為逆流多效蒸發系統。
[0051]根據本發明的方法，如前所述，本發明對所述多效蒸發系統無特殊要求，現有技術常用的各種多效蒸發系統均可用於本發明，例如可以為順流多效蒸發系統或逆流多效蒸發系統。
[0052]一般而言，採用順流多效蒸發系統時，所述有機溶劑水溶液依次進入最高壓蒸發級(也可稱第一高壓蒸發級、第一高壓蒸發塔、第一高壓精餾塔等)、次高壓蒸發級(也可稱第二高壓蒸發級、第二高壓蒸發塔、第二高壓精餾塔等)，較次高壓蒸發級(也可稱第三高壓蒸發級、第三高壓蒸發塔、第三高壓精餾塔等)，……最低壓蒸發級(也可稱最後一級蒸發級、最後一級蒸發塔、最後一級精餾塔等)，然後將最低壓蒸發級得到的塔頂蒸氣作為環氧丙烷分離精製單元各塔的再沸器的熱源；其中，所述次高壓蒸發級的蒸發器(或稱再沸器、換熱器等等)由來自所述最高壓蒸發級塔頂的蒸氣加熱，且最高壓蒸發級塔底部的物料作為次高壓蒸發級的進料，其餘蒸發級依此類推。當所述順流多效蒸發系統為順流雙效蒸發系統時，則所述最高壓蒸發級為第一蒸發級(或簡稱為高壓蒸發級)，所述最低壓蒸發級為最後一級蒸發級(或簡稱為低壓蒸發級)。
[0053]而採用逆流雙效蒸發系統時，所述有機溶劑水溶液依次進入最低壓蒸發級(也可稱第一低壓蒸發級、第一低壓蒸發塔、第一低壓精餾塔等)、次低壓蒸發級(也可稱第二低壓蒸發級、第二低壓蒸發塔、第二低壓精餾塔等)，較次低壓蒸發級(也可稱第三低壓蒸發級、第三低壓蒸發塔、第三低壓精餾塔等)……最高壓蒸發級(也可稱最後一級蒸發級、最後一級蒸發塔、最後一級精餾塔等)，然後將所述最低壓蒸發級得到的塔頂蒸氣作為環氧丙烷分離精製單元各塔的再沸器的熱源；其中，次低壓蒸發級的蒸發器(或稱再沸器、換熱器等等)由來自較次低壓蒸發級塔頂的蒸氣加熱，且最低壓蒸發級塔底部的物料作為較次低壓蒸發級的進料，依此類推。當所述逆流多效蒸發系統為逆流雙效蒸發系統時，則所述最低壓蒸發級為第一蒸發級(或簡稱為低壓蒸發級)，所述最高壓蒸發級為最後一級蒸發級(或簡稱為高壓蒸發級)。
[0054]根據本發明的方法，可完全利用有機溶劑精餾過程中產生的多餘熱量，大幅降低整個環氧丙烷精製裝置的分離能耗，具體地與現有技術相比，本發明的方法可以在環氧丙烷分離精製單元採用低壓有機溶劑蒸氣作為環氧丙烷分離精製單元各個分離塔的再沸器的熱源，而無需供給額外的蒸氣作為環氧丙烷分離精製單元各個分離塔的再沸器的熱源，由此可顯著降低整個環氧丙烷精製裝置的能耗，與現有技術的單獨採用多效精餾有機溶劑水溶液而不將多效精餾有機溶劑水溶液的系統與環氧丙烷分離精製單元配合使用的方法，本發明的方法能耗可降低約30%以上；同時，按照本發明的方法，在進行有機溶劑(例如甲醇)多效蒸發分離時，最終的低壓蒸發級的塔頂的甲醇蒸氣無需採用大量循環冷卻水進行冷卻，不但節省了裝置投資，也降低了裝置的操作費用，由此進一步降低了裝置的能耗。
[0055]下面結合【專利附圖】
【附圖說明】本發明的一種優選的實施方式的精製環氧丙烷的方法:
[0056]在本發明的優選實施方式中，所述多效蒸發系統為順流雙效蒸發系統，且所述含有環氧丙烷、有機溶劑和水的溶液為:在鈦矽分子篩催化劑存在下，以有機溶劑為溶劑，丙烯與過氧化氫或過氧化氫水溶液接觸後的產物(以下簡稱丙烯環氧化產物)，且優選所述有機溶劑為甲醇:
[0057]如圖1所示，本發明的方法按如下步驟進行:
[0058]將從環氧化反應器來的丙烯環氧化產物4送入環氧丙烷分離精製單元I中進行環氧丙烷的分離與精製，得到環氧丙烷產品，並得到甲醇水溶液5 (甲醇水溶液5中甲醇的含量優選為50-90重量％)；[0059]將甲醇水溶液5送入順流雙效蒸發系統的高壓蒸發級2中(或稱第一蒸發級2)進行蒸發分離(其中，優選高壓蒸發級2中的條件包括:塔頂壓力為0.5-4MPaG，更優選為l-2MPaG ;理論塔板數為5-60，更優選為10-45 ;塔釜溫度為110_200°C，優選為145_180°C ；其中，優選採用1.0MPaG水蒸氣(或更高壓力等級的水蒸氣)作為所述高壓蒸發級2的塔底再沸器的熱源)；從所述高壓蒸發級2的塔頂得到甲醇蒸氣6 (甲醇含量在90重量％以上，更優選在95重量％以上，進一步優選在98重量％以上)，將從所述高壓蒸發級2的塔頂得到的甲醇蒸氣6作為低壓蒸發級3的塔底再沸器的熱源，甲醇蒸氣6經過低壓蒸發級3的塔底再沸器冷凝後，一部分作為回流返回高壓蒸發級2的頂部，其餘部分液態甲醇10可以作為循環甲醇返回至環氧化反應器作為溶劑使用；
[0060]從所述高壓蒸發級2的塔底得到的甲醇水溶液7進入低壓蒸發級3中進行蒸發分離(其中，優選低壓蒸發級中的條件包括:塔頂壓力為常壓至l.0MPaG，優選為
0.1-0.5MPaG ;理論塔板數為5-60，優選為10-45 ;塔釜溫度為70_170°C，優選為70_150°C);從低壓蒸發級3的塔頂得到甲醇蒸氣8，從低壓蒸發級3的塔底得到水物流12 (本領域也稱廢水)。
[0061]將從低壓蒸發級3塔頂得到的甲醇蒸氣8送入環氧丙烷分離精製單元I中，作為環氧丙烷分離精製單元I的各塔(例如包括精餾塔、汽提塔和萃取精餾塔等)的塔釜再沸器的熱源；經過環氧丙烷分離精製單元I中各塔再沸器冷凝後的液態甲醇的部分液態甲醇返回低壓蒸發級3的頂部作為回流，其餘部分液態甲醇11與所述部分液態甲醇10 —起作為循環甲醇返回至環氧化反應器作為溶劑使用。
[0062]在上述基礎上，由於所述丙烯環氧化產物中除含有丙烯、丙烷、環氧丙烷、有機溶劑和水之外還含有丙二醇單甲醚、丙二醇等高沸點物質，因此為了回收所述高沸點物質，可以將從低壓蒸發級3的塔底得到水物流12 (本領域也稱廢水)進行進一步的回收利用，例如如圖2所示，增設精 餾塔14，即將水物流12送入精餾塔14中進行精餾分離(精餾塔14中的操作條件優選包括:理論塔板數為5-60，優選為10-45 ;塔頂壓力為20kPaA-0.5MPaG，更優選為30kPaA-0.1MPaG ;塔釜溫度為65_90°C )，從精餾塔14的塔頂得到含有少量甲醇、丙二醇單甲醚的水溶液15，從精餾塔14的塔底排出含有丙二醇的廢水16。
[0063]且優選所述精餾塔14的塔底再沸器的熱源由所述低壓蒸發級的塔頂蒸氣8提供，更優選將經過精餾塔14的塔底再沸器冷凝後的液態甲醇一部分與所述部分液態甲醇11與所述部分液態甲醇10—起作為循環甲醇返回至環氧化反應器作為溶劑使用，或者直接回收。
[0064]前述說明了採用順流雙效蒸發系統的本發明的環氧丙烷精製方法，事實上採用低壓精餾塔在前、高壓精餾塔在後的逆流雙效系統也同樣能夠實現本發明的目的，其並不會影響本發明降低能耗的效果。
[0065]下面通過具體實施例說明本發明的方法，但其不限制本發明的範圍。
[0066]實施例1
[0067]採用圖2所示的工藝，將環氧丙烷分離精製單元得到的甲醇水溶液93270kg/h(其中，甲醇的含量為80質量％，水的含量為16質量％，其餘為乙醛、丙酮、丙二醇、丙二醇單甲醚、高沸點化合物等雜質)送入第一高壓精餾塔(理論塔板數為40，回流比為1.36，塔頂壓力為1.4MPaG，塔釜溫度為162°C，且所述甲醇水溶液從第35塊理論板處進料)進行精餾分離，塔釜出料(甲醇水溶液)量55377kg/h (出料組成為:甲醇71.7質量％，水25.6質量％，其餘為乙醛、丙酮、丙二醇、丙二醇單甲醚、高沸點化合物等雜質)，從塔頂引出溫度為155°C、純度為97質量％的流量為84600kg/h的甲醇氣體，進入第二低壓精餾塔的塔釜再沸器作為熱源；
[0068]由第一高壓精餾塔塔釜來的甲醇水溶液靠自壓進入第二低壓精餾塔(理論塔板數為40，且甲醇水溶液從第16塊理論板處進料，塔頂壓力為0.25MPaG，塔釜溫度為100°C，回流比為I)進行精餾分離(其中，如前所述，第二低壓精餾塔的塔釜再沸器用前述第一高壓精餾塔塔頂引出的甲醇蒸氣作為熱源，甲醇蒸氣冷凝後一部分作為回流返回高壓塔頂部，另一部分(35924kg/h)可以作為循環甲醇返回至環氧化反應器作為溶劑使用);由低壓精餾塔頂引出溫度為101°C、純度為97質量％的甲醇氣體82000kg/h，進入環氧丙烷分離精製單元中各塔的塔釜再沸器作為熱源，冷凝後一部分作為回流返回低壓塔頂部，另一部分甲醇溶液(41000kg/h)可以作為循環甲醇返回至環氧化反應器作為溶劑使用；將第二低壓精餾塔排出的18654kg/h廢水送入精餾塔進行進一步的回收利用(其中，精餾塔採用減壓操作，塔頂壓力為30kPaA，塔釜溫度為76°C，回流比為2.5，塔釜再沸器使用前述第二低壓精餾塔塔頂的甲醇蒸氣作為熱源)，從精餾塔的塔頂得到含有富含甲醇、丙二醇單甲醚的水溶液3000kg/h,塔底排出含有丙二醇的廢水15654kg/h。
[0069]由此可見，採用本發明的方法，環氧丙烷分離精製單元及廢水精餾塔所需熱量可全部由甲醇水溶液的多效精餾系統提供，與在精製環氧丙烷過程中，甲醇水溶液不採用多效精餾而直接進行簡單精餾分離的方法相比，能耗可降低約70%，而與現有技術的單獨採用多效精餾甲醇水溶液而不將多效精餾甲醇水溶液的系統與環氧丙烷分離精製單元配合使用的方法，本發明的方法能耗可降低約30%以上。
[0070]以上詳細描述了本發明的優選實施方式，但是，本發明並不限於上述實施方式中的具體細節，在本發明的技術構思範圍內，可以對本發明的技術方案進行多種簡單變型，這些簡單變型均屬於本發明的保護·范圍。
[0071]另外需要說明的是，在上述【具體實施方式】中所描述的各個具體技術特徵，在不矛盾的情況下，可以通過任何合適的方式進行組合。
[0072]此外，本發明的各種不同的實施方式之間也可以進行任意組合，只要其不違背本發明的思想，其同樣應當視為本發明所公開的內容。
【權利要求】
1.一種精製環氧丙烷的方法，該方法包括: 將含有環氧丙烷、有機溶劑和水的溶液送入環氧丙烷分離精製單元進行分離得到環氧丙烷產品和有機溶劑水溶液，其中，所述有機溶劑的沸點比水的沸點低； 將所述有機溶劑水溶液送入包括多個塔式分離器的多效蒸發系統中進行有機溶劑的回收； 其特徵在於，控制所述多效蒸發系統中的最高壓蒸發級中的條件使得從所述多效蒸發系統中的最低壓蒸發級的塔頂得到的有機溶劑蒸氣能夠作為所述環氧丙烷分離精製單元的至少部分熱源。
2.根據權利要求1所述的方法，其中，控制所述多效蒸發系統中的最高壓蒸發級中的條件使得從所述多效蒸發系統中的最低壓蒸發級的塔頂得到的有機溶劑蒸氣能夠作為環氧丙烷分離精製單元的全部熱源。
3.根據權利要求1或2所述的方法，其中，所述多效蒸發系統包括2-3個蒸發級。
4.根據權利要求3所述的方法，其中，所述多效蒸發系統包括2個蒸發級。
5.根據權利要求1-4中任意一項所述的方法，其中，控制所述多效蒸發系統中的最高壓蒸發級中的條件使得所述有機溶劑水溶液中的20-80重量％的有機溶劑從所述最高壓蒸發級的塔頂得到。
6.根據權利要求5所述的方法，其中，控制所述多效蒸發系統中的最高壓蒸發級中的條件使得所述有機溶劑水溶液中的40-60重量％的有機溶劑從所述最高壓蒸發級的塔頂得到。
7.根據權利要求1-6中任意一項所述的方法，其中，控制所述最高壓蒸發級中的條件使得從所述最低壓蒸發級的塔頂得到的有機溶劑蒸氣中有機溶劑含量在90重量％以上，從所述最低壓蒸發級的塔釜得到的水中有機溶劑含量在I重量％以下。
8.根據權利要求1-7中任意一項所述的方法，其中，所述最高壓蒸發級中的條件包括:塔頂壓力為0.5-4MPaG，理論塔板數為5_60，塔釜溫度為110-200°C。
9.根據權利要求8所述的方法，其中，所述最低壓蒸發級中的條件包括:塔頂壓力為常壓IMPaG，理論塔板數為5-60，塔釜溫度為70_170°C。
10.根據權利要求1-9中任意一項所述的方法，其中，所述有機溶劑水溶液中的有機溶劑含量為50-90重量％。
11.根據權利要求1-10中任意一項所述的方法，其中，所述含有環氧丙烷、有機溶劑和水的溶液為:在鈦娃分子篩催化劑存在下，以有機溶劑為溶劑，丙烯與過氧化氫或過氧化氫水溶液接觸後的產物。
12.根據權利要求11所述的方法，其中，該方法還包括:將經過所述環氧丙烷分離精製單元的再沸器熱交換後冷凝得到的部分有機溶劑用於作為所述丙烯與過氧化氫或過氧化氫水溶液接觸的溶劑。
13.根據權利要求1-12中任意一項所述的方法，其中，所述環氧丙烷分離精製單元包括精餾塔、汽提塔、環氧丙烷吸收塔和萃取精餾塔；所述從所述多效蒸發系統中的最低壓蒸發級的塔頂得到的有機溶劑蒸氣作為所述精餾塔、汽提塔和萃取精餾塔的塔釜再沸器的熱源。
14.根據權利要求13所述的方法，其中，該方法包括:將經過所述精餾塔、汽提塔和萃取精餾塔塔釜再沸器熱交換後冷凝得到的部分有機溶劑循環作為所述環氧丙烷吸收塔的吸收劑。
15.根據權利要求1-14中任意一項所述的方法，其中，所述有機溶劑為甲醇。
16.根據權利要求1-15中任意一項所述的方法，其中，所述多效蒸發系統為順流多效蒸發系統或逆流多效蒸發系`統。
【文檔編號】C07D303/04GK103788026SQ201210421978
【公開日】2014年5月14日 申請日期:2012年10月29日 優先權日:2012年10月29日
【發明者】郭湘波, 楊克勇, 王瑾, 林民, 舒興田, 慕旭宏, 李華, 王偉 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學研究院