一種分離環氧氯丙烷的方法
【技術領域】
[0001]本發明涉及一種分離環氧氯丙烷的方法，更具體地說，涉及一種從過氧化氫與氯丙烯反應制備環氧氯丙烷的反應產物中分離環氧氯丙烷的方法。
【背景技術】
[0002]環氧氯丙燒(chloromethyloxirane，簡稱ECH)是一種重要的有機化工原料和精細化工產品，廣泛用于合成環氧樹脂、甘油、氯醇橡膠、醫藥、農藥、表面活性劑、玻璃鋼、離子交換樹脂、涂料和增塑劑等。
[0003]目前ECH的工業生產方法有丙烯高溫氯化法、乙酸烯丙酯法和甘油氯化法三種，都需要經過氯醇化和皂化兩道工序，存在嚴重的設備腐蝕，同時產生大量的含氯廢水。其中，丙烯高溫氯化法是主要的生產方法，就國內而言，丙烯高溫氯化法的產能占ECH總產能的80%以上。丙烯高溫氯化法具有生產技術成熟，操作穩定，產品靈活等優點；但是，存在副產物多、物耗高、能耗大，尤其是廢水排放量大和大量氯化鈣廢渣處理困難等問題。
[0004]直接氧化法生產環氧氯丙烷，是鈦硅分子篩(簡稱HTS)催化氯丙烯與過氧化氫(簡稱ΗΡ0)環氧化制備ECH，直接由氯丙烯一步合成ECH，去掉了現有ECH生產工藝中的氯醇化和皂化兩個工序，設備腐蝕和廢水排放量都可以顯著地降低，基本不產生廢渣，屬于ECH的清潔生產工藝。同時，該反應具有反應條件相對溫和、選擇性高等特點，是目前研究開發的熱點之一。
[0005]氯丙烯和雙氧水的直接環氧化工藝中一般采用大量的甲醇作為溶劑，將過量的氯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氯丙烷的選擇性。盡管氯丙烯和雙氧水的直接環氧化反應具有很高的選擇性和轉化率，但反應產物中存在大量循環溶劑使得直接環氧化工藝的產品分離能耗很高。同時，產品提純中采用萃取提取工藝，萃取劑的回收也占裝置能耗的很大部分，因此，降低溶劑回收的能耗是直接氧化法工藝能否大規模應用的關鍵步驟。
[0006]若環氧氯丙烷精制中溶劑回收和萃取劑回收均采用普通精餾的方法完成，僅適用于環氧氯丙烷生產規模不大的情況。當環氧氯丙烷生產規模擴大后，所需精制的醇類溶劑量和萃取劑量急劇增加，能耗顯然過高。
【發明內容】
[0007]本發明要解決的技術問題是提供一種可以大幅度降低直接環氧化法制備環氧氯丙烷工藝的分離能耗的方法。
[0008]為實現前述目的，本發明提供了一種分離環氧氯丙烷的方法，該方法包括:將以氯丙烯為原料，H2O2為氧化劑的環氧化制備環氧氯丙烷的反應物料進行萃取分離，得到萃余相和萃取相，其中，所述反應物料含有環氧氯丙烷、有機溶劑和水，所述有機溶劑的沸點比水的沸點低，萃取劑的沸點比環氧氯丙烷的沸點低，所述萃取相包括環氧氯丙烷和萃取劑，所述萃余相包括有機溶劑和水；
[0009]將所述萃余相送入第一精餾系統中分離有機溶劑和水；
[0010]將所述萃取相送入第二精餾系統中分離環氧氯丙烷和萃取劑；其中，所述第一精餾系統包括第一精餾塔和第二精餾塔，控制第一精餾塔的條件使得所述萃余相中的1-40重量％的有機溶劑從所述第一精餾塔的塔頂分離；控制第二精餾塔的條件使得從所述第二精餾塔的塔頂得到的蒸氣能夠作為第二精餾系統的至少部分熱源。
[0011]本發明提供的方法可完全利用甲醇精餾過程中的蒸氣冷凝熱，大幅降低直接環氧化法制備環氧氯丙烷工藝的分離能耗，其有益效果為:
[0012]與常規精餾技術相比，本發明提供的方法可以在進行反應產物分離、精制時采用甲醇蒸氣作為再沸器的熱源，而無需采用額外的蒸氣進行精餾操作，顯著降低了裝置的能耗，與僅采用直接精餾方法的直接環氧化工藝相比，能耗可降低約30%以上；同時，在進行甲醇精餾分離時，甲醇精餾塔塔頂的甲醇蒸氣無需采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，進一步降低了裝置的能耗。
[0013]本發明的其他特征和優點將在隨后的【具體實施方式】部分予以詳細說明。
【附圖說明】
[0014]附圖是用來提供對本發明的進一步理解，并且構成說明書的一部分，與下面的【具體實施方式】一起用于解釋本發明，但并不構成對本發明的限制。在附圖中:
[0015]圖1為根據本發明的一種優選實施方式的分離環氧氯丙烷的方法的流程示意圖。
【具體實施方式】
[0016]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】僅用于說明和解釋本發明，并不用于限制本發明。
[0017]如前所述，本發明提供了一種分離環氧氯丙烷的方法，該方法包括:
[0018]將以氯丙烯為原料，H2O2為氧化劑的環氧化制備環氧氯丙烷的反應物料進行萃取分離，得到萃余相和萃取相，其中，所述反應物料含有環氧氯丙烷、有機溶劑和水，所述有機溶劑的沸點比水的沸點低，萃取劑的沸點比環氧氯丙烷的沸點低，所述萃取相包括環氧氯丙烷和萃取劑，所述萃余相包括有機溶劑和水；將所述萃余相送入第一精餾系統中分離有機溶劑和水；
[0019]將所述萃取相送入第二精餾系統中分離環氧氯丙烷和萃取劑；其中，所述第一精餾系統包括第一精餾塔和第二精餾塔，控制第一精餾塔的條件使得所述萃余相中的1-40重量％的有機溶劑從所述第一精餾塔的塔頂分離；控制第二精餾塔的條件使得從所述第二精餾塔的塔頂得到的蒸氣能夠作為第二精餾系統的至少部分熱源。
[0020]根據本發明的方法，優選控制第一精餾塔的條件使得所述萃余相中的10-20重量％的有機溶劑從所述第一精餾塔的塔頂分離。
[0021]根據本發明的方法，通過控制第一精餾塔的條件使得所述萃余相中的1-40重量％，優選10-20重量％的有機溶劑從所述第一精餾塔的塔頂分離，使得能夠通過控制第二精餾塔的條件使得從所述第二精餾塔的塔頂得到的蒸氣能夠作為第二精餾系統的部分熱源，或者能夠作為第二精餾系統以及所述第一精餾塔的部分或全部熱源。
[0022]根據本發明的方法，通過控制第一精餾塔的條件使得所述萃余相中的10-20重量％的有機溶劑從所述第一精餾塔的塔頂分離，使得能夠通過控制第二精餾塔的條件使得從所述第二精餾塔的塔頂得到的蒸氣能夠作為第二精餾系統以及所述第一精餾塔的全部熱源。
[0023]根據本發明的方法，優選所述第二精餾系統包括:第三精餾塔、第一真空塔。
[0024]根據本發明的方法，優選所述第三精餾塔的操作條件包括:塔頂壓力為常壓至
0.5MPaG，理論塔板數為10-50，塔釜溫度為40_80°C，回流比為0.5-50
[0025]根據本發明的方法，優選第一真空塔的操作條件包括:塔頂壓力為真空，理論塔板數為5-30，塔釜溫度為80-150°C。
[0026]根據本發明的一種優選的實施方式，優選控制第二精餾塔的條件使得從所述第二精餾塔的塔頂得到的蒸氣能夠作為所述第三精餾塔以及所述第一精餾塔的全部熱源。
[0027]根據本發明的方法，優選控制第二精餾塔的條件使得從所述第二精餾塔的塔頂得到的蒸氣中有機溶劑含量在90重量％以上。
[0028]根據本發明的方法，滿足前述第二精餾塔的操作條件的可選范圍較寬，針對本發明，優選所述第二精餾塔中的操作條件包括:塔頂壓力為0.3-4.0MPaG，理論塔板數為5-60，塔釜溫度為110-200 °C，回流比為0.5-3。
[0029]根據本發明的方法，更優選所述第二精餾塔中的操作條件包括:塔頂壓力為
0.5-2.0MPaG，理論塔板數為10-45，塔釜溫度為145-180 °C，回流比為1_2。