一种分离环氧氯丙烷的方法
【技术领域】
[0001]本发明涉及一种分离环氧氯丙烷的方法，更具体地说，涉及一种从过氧化氢与氯丙烯反应制备环氧氯丙烷的反应产物中分离环氧氯丙烷的方法。
【背景技术】
[0002]环氧氯丙烧(chloromethyloxirane，简称ECH)是一种重要的有机化工原料和精细化工产品，广泛用于合成环氧树脂、甘油、氯醇橡胶、医药、农药、表面活性剂、玻璃钢、离子交换树脂、涂料和增塑剂等。
[0003]目前ECH的工业生产方法有丙烯高温氯化法、乙酸烯丙酯法和甘油氯化法三种，都需要经过氯醇化和皂化两道工序，存在严重的设备腐蚀，同时产生大量的含氯废水。其中，丙烯高温氯化法是主要的生产方法，就国内而言，丙烯高温氯化法的产能占ECH总产能的80%以上。丙烯高温氯化法具有生产技术成熟，操作稳定，产品灵活等优点；但是，存在副产物多、物耗高、能耗大，尤其是废水排放量大和大量氯化钙废渣处理困难等问题。
[0004]直接氧化法生产环氧氯丙烷，是钛硅分子筛(简称HTS)催化氯丙烯与过氧化氢(简称ΗΡ0)环氧化制备ECH，直接由氯丙烯一步合成ECH，去掉了现有ECH生产工艺中的氯醇化和皂化两个工序，设备腐蚀和废水排放量都可以显著地降低，基本不产生废渣，属于ECH的清洁生产工艺。同时，该反应具有反应条件相对温和、选择性高等特点，是目前研究开发的热点之一。
[0005]氯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，将过量的氯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氯丙烷的选择性。尽管氯丙烯和双氧水的直接环氧化反应具有很高的选择性和转化率，但反应产物中存在大量循环溶剂使得直接环氧化工艺的产品分离能耗很高。同时，产品提纯中采用萃取提取工艺，萃取剂的回收也占装置能耗的很大部分，因此，降低溶剂回收的能耗是直接氧化法工艺能否大规模应用的关键步骤。
[0006]若环氧氯丙烷精制中溶剂回收和萃取剂回收均采用普通精馏的方法完成，仅适用于环氧氯丙烷生产规模不大的情况。当环氧氯丙烷生产规模扩大后，所需精制的醇类溶剂量和萃取剂量急剧增加，能耗显然过高。
【发明内容】
[0007]本发明要解决的技术问题是提供一种可以大幅度降低直接环氧化法制备环氧氯丙烷工艺的分离能耗的方法。
[0008]为实现前述目的，本发明提供了一种分离环氧氯丙烷的方法，该方法包括:将以氯丙烯为原料，H2O2为氧化剂的环氧化制备环氧氯丙烷的反应物料进行萃取分离，得到萃余相和萃取相，其中，所述反应物料含有环氧氯丙烷、有机溶剂和水，所述有机溶剂的沸点比水的沸点低，萃取剂的沸点比环氧氯丙烷的沸点低，所述萃取相包括环氧氯丙烷和萃取剂，所述萃余相包括有机溶剂和水；
[0009]将所述萃余相送入第一精馏系统中分离有机溶剂和水；
[0010]将所述萃取相送入第二精馏系统中分离环氧氯丙烷和萃取剂；其中，所述第一精馏系统包括第一精馏塔和第二精馏塔，控制第一精馏塔的条件使得所述萃余相中的1-40重量％的有机溶剂从所述第一精馏塔的塔顶分离；控制第二精馏塔的条件使得从所述第二精馏塔的塔顶得到的蒸气能够作为第二精馏系统的至少部分热源。
[0011]本发明提供的方法可完全利用甲醇精馏过程中的蒸气冷凝热，大幅降低直接环氧化法制备环氧氯丙烷工艺的分离能耗，其有益效果为:
[0012]与常规精馏技术相比，本发明提供的方法可以在进行反应产物分离、精制时采用甲醇蒸气作为再沸器的热源，而无需采用额外的蒸气进行精馏操作，显著降低了装置的能耗，与仅采用直接精馏方法的直接环氧化工艺相比，能耗可降低约30%以上；同时，在进行甲醇精馏分离时，甲醇精馏塔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，进一步降低了装置的能耗。
[0013]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】
[0014]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:
[0015]图1为根据本发明的一种优选实施方式的分离环氧氯丙烷的方法的流程示意图。
【具体实施方式】
[0016]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。
[0017]如前所述，本发明提供了一种分离环氧氯丙烷的方法，该方法包括:
[0018]将以氯丙烯为原料，H2O2为氧化剂的环氧化制备环氧氯丙烷的反应物料进行萃取分离，得到萃余相和萃取相，其中，所述反应物料含有环氧氯丙烷、有机溶剂和水，所述有机溶剂的沸点比水的沸点低，萃取剂的沸点比环氧氯丙烷的沸点低，所述萃取相包括环氧氯丙烷和萃取剂，所述萃余相包括有机溶剂和水；将所述萃余相送入第一精馏系统中分离有机溶剂和水；
[0019]将所述萃取相送入第二精馏系统中分离环氧氯丙烷和萃取剂；其中，所述第一精馏系统包括第一精馏塔和第二精馏塔，控制第一精馏塔的条件使得所述萃余相中的1-40重量％的有机溶剂从所述第一精馏塔的塔顶分离；控制第二精馏塔的条件使得从所述第二精馏塔的塔顶得到的蒸气能够作为第二精馏系统的至少部分热源。
[0020]根据本发明的方法，优选控制第一精馏塔的条件使得所述萃余相中的10-20重量％的有机溶剂从所述第一精馏塔的塔顶分离。
[0021]根据本发明的方法，通过控制第一精馏塔的条件使得所述萃余相中的1-40重量％，优选10-20重量％的有机溶剂从所述第一精馏塔的塔顶分离，使得能够通过控制第二精馏塔的条件使得从所述第二精馏塔的塔顶得到的蒸气能够作为第二精馏系统的部分热源，或者能够作为第二精馏系统以及所述第一精馏塔的部分或全部热源。
[0022]根据本发明的方法，通过控制第一精馏塔的条件使得所述萃余相中的10-20重量％的有机溶剂从所述第一精馏塔的塔顶分离，使得能够通过控制第二精馏塔的条件使得从所述第二精馏塔的塔顶得到的蒸气能够作为第二精馏系统以及所述第一精馏塔的全部热源。
[0023]根据本发明的方法，优选所述第二精馏系统包括:第三精馏塔、第一真空塔。
[0024]根据本发明的方法，优选所述第三精馏塔的操作条件包括:塔顶压力为常压至
0.5MPaG，理论塔板数为10-50，塔釜温度为40_80°C，回流比为0.5-50
[0025]根据本发明的方法，优选第一真空塔的操作条件包括:塔顶压力为真空，理论塔板数为5-30，塔釜温度为80-150°C。
[0026]根据本发明的一种优选的实施方式，优选控制第二精馏塔的条件使得从所述第二精馏塔的塔顶得到的蒸气能够作为所述第三精馏塔以及所述第一精馏塔的全部热源。
[0027]根据本发明的方法，优选控制第二精馏塔的条件使得从所述第二精馏塔的塔顶得到的蒸气中有机溶剂含量在90重量％以上。
[0028]根据本发明的方法，满足前述第二精馏塔的操作条件的可选范围较宽，针对本发明，优选所述第二精馏塔中的操作条件包括:塔顶压力为0.3-4.0MPaG，理论塔板数为5-60，塔釜温度为110-200 °C，回流比为0.5-3。
[0029]根据本发明的方法，更优选所述第二精馏塔中的操作条件包括:塔顶压力为
0.5-2.0MPaG，理论塔板数为10-45，塔釜温度为145-180 °C，回流比为1_2。