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TW201730167A - 丙烯之環氧化方法 - Google Patents

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TW201730167A
TW201730167A TW105138453A TW105138453A TW201730167A TW 201730167 A TW201730167 A TW 201730167A TW 105138453 A TW105138453 A TW 105138453A TW 105138453 A TW105138453 A TW 105138453A TW 201730167 A TW201730167 A TW 201730167A
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武夫崗 沃爾
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漢斯克利斯汀 迪茨
馬克 布蘭朵
伯恩德 佳格
曼弗雷德 貝茲
麥歇爾 克萊伯
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Abstract

一個用於丙烯之環氧化方法中，其步驟包含使丙烯與過氧化氫反應，自反應混合物分離環氧丙烷和回收的丙烯流，在C3分流塔中自回收的丙烯流全數或一部分分離丙烷，以及將C3分流塔的塔頂產物流通至環氧化反應步驟，使用含有丙烷分率由0.002至0.10的丙烷起始物，操作環氧化反應以使得反應混合物中的丙烷分率由0.05至0.20及操作C3分流塔以提供包含丙烷分率至少0.04的塔頂產物流以降低C3分流塔的尺寸和能量消耗。

Description

丙烯之環氧化方法
本發明係關於丙烯與過氧化氫反應之環氧化方法，其中可以有效率地使用含有丙烷的丙烯起始物。
在環氧化觸媒存在下，丙烯與過氧化氫之環氧化反應通常以丙烯相對於過氧化氫之莫耳過量進行以避免過氧化氫的分解反應及達到對於環氧丙烷的選擇性。由EP 0 100 119 A1已經知道以雜相鈦矽沸石(titanium silicalite)觸媒進行丙烯之環氧化反應。已經由WO 2011/063937知道以均相錳觸媒進行丙烯之環氧化反應。已經由US 5,274,140知道以均相磷酸鎢觸媒進行丙烯之環氧化反應。
用於丙烯的有效使用，自環氧化反應之反應混合物回收未反應的丙烯並循環至環氧化反應。市售丙烯等級因為製造丙烯所用的方法而通常含有丙烷為雜質。由於將丙烯加以環氧化所用的環氧化觸媒所具有之將丙烯加以氧化的活性極小或無活性，所以含有丙烷的丙烯等級用 於丙烯循環的環氧化方法將導致方法中丙烷的累積。則丙烯的有效循環須自丙烯分離丙烷及清理方法中的丙烷。
WO 2005/103024揭示使用常規的C3分流塔以便自環氧化方法的廢氣回收之丙烯和丙烷的混合物分離丙烷，此發生於丙烯循環至環氧化反應之前。此常規的C3分流塔必須以導致高能量消耗的高回流比的方式操作。
WO 2004/018088揭示自氣態環氧丙烷方法氣提流回收丙烯和丙烷，此藉由在液態丙烷中吸收，之後在C3分流塔中分離，提供含有31.2重量%丙烯和65.2重量%丙烷的塔頂蒸氣流，其被循環至環氧丙烷之製造。但是，由於在循環流中的高丙烷含量，此方法導致丙烷大量累積於方法中，此須要明顯較大的設備用於環氧化反應和反應混合物處理並提高反應混合物處理中的能量消耗。
因此，對於可使用含有丙烷的丙烯起始物且可以較少的設備和能量消耗自方法清除丙烷之丙烯與過氧化氫反應之環氧化反應，仍有須求存在。
已發現相較於常規操作的C3分流塔，當操作環氧化反應以提供在未反應的丙烯中之由0.05至0.20的丙烷分率及操作的C3分流塔中回收未反應的丙烷以在塔頂提供丙烷分率至少0.04的蒸氣時，用於環氧化反應和反應混合物處理的較大設備之額外的花費及反應混合物處理中之提高的能量消耗超出降低設備尺寸和C3分流塔的 能量消耗所能補償者。
因此，本發明的標的是一種用於丙烯之環氧化方法，其包含步驟a)在環氧化觸媒存在下，使丙烯與過氧化氫連續反應，其使用相對於過氧化氫為莫耳過量的丙烯，以提供包含環氧丙烷、未反應的丙烯和丙烷之反應混合物；b)自步驟a)得到的反應混合物分離環氧丙烷及含有丙烯和丙烷總含量超過90%之回收的丙烯流；c)將該回收的丙烯流全數或一部分進料至用於分離丙烯和丙烷的C3分流塔及自該塔排放相對於該回收的丙烯流之丙烷減濃的塔頂產物流和相對於該回收的丙烯流之丙烷增濃的塔底產物流；d)步驟c)得到的塔頂產物流通至步驟a)；其中將丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比由0.002至0.1之含有丙烷的丙烯起始物進料至該用於丙烯之環氧化方法；步驟a)中提供的反應混合物包含丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比為0.05至0.20的丙烷，以及自C3分流塔排放的塔頂產物流包含丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比為至少0.04的丙烷。
1‧‧‧丙烯起始物
2‧‧‧過氧化氫
3‧‧‧甲醇溶劑
4‧‧‧反應步驟
5‧‧‧反應混合物
6‧‧‧分離步驟
7‧‧‧回收的丙烯流
8‧‧‧環氧丙烷產物
9‧‧‧回收的甲醇溶劑
10‧‧‧含水流
11‧‧‧C3分流塔
12‧‧‧回收的丙烯之進料點
13‧‧‧丙烷減濃的塔頂產物流
14‧‧‧丙烷增濃的塔底產物流
15‧‧‧丙烯起始物的進料點
圖1至3出示本發明之方法的較佳具體實施例。
圖1出示一個具體實施例，其中丙烯起始物 直接進料至反應步驟a)。
圖2出示一個具體實施例，其中丙烯起始物以液態於自塔頂計少於10個理論板的進料點進料至該C3分流塔。
圖3出示一個具體實施例，其中丙烯起始物進料至步驟b)的C3精餾塔。
本發明之方法使用丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比由0.002至0.10之含有丙烷的丙烯起始物。質量比較佳地由0.003至0.08且最佳地由0.004至0.05。丙烯起始物較佳地含有低於1重量%丙烯和丙烷以外的其他組份，更佳地低於0.1重量%。適合作為丙烯起始物的是化學級丙烯和聚合物級丙烯之市售品。
在本發明之方法的步驟a)中，在環氧化觸媒存在下，丙烯在反應步驟中與過氧化氫連續反應以提供包含環氧丙烷、未反應的丙烯和丙烷之反應混合物。所用丙烯相對於過氧化氫為莫耳過量，較佳地，丙烯對過氧化氫的初始莫耳比由1.1：1至30：1，更佳地2：1至10：1，且最佳地3：1至5：1。較佳地，所用丙烯充分過量以在步驟a)中一直維持額外之丙烯增濃的液相。使用過量的丙烯提供高反應速率和過氧化氫轉化率且同時提供對於環氧丙烷之高選擇性。
過氧化氫可以含水溶液使用，較佳地含有30 至75重量%的過氧化氫且最佳地含有40至70重量%的過氧化氫。
環氧化觸媒可為均相觸媒或雜相觸媒。適當的均相環氧化觸媒係具有多牙氮配位子(特別地，1,4,7-三甲基-1,4,7-三氮雜環壬烷(1,4,7-trimethyl-1,4,7-triazacyclonane)配位基)的錳錯合物，此如由WO 2011/063937已知者。其他適當的均相環氧化觸媒係雜聚鎢酸鹽和雜聚鉬酸鹽，特別是聚鎢磷酸鹽，如由US 5,274,140已知者，較佳者係聚鎢磷酸的四級銨鹽。適當的雜相環氧化觸媒係在矽晶格位置上含有鈦原子的鈦沸石。較佳地，使用鈦矽沸石，較佳地具MFI或MEL晶體結構。最佳地使用具MFI結構的鈦矽沸石1(titanium silicalite 1)觸媒，如由EP 0 100 119 A1已知者。鈦矽沸石觸媒較佳地以顆粒、壓出粒或成形體形式的成形觸媒使用。用於成形，該觸媒可含有1至99%的黏合劑或載體材料，適用之所有的黏合劑和載體材料不會與過氧化氫或與環氧丙烷在環氧化反應所用的反應條件下反應，較佳黏合劑是氧化矽。較佳地使用具有1至5mm之直徑的壓出粒作為固定床觸媒。
當環氧化觸媒是鈦矽沸石時，丙烯進料較佳地與過氧化氫在甲醇溶劑中反應以提供包含甲醇之液態反應混合物。該甲醇溶劑可為工業級甲醇、環氧化反應的反應混合物之處理中回收的溶劑流或此二者之混合物。該環氧化反應則較佳地在30至80℃，更佳地40至60℃的溫度，並在1.9至5.0MPa，更佳地2.1至3.6MPa且最佳地 2.4至2.8MPa的壓力進行。該環氧化反應較佳地以添加氨以改良環氧丙烷選擇性的方式反應，此如EP 0 230 949 A2中所述者。基於過氧化氫的重量，氨較佳地以100至3000ppm的量添加。環氧化反應較佳地在固定床反應器中，使包含丙烯、過氧化氫和甲醇之混合物通過包含成形的鈦矽沸石觸媒之固定床的方式進行。該固定床反應器較佳地配置冷卻設備並以液態冷卻介質冷卻。較佳地，經冷卻的管束反應器與排列於管內的觸媒固定床使用且沿著管軸的溫度數據為藉冷卻而使得觸媒固定床至至少80%長度的溫度維持於低於5℃的範圍內。該環氧化反應混合物較佳地以下流模式通過觸媒固定床，較佳地以1至100m/h，更佳地5至50m/h，最佳地5至30m/h的表面速度通過。此表面速度定義為體積流率/觸媒床截面。另外，較佳地，反應混合物以1至20h-1，較佳地1.3至15h-1的液體時空速度(LHSV)通過觸媒床。特別佳地，在該環氧化反應期間內，觸媒床維持於滴流床狀態。在環氧化反應期間內維持滴流模式的適當條件揭示於WO 02/085873的第8頁23行至第9頁15行。相對於含水的過氧化氫溶液量，甲醇溶劑較佳地以0.5至20的重量比使用。觸媒用量的變化範圍大且較佳地經選擇以使得在所用環氧化反應條件下，過氧化氫在1分鐘至5小時內的消耗超過90%，較佳地超過95%。最佳地，該環氧化反應以觸媒固定床維持於滴流床狀態於接近丙烯於反應溫度的蒸氣壓進行，其使用過量的丙烯，提供包含兩個液相，甲醇增濃相 和丙烯增濃相，的反應混合物。二或更多個固定床反應器可以並聯或串聯操作以便能夠於再生環氧化觸媒之時連續操作環氧化法。環氧化觸媒之再生處理可藉煅燒、藉以受熱氣體(較佳地，含氧氣體)處理或藉溶劑清洗進行，較佳地藉WO 2005/000827中描述的週期性再生進行。
步驟a)中，將丙烯引至本發明之方法中的丙烷存在下與丙烯起始物反應。通至步驟a)的丙烷量和丙烯對過氧化氫的初始莫耳比經選擇，以使得步驟a)中提供的反應混合物包含丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比為0.05至0.20，較佳由0.10至0.15的丙烷。
在本發明之方法的步驟b)中，自步驟a)中得到的反應混合物分離環氧丙烷和回收的丙烯流。進行此分離以提供丙烯和丙烷總含量超過90重量%，較佳地超過95重量%之回收的丙烯流。環氧丙烷和回收的丙烯流之分離可藉此技術已知的方法(如藉蒸餾)進行。步驟b)較佳地包含在C3精餾塔中自包含環氧丙烷的塔底產物分離丙烯和塔頂產物。較佳地，C3精餾塔之塔頂產物的全數或一部分以回收的丙烯流形式排放。
步驟b)中，較佳使反應混合物降壓。藉降壓形成的丙烯蒸氣可被再壓縮及冷卻以藉凝結提供回收的丙烯流。較佳地，藉降壓形成的丙烯蒸氣經再壓縮且壓縮的丙烯蒸氣進料至C3精餾塔，於此處分離以提供塔頂產物形式之回收的丙烯流及包含環氧丙烷和沸點高於丙烯的其他組份(如溶劑)之塔底產物。塔底產物可以與降壓之後留 下的液態混合物合併。
使用甲醇作為溶劑時，降壓之後留下的液態混合物較佳地藉由在預分離塔中蒸餾而分離以提供包含環氧丙烷、甲醇和殘留丙烯的塔頂產物及包含甲醇、水和未反應的過氧化氫之塔底產物。預分離塔經較佳地操作以提供包含在最後降壓步驟的液相中所含之20至60%甲醇的塔頂產物。預分離塔較佳地在汽提區段具有5至20個理論分離板及在精餾區段具有低於3個理論分離板且最佳地以無回流且無精餾區的形式操作以儘量減少環氧丙烷在預分離塔中的停留時間。預分離塔較佳地在0.16至0.3MPa的壓力操作。環氧丙烷和甲醇自預分離塔的塔頂產物凝結，且丙烯較佳地自丙烯汽提塔中所得的凝結物汽提，此提供包含環氧丙烷和甲醇且基本上無丙烯的塔底流。環氧丙烷較佳地在使用水作為萃取溶劑的萃取蒸餾中自丙烯汽提塔的塔底流分離。該萃取蒸餾較佳地以含有未經取代的NH2基且能夠與乙醛在萃取蒸餾期間內反應的反應性化合物之額外進料操作，此如WO 2004/048335中所述者。以反應性化合物進行萃取蒸餾提供羰基化合物含量低於50ppm的高純度環氧丙烷。
在本發明之方法的步驟c)中，回收的丙烯流全數或一部分進料至C3分流塔以自該塔排放相對於該回收的丙烯流之丙烷減濃的塔頂產物流和相對於該回收的丙烯流之丙烷增濃的塔底產物流。回收的丙烯流較佳地以液態自位於C3分流塔的上方三成處的進料點進料至C3分 流塔。該進料點較佳地位於塔頂以下之低於35個理論板，更佳地低於20理論板處。當沒有其他材料進料至C3分流塔時，回收的丙烯流較佳地以液態自塔的最高理論板進料。該C3分流塔可包含離散的理論板或塔填充物。
C3分流塔經操作以提供塔頂產物流，該塔頂產物流之丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比為至少0.04，較佳地由0.04至0.15，更佳地由0.05至0.12的丙烷。可藉由調整介於回收的丙烯流的進料點和塔頂之間之精餾區的分離板數目及藉由調整塔的回流比而達到塔頂產物流中之所欲的丙烷分率。C3分流塔經較佳地操作以使得所提供的塔頂產物流所具有之丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比高於丙烯起始物。操作C3分流塔以提供所具有的丙烷分率高於丙烯起始物之塔頂產物，以提高回收的丙烯流中之丙烷含量，此得以使用較小的C3分流塔並降低操作該塔的能量消耗。
C3分流塔經較佳地操作以提供丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比為至少0.8，較佳地由0.9至0.98的塔底產物流。
本發明之方法的步驟d)中，步驟c)中得到的塔頂產物流通至步驟a)。
較佳地，僅一部分回收的丙烯流在步驟c)中進料至C3分流塔且其餘者通至步驟a)。更佳地，回收的丙烯流中之1至50重量%進料至C3分流塔且其餘者通至步驟a)。進料至C3分流塔之回收的丙烯流的分率經較佳 地調整以使得回收的丙烯流中維持恆定之丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比。僅一部分回收的丙烯流進料至C3分流塔造成得以使用較小尺寸的C3分流塔及回收的丙烯流的一部分循環進入該環氧化反應，提高反應混合物和回收的丙烯流中之丙烷含量，此得以使用具有較少分離板的C3分流塔及使得塔以較低的回流比使用，此節省能量。
本發明之方法中，丙烯起始物可被進料至不同的階段。
丙烯起始物可被直接進料至本方法的步驟a)。
較佳具體實施例中，丙烯起始物全數或一部分進料至步驟c)的C3分流塔。較佳地，至少20%且更佳地至少50%的丙烯起始物進料至步驟c)的C3分流塔且其餘者進料至步驟a)、步驟b)或二者。最佳地，丙烯起始物全數進料至步驟c)的C3分流塔。此具體實施例中，C3分流塔經較佳地操作以提供塔頂產物流，該塔頂產物流所具有之丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比高於該丙烯起始物所具有者。操作C3分流塔以提供蒸氣，該蒸氣所具有之丙烷分率高於該丙烯起始物所具有者，其優點在於進料至C3分流塔之丙烯起始物可代替塔回流物全數或一部分，此降低C3分流塔的能量消耗。丙烯起始物較佳地以液態自高於回收的丙烯流的進料點之進料點進料至C3分流塔。丙烯起始物進料至C3分流塔具有自丙烯起始物移除非揮發性和高沸點雜質且不須額外設備的優點。當丙烯 起始物含有非大量的C4+烴(即，具4或更多個碳原子的烴)時，丙烯起始物較佳地進料至C3分流塔之最上方的塔板或進料至最上方的填充物的頂端。當所用丙烯起始物包含實質量C4+烴時，此具體實施例亦可用以使用C3分流塔的塔底產物移除C4+烴。含有顯著量的C4+烴之丙烯起始物較佳地自低於塔頂至少一個理論板處，較佳地自低於塔頂5至12個理論板處，進料至C3分流塔，以提供C4+烴含量低的塔頂產物流。
本發明之方法的另一較佳具體實施例中，步驟b)包含在C3精餾塔中自包含環氧丙烷的塔底產物分離之塔頂產物形式之回收的丙烯流，且丙烯起始物全數或一部分進料至C3精餾塔。較佳地，至少20%且更佳地至少50%的丙烯起始物進料至C3精餾塔且其餘者進料至步驟c)的C3分流塔。丙烯起始物較佳地以液態自比塔頂低10個理論板之處進料至C3精餾塔。較佳地，丙烯起始物進料至C3精餾塔的最上方塔板或進料至最上方的填充物的頂端。此具體實施例中，回收的丙烯流較佳地以液態進料至C3分流塔的最上方的塔板。丙烯起始物進料至C3精餾塔的優點在於自丙烯起始物移除非揮發性和高沸點雜質且不須提高C3分流塔的尺寸或能量消耗。當所用丙烯起始物僅包含小量的C4+烴時，較佳地施用此具體實施例。相較於丙烯起始物直接進料至C3分流塔的情況，丙烯起始物進料至C3精餾塔得以進一步降低C3分流塔的尺寸和能量消耗。
圖1至3出示本發明之方法的較佳具體實施例。
圖1出示具體實施例，其中丙烯起始物直接近料至反應步驟a)。此具體實施例中，丙烯起始物(1)、過氧化氫(2)和甲醇溶劑(3)進料至反應步驟(4)，其中在環氧化觸媒存在下，丙烯和過氧化氫反應以提供包含環氧丙烷、未反應的丙烯、丙烷、甲醇溶劑和水之反應混合物(5)。此反應混合物在分離步驟(6)中分離成回收的丙烯流(7)、環氧丙烷產物(8)、回收的甲醇溶劑(9)流(其循環至反應步驟(4))、和含水流(10)。回收的丙烯流(7)的一部分自位於C3分流塔(11)的上方三成處的進料點(12)進料至C3分流塔(11)，且回收的丙烯流(7)之其餘者循環至反應步驟(4)。C3分流塔(11)提供相對於該回收的丙烯流(7)之丙烷減濃的塔頂產物流(13)，其通至反應步驟(4)，及相對於該回收的丙烯流(7)之丙烷減濃的塔底產物流(14)。
圖2之具體實施例不同於圖1之具體實施例之處在於丙烯起始物(1)以液態進料至位於回收的丙烯流的進料點(12)上方的進料點(15)代替進料至反應步驟(4)。丙烯起始物以液態形式自接近C3分流塔頂部進料防止丙烯起始物的高沸點和非揮發性雜質污染環氧化觸媒且能夠以節省能量的低回流比操作C3分流塔。當丙烯起始物含有顯著量的C4+烴時，此具體實施例有利，此因在C3分流塔中移除C4+烴避免丙烯起始物中所含的C4+烯烴在反應步驟中環氧化及避免環氧丙烷產物(8)自沸點接近環氧 丙烷的沸點的C4+烴分離的問題。
圖3之具體實施例不同於圖2之具體實施例之處在於丙烯起始物(1)未進料至C3分流塔，而是進料至分離步驟(6)的C3精餾塔(未示)，其中在C3精餾塔中，回收的丙烯流(7)以塔頂流形式自包含環氧丙烷的塔底產物分離。丙烯起始物進料至分離步驟(6)的C3精餾塔防止丙烯起始物的高沸點和非揮發性雜質污染環氧化觸媒，得以使用小尺寸的C3分流塔並降低移除丙烷的能量消耗。當丙烯起始物僅含小量的C4+烴時，此具體實施例具有優點。
實例 實例1 丙烯起始物進料至C3分流塔
用於圖2之具體實施例及以鈦矽沸石觸媒和甲醇溶劑進行環氧化反應提供含有28.2重量%丙烯和3.7重量%丙烷之反應混合物，以Aspen Technology的程式Aspen Plus®改變進料至C3分流塔之回收的丙烯的分率，計算C3分流塔的設計和操作參數。以含有97.5重量%丙烯和2.5重量%丙烷之丙烯起始物進行計算。32.5t/h液態丙烯起始物進料至於2.3MPa操作之具有101個理論板的C3分流塔頂端。反應步驟a)和分離步驟b)提供135t/h回收的丙烯流，其含有87.2重量%丙烯和11.5重量%丙烷。表1中所列之回收的丙烯流的分率進料至C3分流塔的第12個理論板(自塔頂計數)。回收的丙烯流的其餘部分與 C3分流塔的塔頂產物流合併並循環至反應步驟a)。塔底產物以0.973t/h的速率自C3分流塔排放放且調整回流比以在塔底產物中提供7.8重量%的丙烯含量。表1列出回收的丙烯至C3分流塔的進料速率及塔頂產物流中之丙烷的質量分率、回流比、再沸器載量(蒸發所消耗的功率)和塔直徑的計算值。
計算結果證實操作C3分流塔以於塔頂產物流提供丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比至少0.04降低了操作此塔所須的塔尺寸和能量。
實例2 丙烯起始物進料至C3精餾塔
重複實例1之計算，但代替丙烯起始物進料至C3分流塔，液態丙烯起始物進料至分離步驟b)的C3精餾塔的第一理論板(自塔頂計數)，以167t/h提供塔頂 產物形式之含有87.2重量%丙烯和11.5重量%丙烷之回收的丙烯流，其中的一部分進料至C3分流塔頂端。表2列出回收的丙烯至C3分流塔的進料速率及在C3分流塔的塔頂產物流中之丙烷的質量分率、回流比、再沸器載量(蒸發所消耗的功率)和塔直徑的計算值。
計算結果證實，相較於將起始物進料至C3分流塔，起始物進料至步驟b)的精餾塔可進一步降低C3分流塔的尺寸及操作該塔所須的能量。
實例3 丙烯起始物進料至C3精餾塔
重複實例2之計算，但將70t/h回收的丙烯流進料至C3分流塔並提供丙烷的質量分率為0.106的塔 頂產物流，改變進料至C3分流塔的進料點。表3列出進料點相距於C3分流塔塔頂之理論板數及回流比、再沸器載量(蒸發所消耗的功率)和塔直徑的計算值。
計算結果證實，就丙烯起始物進料至C3精餾塔的具體實施例，回收的丙烯自位於或接近塔頂處進料至C3分流塔降低C3分流塔的尺寸和操作該塔所須的能量。
實例4 丙烯起始物直接進料至反應步驟a)
就圖1之具體實施例，重複實例1之計算，將液態丙烯起始物進料至該環氧化反應並將回收的丙烯流全數進料至C3分流塔的第12個理論板(自塔頂計數)。塔底產物以0.968t/h的速率自C3分流塔排放，塔底產物的丙烯含量為1.4重量%，131.5t/h的塔頂產物流中之丙烷的質量分率為0.110的塔頂產物循環至反應步驟以提供與 實例1中相同的反應混合物組成。就此方法情況，計算得到12577kW的再沸器載量(蒸發所消耗的功率)和6.30的塔直徑。
實例5(比較例) 丙烯起始物直接進料至反應步驟a)
使丙烷含量(2.5重量%)與丙烯起始物相同之來自C3分流塔的塔頂流循環，重複實例4之計算。循環的丙烯流中之較低的丙烷含量導致丙烷對反應混合物中的丙烯和丙烷的合併量之質量比較低，121t/h回收的丙烯流含有3.1重量%的丙烷。塔底產物以1.285t/h的速率自C3分流塔排放，塔底產物中的丙烯含量為5.9重量%，119.5t/h的塔頂產物循環至反應步驟，此塔頂產物流中之丙烷的質量分率是0.025。就此方法情況，計算得到45101kW的再沸器載量(蒸發所消耗的功率)和20.0的塔直徑。
實例6 丙烯起始物直接進料至反應步驟a)
以含有95.0重量%丙烯和5.0重量%丙烷的丙烯起始物，33.3t/h的液態丙烯起始物進料至該環氧化反應，重複實例4之計算。塔底產物以1.933t/h的速率自C3分流塔排放，塔底產物中的丙烯含量為3.9重量%，130.5t/h的塔頂產物循環至反應步驟，此塔頂產物流中之丙烷的質量分率是0.104。就此方法情況，計算得到16552kW的再沸器載量(蒸發所消耗的功率)和8.01的塔 直徑。
實例7(比較例) 丙烯起始物直接進料至反應步驟a)
以含有95.0重量%丙烯和5.0重量%丙烷的丙烯起始物，33.3t/h的液態丙烯起始物進料至該環氧化反應，重複實例5之計算。循環的丙烯流中之較低的丙烷含量導致丙烷對反應混合物中的丙烯和丙烷的合併量之質量比較低，125t/h回收的丙烯流含有6.2重量%的丙烷。塔底產物以2.120t/h的速率自C3分流塔排放，塔底產物中的丙烯含量為3.6重量%，122.07t/h的塔頂產物循環至反應步驟，此塔頂產物流中之丙烷的質量分率是0.05。就此方法情況，計算得到39413kW的再沸器載量(蒸發所消耗的功率)和17.8的塔直徑。
實例4至7證實操作C3分流塔以提供丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比高於丙烯起始物所具有者的塔頂產物流降低C3分流塔的尺寸及操作該塔所須的能量。
1‧‧‧丙烯起始物
2‧‧‧過氧化氫
3‧‧‧甲醇溶劑
4‧‧‧反應步驟
5‧‧‧反應混合物
6‧‧‧分離步驟
7‧‧‧回收的丙烯流
8‧‧‧環氧丙烷產物
9‧‧‧回收的甲醇溶劑
10‧‧‧含水流
11‧‧‧C3分流塔
12‧‧‧回收的丙烯之進料點
13‧‧‧丙烷減濃的塔頂產物流
14‧‧‧丙烷增濃的塔底產物流

Claims (16)

  1. 一種用於丙烯之環氧化方法，其包含步驟a)在環氧化觸媒存在下，使丙烯與過氧化氫連續反應，其使用相對於過氧化氫為莫耳過量的丙烯，以提供包含環氧丙烷、未反應的丙烯和丙烷之反應混合物；b)自步驟a)得到的反應混合物分離環氧丙烷及含有丙烯和丙烷總含量超過90%之回收的丙烯流；c)將該回收的丙烯流全數或一部分進料至用於分離丙烯和丙烷的C3分流塔及自該塔排放相對於該回收的丙烯流之丙烷減濃的塔頂產物流和相對於該回收的丙烯流之丙烷增濃的塔底產物流；d)步驟c)得到的塔頂產物流通至步驟a)；其特徵在於將丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比由0.002至0.1之含有丙烷的丙烯起始物進料至該用於丙烯之環氧化方法，步驟a)中提供的反應混合物包含丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比為0.05至0.20的丙烷，以及自C3分流塔排放的塔頂產物流包含丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比為至少0.04的丙烷。
  2. 如申請專利範圍第1項之方法，其中自C3分流塔排放的該塔頂產物流所具有之丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比高於該丙烯起始物所具有者。
  3. 如申請專利範圍第1或2項之方法，其中將該回收的丙烯流以液態自位於C3分流塔的上方三成處的進料點進料至C3分流塔。
  4. 如申請專利範圍第1至3項中任一項之方法，其中將該丙烯起始物全數或一部分進料至該C3分流塔。
  5. 如申請專利範圍第4項之方法，其中將該丙烯起始物以液態自回收的丙烯流的進料點上方的進料點進料至該C3分流塔。
  6. 如申請專利範圍第1至5項中任一項之方法，其中步驟b)包含在C3精餾塔中，自包含環氧丙烷的塔底產物分離塔頂產物形式之該回收的丙烯流，及將該丙烯起始物全數或一部分進料至該C3精餾塔。
  7. 如申請專利範圍第6項之方法，其中將該丙烯起始物以液態自塔頂計少於10個理論板的進料點進料至該C3精餾塔。
  8. 如申請專利範圍第1至7項中任一項之方法，其中將該回收的丙烯流的一部分進料至該C3分流塔而其餘者通至步驟a)。
  9. 如申請專利範圍第8項之方法，其中進料至該C3分流塔之該回收的丙烯流的分率經調整以使得回收的丙烯流中維持恆定之丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比。
  10. 如申請專利範圍第8或9項之方法，其中將1至50重量%之該回收的丙烯流進料至該C3分流塔。
  11. 如申請專利範圍第1至10項中任一項之方法，其中該塔底產物流具有至少0.8之丙烷對丙烯和丙烷的合併量之質量比。
  12. 如申請專利範圍第1至11項中任一項之方法，其 中在步驟a)中，丙烯對過氧化氫的初始莫耳比是3至5。
  13. 如申請專利範圍第1至12項中任一項之方法，其中在步驟a)中，環氧化觸媒係矽晶格位置上含鈦原子的鈦沸石。
  14. 如申請專利範圍第1至13項中任一項之方法，其中在步驟a)中，環氧化觸媒係選自雜多鎢酸鹽和螯合錳錯合物之均相觸媒。
  15. 如申請專利範圍第14項之方法，其中均相觸媒係多鎢磷酸的四級銨鹽。
  16. 如申請專利範圍第14項之方法，其中均相觸媒係包含至少一個1,4,7-三甲基-1,4,7-三氮雜環壬烷(1,4,7-trimethyl-1,4,7-triazacyclonane)配位基的錳錯合物。
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Families Citing this family (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
TWI707847B (zh) 2015-11-26 2020-10-21 德商贏創運營有限公司 丙烯之環氧化方法
EA033968B1 (ru) 2015-11-26 2019-12-16 Эвоник Дегусса Гмбх Способ эпоксидирования олефина
EA037936B1 (ru) 2016-01-19 2021-06-09 Тиссенкрупп Индастриал Солюшнс Аг Способ эпоксидирования олефина
US10399952B2 (en) 2016-03-21 2019-09-03 Evonik Degussa Gmbh Process for the epoxidation of propene
EP3246323A1 (en) 2016-05-17 2017-11-22 Evonik Degussa GmbH Integrated process for making propene oxide from propane
EP3406603A1 (en) 2017-05-22 2018-11-28 Evonik Degussa GmbH Process for the epoxidation of propene
CN111467826A (zh) * 2020-05-27 2020-07-31 天津大沽化工股份有限公司 一种去除环氧丙烷产品醛类物质的装置及方法
WO2022140749A1 (en) * 2020-12-22 2022-06-30 Zymergen Inc. Decarboxylation of amino acids
CN115197171B (zh) * 2021-04-13 2025-10-10 中国石油化工股份有限公司 一种生产环氧丙烷的方法和系统
CN113461474A (zh) * 2021-06-30 2021-10-01 中国石油化工股份有限公司 一种丙烷工业化连续制备环氧丙烷的系统及方法

Family Cites Families (63)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4308409A (en) 1978-10-03 1981-12-29 Gulf Research & Development Company Preparation of propylene glycol from propylene
US5274140A (en) 1979-07-19 1993-12-28 Instituto Guido Donegani, S.P.A. Process for catalytically epoxidizing olefin with hydrogen peroxide
IT1152299B (it) 1982-07-28 1986-12-31 Anic Spa Procedimento per l'espossidazione di composti olefinici
DE3780476T2 (de) 1986-01-28 1992-12-17 Enichem Sintesi Verfahren zur epoxydation von olefinischen verbindungen.
CA2137310C (en) 1993-12-20 2004-02-17 John C. Jubin Jr. Catalytic converter and method for highly exothermic reactions
DE19507584C2 (de) 1995-03-04 1997-06-12 Geesthacht Gkss Forschung Strahlenchemisch modifizierte Silikonkompositmembran für die Ultrafiltration
US5591875A (en) 1995-08-02 1997-01-07 Chang; Te Epoxidation Process
US5599956A (en) 1996-02-22 1997-02-04 Uop Integrated process for the production of propylene oxide
BE1011577A3 (fr) 1997-11-27 1999-11-09 Solvay Catalyseur d'epoxydation, son utilisation et procede d'epoxydation en presence de catalyseur.
US6037484A (en) * 1998-09-22 2000-03-14 Arco Chemical Technology, L.P. Epoxidation process
DE19936547A1 (de) 1999-08-04 2001-02-15 Basf Ag Verfahren zur Umsetzung einer organischen Verbindung mit einem Hydroperoxid
DE19944839A1 (de) 1999-09-18 2001-03-22 Degussa Verfahren zur Herstellung von Epoxiden aus Olefinen
DE10052323A1 (de) 2000-10-21 2002-05-02 Degussa Kontinierliches Verfahren zur Hydrierung
EP1247806A1 (en) 2001-03-05 2002-10-09 Degussa AG Process for the epoxidation of olefins
EP1247805A1 (en) 2001-03-05 2002-10-09 Degussa AG Process for the epoxidation of olefins
EP1285915A1 (en) 2001-08-16 2003-02-26 Degussa AG Continuous process to make epoxide from olefins and hydrogen peroxide
EP1293505A1 (en) * 2001-08-22 2003-03-19 Degussa AG Process for the epoxidation of olefins
US6596883B2 (en) 2001-08-23 2003-07-22 Degussa Ag Process for the epoxidation of olefins
JP2003081954A (ja) 2001-09-12 2003-03-19 Sumitomo Chem Co Ltd プロピレンオキサイドの製造方法
EP1359148A1 (en) 2002-05-02 2003-11-05 Degussa AG Process for the epoxidation of olefins
DE10233385A1 (de) 2002-07-23 2004-02-12 Basf Ag Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Propylenglykolen
US6914167B2 (en) * 2002-08-26 2005-07-05 Arco Chemical Technology, L.P. Vent recovery system
DE10240129B4 (de) 2002-08-30 2004-11-11 Basf Ag Integriertes Verfahren zur Synthese von Propylenoxid
EP1403219A1 (en) 2002-09-30 2004-03-31 Degussa AG Novel aqueous hydrogen peroxide solutions
DE10249377A1 (de) 2002-10-23 2004-05-06 Basf Ag Verfahren zu kontinuierlichen Herstellung von Epoxiden aus Olefinen und Hydroperoxiden an einem suspendierten Katalysator
DE10249378A1 (de) * 2002-10-23 2004-05-06 Basf Ag Verfahren zur kontinuierlichen Rückführung des bei der Oxidation von Olefinen mit Hydroperoxiden nicht umgesetzten Olefins mittels Verdichtung und Druckdestillation
DE10249379A1 (de) * 2002-10-23 2004-05-06 Basf Ag Verfahren zur kontinuierlichen Rückführung des bei der Oxidation von Olefinen mit Hydroperoxiden nicht umgesetzten Olefins mittels Lösungsmittelwäsche
TW200410921A (en) 2002-11-25 2004-07-01 Hoffmann La Roche Mandelic acid derivatives
US7169945B2 (en) 2002-11-26 2007-01-30 Degussa Ag Process for the epoxidation of olefins
EP1424331A1 (en) * 2002-11-26 2004-06-02 Degussa AG Process for the epoxidation of olefins
EP1424332A1 (en) 2002-11-26 2004-06-02 Degussa AG Process for the purification of crude propene oxide
EP1489074A1 (en) 2003-06-18 2004-12-22 Degussa AG Process for the epoxidation of propene
DE10341896A1 (de) 2003-09-10 2005-04-14 Uhde Gmbh Mehrphasen-Flüssigkeitsverteiler für einen Rieselbettreaktor
DE102004003003A1 (de) 2004-01-20 2005-09-01 Basf Ag Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Herstellung einer chemischen Verbindung
US7223876B2 (en) 2004-04-21 2007-05-29 Basf Aktiengesellschaft Method of separating an olefin from a gas stream
US20060005853A1 (en) * 2004-07-08 2006-01-12 Chien-Hung Shen Cosmetic compact
US20070004926A1 (en) 2005-06-29 2007-01-04 Basf Aktiengesellschaft Process for producing propylene oxide
DE102005031703B3 (de) 2005-07-05 2007-01-11 Gkss-Forschungszentrum Geesthacht Gmbh Kompositmembran
US20080132717A1 (en) * 2006-12-04 2008-06-05 Bernard Cooker Propylene oxide system
JP2008266304A (ja) * 2007-03-22 2008-11-06 Sumitomo Chemical Co Ltd プロピレンオキサイドの製造方法
DE102007024029A1 (de) 2007-05-22 2008-11-27 Evonik Degussa Gmbh Mehrphasen-Reaktorsumpf
CL2009000939A1 (es) 2008-04-30 2010-10-01 Evonik Degussa Gmbh Proceso para recuperar molibdato o tungstato desde una solucion acuosa que comprende a) contactar la solucion con un material portador inorganico cationizado e insoluble en agua, b) separar el material portador de molibdato o tungstato, c) contactarlo con una solucion acuosa con un ph entre 6 a 14 y d) separar el material saturado.
EP2343288A1 (en) * 2009-11-27 2011-07-13 Momentive Specialty Chemicals Research Belgium S.A. Process for the manufacture of propylene oxide
DE102009047351A1 (de) 2009-12-01 2011-06-09 Evonik Goldschmidt Gmbh Komposit-Siliconmembranen mit hoher Trennwirkung
US8785670B2 (en) * 2010-12-07 2014-07-22 Basf Se Process for the production of propylene oxide
CN103172596B (zh) * 2011-12-22 2015-02-25 中国石油化工股份有限公司 一种环氧丙烷精制方法
CN103172486B (zh) * 2011-12-22 2015-07-29 中国石油化工股份有限公司 一种从直接环氧化反应产物中回收丙烯的方法
DE102012200990A1 (de) 2012-01-24 2013-07-25 Evonik Industries Ag Verfahren zur Rückgewinnung von Molybdat bei einer mit Molybdat katalysierten Delignifizierung von Zellstoff mit Wasserstoffperoxid
CN103788025B (zh) * 2012-10-29 2015-10-28 中国石油化工股份有限公司 一种精制环氧丙烷的方法
CN104058920B (zh) * 2013-12-19 2016-03-23 武汉优立克新材料科技有限公司 一种以烷烃为萃取剂萃取精馏分离丙烯-丙烷的方法
KR101771387B1 (ko) 2014-07-29 2017-08-24 에보닉 데구사 게엠베하 올레핀의 에폭시화 방법
CN107428712A (zh) 2015-01-14 2017-12-01 赢创德固赛有限公司 用于制备氧化丙烯和烷基叔丁基醚的整合方法
US10053440B2 (en) 2015-01-14 2018-08-21 Evonik Degussa Gmbh Integrated process for making propene oxide and an alkyl tert-butyl ether
EP3059229A1 (en) 2015-02-17 2016-08-24 Evonik Degussa GmbH Method for the epoxidation of an olefin with hydrogen peroxide
TW201700464A (zh) 2015-02-17 2017-01-01 贏創德固賽有限責任公司 使用過氧化氫之使烯烴環氧化方法
EP3059230A1 (en) 2015-02-17 2016-08-24 Evonik Degussa GmbH Method for the epoxidation of propene with hydrogen peroxide
KR102441642B1 (ko) 2015-02-17 2022-09-07 에보닉 오퍼레이션스 게엠베하 과산화 수소를 이용한 올레핀의 에폭시화 방법
EA031789B1 (ru) 2015-04-28 2019-02-28 Эвоник Дегусса Гмбх Способ эпоксидирования пропена
KR102648446B1 (ko) 2015-11-25 2024-03-15 에보닉 오퍼레이션스 게엠베하 프로펜 및 과산화수소로부터 프로필렌 글리콜의 제조 방법
ES2873407T3 (es) 2015-11-26 2021-11-03 Evonik Operations Gmbh Procedimiento y reactor para la epoxidación de propeno
TWI707847B (zh) 2015-11-26 2020-10-21 德商贏創運營有限公司 丙烯之環氧化方法
EA033968B1 (ru) 2015-11-26 2019-12-16 Эвоник Дегусса Гмбх Способ эпоксидирования олефина
EA037936B1 (ru) 2016-01-19 2021-06-09 Тиссенкрупп Индастриал Солюшнс Аг Способ эпоксидирования олефина

Also Published As

Publication number Publication date
AR106815A1 (es) 2018-02-21
CN112979586A (zh) 2021-06-18
WO2017089516A1 (en) 2017-06-01
ES2746923T3 (es) 2020-03-09
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