一种CHPPO装置的反应系统和方法

摘要

本发明涉及一种CHPPO装置的反应系统和方法，主要解决现有技术存在生产规模小、运行能耗高的问题。采用本发明所述的系统和方法，在生产规模100吨/年～80万吨/年CHPPO装置中，将丙烯原料与一级反应逻辑1位反应器出口反应产物进行换热，换热量176.2～183.4千卡/千克PO，减少丙烯预热所需低压蒸汽并降低反应产物冷却所需循环冷却水，节省低压蒸汽消耗0.352～0.367吨/吨PO并节约循环冷却水消耗22.16～23.06吨/吨PO，较好地解决了上述问题，可应用于CHPPO装置生产环氧丙烷中。

说明书

技术领域

本发明涉及PO生产工艺领域，尤其涉及一种CHPPO装置的反应系统和方法，主要包括过氧化氢异丙苯CHP与丙烯生成环氧丙烷PO和α，α-二甲基苄醇DMBA的环氧化反应过程以及反应丙烯原料和一级环氧化反应逻辑1位反应器出口反应产物换热的能量优化过程，可应用于CHPPO法制备环氧丙烷的工业生产中。

背景技术

环氧丙烷PO是丙烯的三大衍生物之一，是一种重要的基础化工原料。超过70％的环氧丙烷用于生产聚醚多元醇，再与异氰酸酯反应合成聚氨酯。而聚氨酯广泛应用于汽车、建筑保温、冰箱冷柜、弹性体、胶黏剂及涂料等领域。

目前，工业化生产环氧丙烷PO的方法主要有氯醇法CHPO、乙苯共氧化法PO/SM、异丁烷共氧化法PO/TBA、异丙苯氧化法CHPPO、过氧化氢直接氧化法HPPO、氧气直接氧化法DOPO。国内生产PO产品中采用氯醇法技术CHPO装置，约占总数的50％左右，由于该方法会产生大量的氯化钙废渣及含氯废水，三废综合治理投资大、成本高，且目前环保形势严峻，各地频繁进行环保督查，一旦超标排放将令CHPO装置停产整顿，造成PO市场供不应求的紧张局面。

相对于CHPO法的污染严重，PO/SM及PO/TBA法的投资大、流程长、副产品多的缺点，CHPPO法和HPPO法更具产品成本竞争优势和环境污染小的优势；而相比于HPPO法，CHPPO法具有整个过程几乎没有副产物且三废排放更低、操作更加安全的优点，因此有望成为未来PO生产的最佳工艺选择。目前CHPPO工艺主要由日本住友Sumitomo化学公司工业化开发并掌握该专利技术，国内仅有江苏泰兴红宝丽公司年产12万吨CHPPO装置采用引进该方法生产PO产品，中国石油化工股份有限公司已经自主开发完成年产15万吨CHPPO法制环氧丙烷工艺包，并准备在天津石化进行工业化应用。

现有技术中的发明专利申请号为CN201410429364.1制备环氧丙烷的方法，公开了采用丙烯与过氧化氢异丙苯环氧化反应后，反应物料与含碱物料接触除去反应过程中生成的微量酸性物质，以减少反应物料分解的方法，从而提高环氧丙烷PO产品的收率。发明专利申请号为CN201480052389.2制备环氧丙烷的方法，公开了首先采用丙烯、过氧化氢、乙腈、水溶解在钾盐中，然后将物料进入含催化剂的环氧化反应器进行环氧化反应，最后从环氧化反应器流出含环氧丙烷、乙腈、水反应物料的方法。发明专利申请号为CN201611187680.8利用微通道反应器制备环氧丙烷的方法，公开了将过氧化氢异丙苯物料与催化剂在常温下搅拌均匀得到混合液，然后将混合液与丙烯物料输入微通道反应器中反应得到粗产品，粗产品经分离纯化得到目标产物的技术方案。

但现有技术中的发明专利申请号CN201410429364.1和发明专利申请号CN201611187680.8仅仅是实验室规模的工艺方法，存在“放大效应”问题，无法直接应用到商业化工业生产装置中，反应原料的加热和反应产物的冷却分别需要消耗蒸汽和循环冷却水，能量没有得以综合利用。发明专利申请号CN201480052389.2仅仅是过氧化氢法生产环氧丙烷，在过氧化氢原料制备过程中，存在运行操作危险性大的问题。而CHPPO法生产PO，具有整个工艺过程几乎没有副产物和三废排放，而且操作安全性好，是未来生产PO的最佳工艺选择。由此，现有技术环氧化反应过程“放大效应”严重、难以商业化工业生产，工艺物料需要反复加热、反复冷却而消耗大量低压蒸汽和循环冷却水；存在生产规模小、运行能耗大的问题。

发明内容

本发明针对现有技术的不足，提供了一种CHPPO装置的反应系统和方法，主要包括CHPPO装置的工业化反应系统和能量优化的方法，即：CHP原料与丙烯原料反应生成PO产品和DMBA副产品的环氧化反应过程，由此解决国内CHPPO工艺技术的空白问题。同时，对环氧化反应能量进行综合利用和优化，将丙烯原料和一级环氧化反应逻辑1位反应器出口反应产物进行换热后，再通过低压蒸汽加热至反应温度进入环氧化反应器，而反应器出口反应产物经换热后再通过循环冷却水进行冷却，可有效解决丙烯原料需要大量低压蒸汽预热、反应器出口反应产物需要大量循环冷却水冷却等能量利用不合理的问题。

为实现上述目的，本发明采用以下技术方案：

本发明的第一方面是提供一种CHPPO装置的反应系统，在生产规模为100吨/年～80万吨/年的CHPPO装置中，包括环氧化一级反应单元、环氧化二级反应单元、丙烯预热换热单元和反应产物冷却单元以及丙烯原料加热单元；

其中，上述环氧化一级反应单元包括m台串联的环氧化一级反应器，分别为环氧化一级反应逻辑1～m位反应器；该m台串联环氧化一级反应器可相互切换，这样可使串联的反应器中催化剂活性由逻辑1位反应器向逻辑m位反应器逐级提高，使环氧化反应逐步深入，直到反应产物离开逻辑m位反应器；

上述丙烯预热换热单元包括m台丙烯预热换热器，分别为丙烯预热1～m号换热器；

上述反应产物冷却单元包括m台反应产物冷却器，分别为反应产物1～m号冷却器；

上述1～m台环氧化一级反应器与对应的丙烯预热换热器和对应的反应产物冷却器通过管路依次连接；

上述丙烯原料加热单元包括1台丙烯原料加热器，丙烯原料加热器入口管路与丙烯预热换热器出口管路连接；

丙烯原料进料管路与上述丙烯预热换热器的丙烯原料进口连接，该丙烯预热换热器的丙烯原料出口通过管路依次与丙烯原料加热器、环氧化一级反应逻辑1位反应器连接；

上述环氧化二级反应单元包括n台串联的环氧化二级反应器，分别为环氧化二级反应逻辑1～n位反应器；

上述环氧化一级反应器与环氧化二级反应器通过管路串联连接，m号反应产物冷却器出口通过管路与环氧化二级反应逻辑1位反应器入口连接。

进一步地，上述丙烯原料加热器与环氧化一级反应逻辑1位反应器的连接管路和过氧化氢异丙苯CHP原料管路接通。

本发明的第二方面是提供基于上述反应系统的方法，包括如下步骤：

步骤一，过氧化氢异丙苯CHP原料与经环氧化一级反应逻辑1位反应器流出的反应产物在丙烯预热1号换热器内换热，并经低压蒸汽在丙烯原料加热器内加热后的丙烯原料混合后，进入环氧化一级反应逻辑1位反应器内发生环氧化反应；

步骤二，反应完成后，环氧化一级反应逻辑1位反应器底部流出的反应产物通过丙烯预热1号换热器和丙烯原料换热，并通过反应产物1号冷却器的循环冷却水进行冷却后，送入环氧化一级反应逻辑2位反应器内继续进行环氧化反应；环氧化一级反应逻辑2位反应器的反应产物通过反应产物2号冷却器的循环冷却水进行冷却后，送入环氧化一级反应逻辑3位反应器内继续进行环氧化反应；依此类推，直至环氧化一级反应逻辑m位反应器；

步骤三，环氧化一级反应逻辑m位反应器流出的反应产物经所述反应产物m号冷却器的循环冷却水进行冷却后依次进入环氧化二级反应逻辑1～n位反应器继续进行环氧化反应，直至环氧化二级反应逻辑n位反应器；

步骤四，从环氧化二级反应逻辑n位反应器流出的反应产物外送高压丙烯回收单元进行精馏分离精制，最终得到PO产品。

进一步地，上述环氧化一级反应器和环氧化二级反应器均为绝热固定床反应器。

进一步地，环氧化一级反应单元中的环氧化一级反应器是串联连接并可切换的；当环氧化一级反应逻辑1位反应器催化剂失效需要更换催化剂时，原环氧化一级反应逻辑2位反应器切换为环氧化一级反应逻辑1位反应器，依此类推，直至原环氧化一级反应逻辑m位反应器，更换催化剂后的原环氧化一级反应逻辑1位反应器切换为环氧化一级反应逻辑m位反应器。

进一步地，环氧化一级反应器的操作温度为40～180℃，操作压力为0.6～15.0MPaA，丙烯原料与过氧化氢异丙苯进料的摩尔比为1～50：1，过氧化氢异丙苯进料的质量浓度为2～95％，过氧化氢异丙苯进料的重量空速为0.1～8.0h

进一步优选地，环氧化一级反应器的操作温度为60～160℃，操作压力为2.0～12.0MPaA，丙烯原料与过氧化氢异丙苯进料的摩尔比为2～40：1，过氧化氢异丙苯进料的质量浓度为4～90％，过氧化氢异丙苯进料的重量空速为0.2～5.0h

进一步地，环氧化二级反应器的操作温度为40～180℃，操作压力为0.1～12.0MPaA，环氧化二级反应器串联数量为n＝1～10台，环氧化二级反应器装填催化剂的寿命为1～24个月。

进一步优选地，环氧化二级反应器的操作温度为60～160℃，操作压力为1.0～10.0MPaA，环氧化二级反应器串联数量为n＝2～8台，环氧化二级反应器装填催化剂的寿命为2～12个月。

本发明采用以上技术方案，与现有技术相比，具有如下技术效果：

本发明涉及一种CHPPO装置的反应系统和方法，将丙烯原料与环氧化一级反应逻辑1位反应器出口反应产物进行预热，并通过低压蒸汽加热到环氧化反应温度后与CHP原料混合进入逻辑1位反应器进行反应，反应产物用于丙烯原料加热后再由循环冷却水冷却，并送入逻辑2位反应器进一步反应，环氧化一级反应中各反应器均为串联操作，逻辑末位反应产物在经循环水冷却后送入环氧化二级反应器进行反应，二级环氧化反应器同样为串联操作，但不切换，系统中所有一级环氧化反应器和二级环氧化反应器均为绝热固定床反应器。通过环氧化反应工艺流程可产出含PO初步产品的反应产物，之后送入高压丙烯回收单元进行精馏分离精制最终得到PO产品。由此，在生产规模为100吨/年～80万吨/年的CHPPO装置中，将丙烯原料与环氧化一级反应逻辑1位反应器出口的反应产物进行换热，换热量为176.2～183.4千卡/千克PO，减少丙烯原料预热所需的低压蒸汽用量，同时降低环氧化一级反应器逻辑1位反应器出口反应产物冷却所需的循环冷却水用量，节省低压蒸汽消耗0.352～0.367吨/吨PO，并降低循环冷却水消耗22.16～23.06吨/吨PO，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1为本发明中的一种CHPPO装置的反应系统和工艺流程；

其中，1-过氧化氢异丙苯CHP原料；2-丙烯原料；3-环氧化一级反应逻辑1位反应器；4-环氧化一级反应逻辑2位反应器；5-环氧化一级反应逻辑3位反应器；6-丙烯预热1号换热器；7-丙烯预热2号换热器；8-丙烯预热3号换热器；9-环氧化二级反应逻辑1位反应器；10-环氧化二级反应逻辑2位反应器；11-环氧化二级反应逻辑3位反应器；12-反应产物1号冷却器；13-反应产物2号冷却器；14-反应产物3号冷却器；15-丙烯原料加热器；16-反应产物；

以环氧化一级反应器m＝3台和环氧化二级反应器n＝3台为例，发明专利一种CHPPO装置的反应系统和方法工艺流程说明如下：

来自异丙苯氧化单元的过氧化氢异丙苯CHP原料1，与经环氧化一级反应逻辑1位反应器流出的反应产物在丙烯预热1号换热器6内换热，并经低压蒸汽在丙烯原料加热器15内加热后的丙烯原料2混合后，进入环氧化一级反应逻辑1位反应器3顶部，在此环氧化一级反应逻辑1位反应器3内进行环氧化反应，反应所得的反应产物由环氧化一级反应逻辑1位反应器3底部流出，通过丙烯预热1号换热器6和丙烯原料换热，并通过反应产物1号冷却器12的循环冷却水进行冷却后，送入环氧化一级反应逻辑2位反应器4顶部，在此环氧化一级反应逻辑2位反应器4内继续进行环氧化反应，反应所得的反应产物由环氧化一级反应逻辑2位反应器4底部流出，通过反应产物2号冷却器13的循环冷却水进行冷却后，送入环氧化一级反应逻辑3位反应器5顶部，在此环氧化一级反应逻辑3位反应器5内继续进行环氧化反应，反应所得的反应产物由环氧化一级反应逻辑3位反应器5底部流出，通过反应产物3号冷却器14的循环冷却水进行冷却后，送入环氧化二级反应逻辑1位反应器9。反应产物送入环氧化二级反应逻辑1位反应器9，然后送入环氧化二级反应逻辑2位反应器10，之后送入环氧化二级反应逻辑3位反应器11，最后从环氧化二级反应逻辑3位反应器11流出的反应产物16外送高压丙烯回收单元进行精馏分离精制最终得到PO产品。

当原环氧化一级反应逻辑1位反应器由于催化剂失活需要更换催化剂时，在更换催化剂之后，原环氧化一级反应逻辑2位反应器切换为环氧化一级反应逻辑1位反应器，原环氧化一级反应逻辑3位反应器切换为环氧化一级反应逻辑2位反应器，更换催化剂后的原环氧化一级反应逻辑1位反应器切换为环氧化一级反应逻辑3位反应器。过氧化氢异丙苯CHP原料1与经丙烯预热2号换热器7预热和丙烯原料加热器15加热后的丙烯原料2混合后，进入环氧化一级反应逻辑1位反应器进行环氧化反应，反应所得反应产物由环氧化一级反应逻辑1位反应器底部流出，通过丙烯预热2号换热器7和丙烯原料2换热并通过反应产物2号冷却器13内的循环冷却水进行冷却后，送入环氧化一级反应逻辑2位反应器进行环氧化反应，反应所得反应产物通过反应产物3号冷却器14内的循环冷却水进行冷却后，送入环氧化一级反应逻辑3位反应器进行环氧化反应，反应所得反应产物通过反应产物1号冷却器12内的循环冷却水进行冷却后，送入环氧化二级反应逻辑1位反应器9，以此类推。反应产物送入环氧化二级反应逻辑1位反应器9，然后送入环氧化二级反应逻辑2位反应器10，之后送入环氧化二级反应逻辑3位反应器11，最后从环氧化二级反应逻辑3位反应器11流出的反应产物16外送高压丙烯回收单元进行精馏分离精制最终得到PO产品。

具体实施方式

本发明提供了一种CHPPO装置的反应系统和方法。该反应系统在生产规模为100吨/年～80万吨/年的CHPPO装置中，包括环氧化一级反应单元、环氧化二级反应单元、丙烯预热换热单元和反应产物冷却单元以及丙烯原料加热单元；

其中，上述环氧化一级反应单元包括m台串联的环氧化一级反应器，分别为环氧化一级反应逻辑1～m位反应器；该m台串联环氧化一级反应器可相互切换，这样可使串联的反应器中催化剂活性由逻辑1位反应器向逻辑m位反应器逐级提高，使环氧化反应逐步深入，直到反应产物离开逻辑m位反应器；

上述丙烯预热换热单元包括m台丙烯预热换热器，分别为丙烯预热1～m号换热器；

上述反应产物冷却单元包括m台反应产物冷却器，分别为反应产物1～m号冷却器；

上述1～m台环氧化一级反应器与对应的丙烯预热换热器和对应的反应产物冷却器通过管路依次连接；

上述丙烯原料加热单元包括1台丙烯原料加热器，丙烯原料加热器入口管路与丙烯预热换热器出口管路连接；

丙烯原料进料管路与上述丙烯预热换热器的丙烯原料进口连接，该丙烯预热换热器的丙烯原料出口通过管路依次与丙烯原料加热器、环氧化一级反应逻辑1位反应器连接；

上述环氧化二级反应单元包括n台串联的环氧化二级反应器，由于在环氧化二级反应器中的环氧化反应已进入后期，反应过程不再剧烈，反应放热量小，回收能量有限，故不设置物料换热流程；该n台串联的环氧化二级反应器分别为环氧化二级反应逻辑1～n位反应器；

上述环氧化一级反应器与环氧化二级反应器通过管路串联连接，m号反应产物冷却器出口通过管路与环氧化二级反应逻辑1位反应器入口连接。

在本发明一优选的实施例中，丙烯原料加热器与环氧化一级反应逻辑1位反应器的连接管路和过氧化氢异丙苯CHP原料管路接通。

基于上述反应系统的方法，包括如下步骤：

步骤一，过氧化氢异丙苯CHP原料与经环氧化一级反应逻辑1位反应器流出的反应产物在丙烯预热1号换热器内换热，并经低压蒸汽在丙烯原料加热器内加热后的丙烯原料混合后，进入环氧化一级反应逻辑1位反应器内发生环氧化反应；

步骤二，反应完成后，环氧化一级反应逻辑1位反应器底部流出的反应产物通过丙烯预热1号换热器和丙烯原料换热，并通过反应产物1号冷却器的循环冷却水进行冷却后，送入环氧化一级反应逻辑2位反应器内继续进行环氧化反应；环氧化一级反应逻辑2位反应器的反应产物通过反应产物2号冷却器的循环冷却水进行冷却后，送入环氧化一级反应逻辑3位反应器内继续进行环氧化反应，依此类推，直至环氧化一级反应逻辑m位反应器；丙烯原料仅与环氧化一级反应逻辑1位反应器出料换热。

步骤三，环氧化一级反应逻辑m位反应器流出的反应产物经所述反应产物m号冷却器的循环冷却水进行冷却后依次进入环氧化二级反应逻辑1～n位反应器继续进行环氧化反应，直至环氧化二级反应逻辑n位反应器；

步骤四，从环氧化二级反应逻辑n位反应器流出的反应产物外送高压丙烯回收单元进行精馏分离精制，最终得到PO产品。

其中，环氧化一级反应单元中的环氧化一级反应器是串联连接并可切换的；当环氧化一级反应逻辑1位反应器催化剂失效需要更换催化剂时，原环氧化一级反应逻辑2位反应器切换为环氧化一级反应逻辑1位反应器，依此类推，直至原环氧化一级反应逻辑m位反应器，更换催化剂后的原环氧化一级反应逻辑1位反应器切换为环氧化一级反应逻辑m位反应器。这样可使串联的反应器中催化剂活性由逻辑1位反应器向逻辑末位反应器逐渐提高，使反应逐步深入，直到反应产物离开逻辑末位反应器，并经循环冷却水冷却后送入环氧化二级反应器中。

在本发明一优选的实施例中，反应系统中所有环氧化一级反应器和环氧化二级反应器均为绝热固定床反应器。

在本发明一优选的实施例中，环氧化一级反应器的操作温度为40～180℃，操作压力为0.6～15.0MPaA，丙烯原料与过氧化氢异丙苯进料的摩尔比为1～50：1，过氧化氢异丙苯进料的质量浓度为2～95％，过氧化氢异丙苯进料的重量空速为0.1～8.0h

在本发明进一步优选的实施例中，环氧化一级反应器的操作温度为60～160℃，操作压力为2.0～12.0MPaA，丙烯原料与过氧化氢异丙苯进料的摩尔比为2～40：1，过氧化氢异丙苯进料的质量浓度为4～90％，过氧化氢异丙苯进料的重量空速为0.2～5.0h

在本发明一优选的实施例中，环氧化二级反应器的操作温度为40～180℃，操作压力为0.1～12.0MPaA，环氧化二级反应器串联数量为n＝1～10台，环氧化二级反应器装填催化剂的寿命为1～24个月。

在本发明进一步优选的实施例中，环氧化二级反应器的操作温度为60～160℃，操作压力为1.0～10.0MPaA，环氧化二级反应器串联数量为n＝2～8台，环氧化二级反应器装填催化剂的寿命为2～12个月。

下面通过具体实施例对本发明进行详细和具体的介绍，以使更好的理解本发明，但是下述实施例并不限制本发明范围。

【对比例1】

以生产规模为10万吨/年CHPPO工业装置为例，采用现有技术生产环氧丙烷，丙烯原料通过低压蒸汽加热至反应温度需要消耗大量蒸汽；同时，反应产物通过循环冷却水进行冷却需要消耗大量循环冷却水。丙烯原料加热所需低压蒸汽消耗量为6.33吨/小时，反应产物冷却所需循环冷却水消耗量为1372吨/小时。

【实施例1】

以生产规模为10万吨/年CHPPO工业装置为例，采用本发明一种CHPPO装置的反应系统和方法，工艺流程简述如下：将丙烯原料与环氧化一级反应逻辑1位反应器出口反应产物进行预热，并通过低压蒸汽加热到环氧化反应温度后与CHP原料混合进入逻辑1位反应器进行反应，反应产物用于丙烯原料加热后再由循环冷却水冷却之后，送入逻辑2位反应器进一步反应，以此类推，逻辑末位反应产物在经循环水冷却之后，送入环氧化二级反应器进行反应，环氧化二级反应器流出含PO初步产品的反应产物，送入高压丙烯回收单元进行精馏分离精制最终得到环氧丙烷PO产品。本发明工艺操作参数如下：环氧化一级反应器的操作温度为102℃，操作压力为6.3MPaA，丙烯原料与过氧化氢异丙苯进料的摩尔比为12：1，过氧化氢异丙苯进料的质量浓度为35％，过氧化氢异丙苯进料的重量空速为3.2h

在生产规模为10万吨/年的CHPPO工业装置中，采用本发明的技术方案将丙烯原料与环氧化一级反应逻辑1位反应器出口的反应产物进行换热，换热量为2,245,000千卡/小时；由此减少丙烯原料预热所需的低压蒸汽用量，同时减少环氧化一级反应器逻辑1位反应器出口反应产物冷却所需的循环冷却水用量；丙烯原料加热所需低压蒸汽消耗量降低到1.85吨/小时，反应产物冷却所需循环冷却水消耗量降低到1089吨/小时。与【对比例1】相比，10万吨/年的CHPPO工业装置反应单元节约低压蒸汽4.49吨/小时，节约循环冷却水282吨/小时，取得了较好的技术效果。

【对比例2】

以生产规模为30万吨/年CHPPO工业装置为例，采用现有技术生产环氧丙烷，丙烯原料通过低压蒸汽加热至反应温度需要消耗大量蒸汽；同时，反应产物通过循环冷却水进行冷却需要消耗大量循环冷却水。丙烯原料加热所需低压蒸汽消耗量为19.00吨/小时，反应产物冷却所需循环冷却水消耗量为4115吨/小时。

【实施例2】

同【实施例1】，仅仅生产规模和工艺操作参数改变，生产规模改为30万吨/年CHPPO工业装置，工艺操作参数修改如下：环氧化一级反应器的操作温度为147℃，操作压力为10.4MPaA，丙烯原料与过氧化氢异丙苯进料的摩尔比为31：1，过氧化氢异丙苯进料的质量浓度为56％，过氧化氢异丙苯进料的重量空速为5.3h

在生产规模为30万吨/年的CHPPO工业装置中，采用本发明的技术方案将丙烯原料与环氧化一级反应逻辑1位反应器出口的反应产物进行换热，换热量为6,753,750千卡/小时，由此丙烯原料加热所需低压蒸汽消耗量降低到5.50吨/小时，反应产物冷却所需循环冷却水消耗量降低到3266吨/小时。与【对比例2】相比，30万吨/年的CHPPO工业装置反应单元节约低压蒸汽13.50吨/小时，节约循环冷却水849吨/小时，取得了较好的技术效果。

【对比例3】

以生产规模为100吨/年CHPPO中试装置为例，采用现有技术生产环氧丙烷，丙烯原料通过低压蒸汽加热至反应温度需要消耗大量蒸汽；同时，反应产物通过循环冷却水进行冷却需要消耗大量循环冷却水。丙烯原料加热所需低压蒸汽消耗量为6.33千克/小时，反应产物冷却所需循环冷却水消耗量为1372千克/小时。

【实施例3】

同【实施例1】，仅仅生产规模和工艺操作参数改变，生产规模改为100吨/年CHPPO中试装置，工艺操作参数修改如下：环氧化一级反应器串联数量为m＝1台，环氧化一级反应器的温度差为45.8℃，环氧化二级反应器串联数量为n＝1台，环氧化二级反应器的温度差为33.2℃；其余工艺操作参数不变。

在生产规模为100吨/年的CHPPO中试装置中，采用本发明的技术方案将丙烯原料与环氧化一级反应逻辑1位反应器出口的反应产物进行换热，换热量为2，203千卡/小时，由此丙烯原料加热所需低压蒸汽消耗量降低到1.93千克/小时，反应产物冷却所需循环冷却水消耗量降低到1095千克/小时。与【对比例3】相比，100吨/年的CHPPO中试装置反应单元节约低压蒸汽4.40千克/小时，节约循环冷却水277千克/小时，取得了较好的技术效果。

【对比例4】

以生产规模为80万吨/年CHPPO工业装置为例，采用现有技术生产环氧丙烷，丙烯原料通过低压蒸汽加热至反应温度需要消耗大量蒸汽；同时，反应产物通过循环冷却水进行冷却需要消耗大量循环冷却水。丙烯原料加热所需低压蒸汽消耗量为50.67吨/小时，反应产物冷却所需循环冷却水消耗量为10973吨/小时。

【实施例4】

同【实施例1】，仅仅生产规模和工艺操作参数改变，生产规模改为80万吨/年CHPPO工业装置，工艺操作参数修改如下：环氧化一级反应器串联数量为m＝10台，环氧化一级反应器的温度差分别为67.5℃，62.5℃，57.5℃，52.5℃，47.5℃，42.5℃，37.5℃，32.5℃，27.5℃，22.5℃，环氧化二级反应器串联数量为n＝10台，环氧化二级反应器的温度差分别为49.3℃，45.3℃，41.3℃，37.3℃，33.3℃，29.3℃，25.3℃，21.3℃，17.3℃，13.3℃；其余工艺操作参数不变。

在生产规模为80万吨/年的CHPPO工业装置中，采用本发明的技术方案将丙烯原料与环氧化一级反应逻辑1位反应器出口的反应产物进行换热，换热量为18,340,000千卡/小时，由此丙烯原料加热所需低压蒸汽消耗量降低到14.01吨/小时，反应产物冷却所需循环冷却水消耗量降低到8667吨/小时。与【对比例4】相比，80万吨/年的CHPPO工业装置反应单元节约低压蒸汽36.66吨/小时，节约循环冷却水2306吨/小时，取得了较好的技术效果。

【实施例5】

同【实施例2】，仅仅工艺操作参数改变，生产规模仍然为30万吨/年CHPPO工业装置，工艺操作参数修改如下：环氧化一级反应器的操作温度为40℃，操作压力为0.6MPaA，丙烯原料与过氧化氢异丙苯进料的摩尔比为1：1，过氧化氢异丙苯进料的质量浓度为2％，过氧化氢异丙苯进料的重量空速为0.1h

在生产规模为30万吨/年的CHPPO工业装置中，采用本发明的技术方案将丙烯原料与环氧化一级反应逻辑1位反应器出口的反应产物进行换热，换热量为6，648，750千卡/小时，由此丙烯原料加热所需低压蒸汽消耗量降低到5.71吨/小时，反应产物冷却所需循环冷却水消耗量降低到3279吨/小时。与【对比例2】相比，30万吨/年的CHPPO工业装置反应单元节约低压蒸汽13.29吨/小时，节约循环冷却水836吨/小时，取得了较好的技术效果。

【实施例6】

同【实施例2】，仅仅工艺操作参数改变，生产规模仍然为30万吨/年CHPPO工业装置，工艺操作参数修改如下：环氧化一级反应器的操作温度为180℃，操作压力为15.0MPaA，丙烯原料与过氧化氢异丙苯进料的摩尔比为50：1，过氧化氢异丙苯进料的质量浓度为95％，过氧化氢异丙苯进料的重量空速为8.0h

在生产规模为30万吨/年的CHPPO工业装置中，采用本发明的技术方案将丙烯原料与环氧化一级反应逻辑1位反应器出口的反应产物进行换热，换热量为6,690,000千卡/小时，由此丙烯原料加热所需低压蒸汽消耗量降低到5.63吨/小时，反应产物冷却所需循环冷却水消耗量降低到3274吨/小时。与【对比例2】相比，30万吨/年的CHPPO工业装置反应单元节约低压蒸汽13.37吨/小时，节约循环冷却水841吨/小时，取得了较好的技术效果。

以上对本发明的具体实施例进行了详细描述，但其只是作为范例，本发明并不限制于以上描述的具体实施例。对于本领域技术人员而言，任何对本发明进行等同修改和替代也都在本发明的范畴之中。因此，在不脱离本发明精神和范围下所作的均等变换和修改，都应涵盖在本发明的范围内。