一种提高CHPPO装置反应原料转化率的设备和方法

摘要

本发明涉及一种提高CHPPO装置反应原料转化率的设备和方法，主要解决现有技术存在CHP转化率低、反应热未回收的问题。采用本发明所述的设备和方法，优化5‑80万吨/年CHPPO装置流程，一级反应器M台与二级反应器N台为M＜N，每台二级反应器温升较低，通过切换反应器使催化剂活性由逻辑1位向逻辑末位逐级提高并将丙烯与逻辑1位反应产物换热；由此CHP转化率提高到99.65‑99.75％、减少设备3‑11台、回收反应热176.2‑183.4千卡/千克PO，较好地解决了上述问题，可用于CHPPO法生产PO中。

说明书

技术领域

本发明涉及环氧丙烷生产工艺领域，尤其涉及一种提高CHPPO装置反应原料转化率的的设备和方法。

背景技术

环氧丙烷PO作为一种非常重要的基础有机化合物原料，是仅次于聚丙烯和丙烯腈的第三大丙烯类衍生物。环氧丙烷主要用于生产聚醚多元醇、丙二醇、丙二醇醚、各类非离子表面活性剂、油田破乳剂、阻燃剂和农药乳化剂以及润湿剂等，其中聚醚多元醇是生产聚氨酯泡沫、保温材料、弹性体、胶粘剂和涂料等的重要原料，各类非离子型表面活性剂在石油、化工、农药、纺织、日化等行业得到广泛应用。

过氧化氢异丙苯CHPPO法是一种国际上已经基本成熟、环境友好、清洁绿色生产环氧丙烷的工艺技术。该工艺生产技术由日本住友Sumitomo化学公司开发，采用钛基催化剂的固定床反应器，以过氧化氢异丙苯CHP为氧化剂，CHP 与丙烯进行环氧化反应得到环氧丙烷和α,α-二甲基苄醇，α,α-二甲基苄醇脱水为α-甲基苯乙烯，然后再经过加氢反应生成异丙苯，异丙苯氧化成CHP后返回并循环使用。CHPPO法实际上是共氧化法的一种改进，与环氧丙烷/苯乙烯PO/SM 共氧化法的主要区别在于使用异丙苯替代了乙苯，并且异丙苯循环使用，不产生联产品。由于该工艺生产技术无需联产苯乙烯所需的辅加设备，装置投资费用比环氧丙烷/苯乙烯PO/SM共氧化法低约1/3，也无需使用氯气的氯醇CHPO法工艺所需防腐设备。日本住友化学公司投资1亿多美元，在日本千叶已经建成采用其独有过氧化氢异丙苯法工艺技术的20万吨/年CHPPO装置。此外，住友与沙特阿拉伯-美国石油公司SaudiAramco在沙特合资企业计划采用住友的过氧化氢异丙苯法工艺技术建设20万吨/年CHPPO装置。

现有技术中的发明专利申请号为201410353931.X环氧丙烷的生产设备，公开了一种环氧丙烷的生产设备，主要解决现有技术存在能耗高的问题。本发明通过采用含反应器、高压丙烯回收塔、低压丙烯回收塔和脱丙烷塔的设备，其中，所述高压丙烯回收塔的操作压力以表压计为0.5-3.5MPa，所述低压丙烯回收塔的操作压力以表压计为0.1-0.4MPa的技术方案较好地解决了该问题，可用于环氧丙烷的工业生产中。

发明专利申请号为201510268975.7一种反应器及利用该反应器制备环氧丙烷的方法，公开的反应器中部填充有环氧化催化剂，顶壁设置有气体出口，上部侧壁设置有液体出口，下部侧壁设置有1或2组喷射器，每组喷射器包括2个喷射器，两者分布在同一个平面且互为对称；喷射器由喷管和与喷管相连的喷嘴构成，喷嘴为截头圆锥形，喷嘴与喷管相连的一端的直径大于另一端，喷嘴伸入固定床反应器内，喷管分为2段，喷管远离喷嘴的一段为圆柱形，另一段为截头圆锥形，喷管远离喷嘴一端的直径大于与喷嘴相连的一端的直径；还公开利用该反应器和由该反应器串联而成的反应系统制备环氧丙烷的方法，该反应器能够实现反应物料高速对撞混合，强化反应物料间的相间混合，增强传热传质效果，提高了异丙苯过氧化氢转化率和环氧丙烷选择性。在实施例中，过氧化氢异丙苯CHP 转化率为90.1-99.5％。

发明专利申请号为201611187680.8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。本发明技术能够大幅提高原料混合效率，减少副反应的发生，提高了过氧化氢异丙苯转化率和环氧丙烷选择性，同时有效提高丙烯利用率，降低丙烯的进料量，反应安全迅速有效，适合工业化生产。实施例所采用微通道反应器的通道内径为1.0mm，长度为3m，过氧化氢异丙苯CHP转化率为 99.0-99.6％。

在过氧化氢异丙苯与丙烯发生环氧化反应生产环氧丙烷和α,α-二甲基苄醇的过程中，随着反应物料逐级通过环氧化反应器，反应原料摩尔分率逐级减少，反应产物摩尔分率逐级增大。在固定床多相催化剂活性相同的条件下，由于环氧化反应是放热反应，前级反应器的反应原料摩尔分率大，反应激烈，温升高，环氧丙烷选择性低；后级反应器的反应原料摩尔分率小，反应缓和，温升低，过氧化氢异丙苯转化率低。随着大规模CHPPO工艺生产装置环氧化反应器运行时间的增加，环氧化反应器中的固定床多相催化剂活性而逐渐降低。在过氧化氢异丙苯与丙烯摩尔分率相同的条件下，一个反应器运行周期内，反应器运行前期催化剂活性高，反应激烈，温升高，环氧丙烷选择性低；反应器运行后期催化剂活性低，反应缓和，温升低，过氧化氢异丙苯转化率低。因此工业化CHPPO生产装置环氧化单元需要综合考虑反应原料摩尔分率、反应温升、催化剂活性等因素以增加过氧化氢异丙苯CHP转化率，综合利用环氧化反应热并加以回收。

现有技术中的发明专利申请号为201410353931.X在过氧化氢异丙苯与丙烯环氧化反应制备环氧丙烷的过程中，没有过氧化氢异丙苯转化率的指标，仅仅回收了CHPPO装置分离单元的能量，没有对环氧化反应单元的能量进行回收；发明专利申请号为201510268975.7仅仅公开了制备环氧丙烷反应器设备内部的结构和设备之间的组合的技术方案，过氧化氢异丙苯转化率为90.1-99.5％，没有环氧化单元提高过氧化氢异丙苯转化率的技术手段，更没有对环氧化反应放热进行综合利用的技术措施；发明专利申请号为201611187680.8仅仅是实验室规模的工艺方法，微通道反应器的通道内径为1.0mm，长度为3m，存在“放大效应”问题，过氧化氢异丙苯转化率指标无法直接应用到商业化工业生产装置中，而且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，环氧化反应热没有得以综合利用；因此，现有技术存在过氧化氢异丙苯转化率低，环氧化反应热无法综合利用的问题。

发明内容

本发明针对现有技术的不足，提供了一种提高CHPPO装置反应原料转化率的设备和方法，通过切换反应器使催化剂活性逐级提高并优化一级反应器与二级反应器数量配置以增加反应原料过氧化氢异丙苯CHP转化率的方法，可应用于大规模商业化CHPPO工艺装置生产环氧丙烷中。

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提高CHPPO装置反应原料转化率的设备，在由氧化单元、环氧化单元、分离单元、氢解单元、压缩单元组成的生产规模为 5-80万吨/年的CHPPO装置中，为保证CHPPO工艺装置环氧化反应单元连续平稳运行，环氧化反应单元包括串联的M台一级环氧化反应器、串联的N台二级环氧化反应器、M台丙烯预热换热器、M台一级环氧化反应产物冷却器、N台二级环氧化反应产物冷却器、丙烯原料加热器和2M+1个切断阀；

上述串联的M台一级环氧化反应器与串联的N台二级环氧化反应器也串联连接；

其中，M台一级环氧化反应器分别为第1一级反应器，第2一级反应器，......，第M一级反应器；N台二级环氧化反应器分别为第1二级反应器，第2二级反应器，......，第N二级反应器；其中，M≥1，N≥1，且M＜N；由于二级环氧化反应器数量较多，每台二级反应器温升较低，过氧化氢异丙苯转化率就可提高；

开车初始，第1一级反应器，第2一级反应器，......，第M一级反应器分别对应一级反应逻辑1位，一级反应逻辑2位，......，一级反应逻辑M位；第1二级反应器，第2二级反应器，......，第N二级反应器分别对应二级反应逻辑1位，二级反应逻辑2位，......，二级反应逻辑N位；

M台一级环氧化反应器是串联切换操作，当第1一级反应器由于催化剂失活需更换催化剂时，第2一级反应器切换成一级反应逻辑1位，第3一级反应器切换一级反应逻辑2位，......，第1一级反应器切换为一级反应逻辑M位；依此类推；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；

N台二级环氧化反应器也是串联切换操作，切换方式同M台一级环氧化反应器；

M台一级环氧化反应器和N台二级环氧化反应器按串联切换操作方式周而复始的进行下去；

从第1一级反应器到第M一级反应器，每台一级环氧化反应器连接管路上分别设置有丙烯预热换热器和一级环氧化反应产物冷却器；一级反应逻辑M位反应器的底部连接一级环氧化反应产物出口管，一级环氧化反应产物出口管经由丙烯预热换热器、一级环氧化反应产物冷却器与二级反应逻辑1位反应器的顶部连接；

从第1二级反应器到第N二级反应器，每台二级环氧化反应器连接管路上设置有一台二级环氧化反应产物冷却器；二级反应逻辑N位反应器的底部设置有二级环氧化反应产物出口管路，二级环氧化反应产物出口管路上设置一台二级环氧化反应产物冷却器；

丙烯原料进料管路设置有M条侧线管路，分别一一与M台丙烯预热换热器的丙烯原料进口管路连接；M台一级环氧化反应器的顶部均设置有丙烯原料出口管路，然后所有的丙烯原料出口管路汇合成一条总管路；总管路经由丙烯原料加热器与过氧化氢异丙苯进料管路汇合，再连接到一级反应逻辑1位反应器顶部。

进一步地，每台丙烯预热换热器丙烯原料进口管路和丙烯原料出口管路分别设置一个切断阀。

进一步地，M台丙烯预热换热器丙烯原料进口总管路和丙烯原料出口总管路上设置旁路管线，该旁路管线上设置一个切断阀。

本发明的第二方面是提供采用上述设备的提高CHPPO装置反应原料转化率的方法，包括如下步骤：

步骤一，来自界外的丙烯原料经一级反应逻辑1位反应器流出的反应产物在丙烯预热换热器内换热并经低压蒸汽在丙烯原料加热器内加热后与过氧化氢异丙苯混合；

步骤二，丙烯原料与过氧化氢异丙苯的混合物进入一级反应逻辑1位反应器的顶部，在一级反应逻辑1位反应器中开始进行环氧化反应生成环氧丙烷和α,α- 二甲基苄醇，一级反应逻辑1位反应器反应产物由一级反应逻辑1位的反应器底部流出，通过丙烯预热换热器与丙烯原料换热并通过对应的一级环氧化反应产物冷却器循环冷却水进行冷却；

步骤三，一级反应逻辑1位反应器反应产物进入一级反应逻辑2位反应器顶部，在一级反应逻辑2位反应器中继续进行环氧化反应生成环氧丙烷和α,α-二甲基苄醇，一级反应逻辑2位反应器反应产物由一级反应逻辑2位反应器底部流出，通过其对应的一级环氧化反应产物冷却器循环冷却水进行冷却；依此类推，至一级反应逻辑M位反应器；一级反应逻辑M位反应器反应产物通过对应的一级环氧化反应产物冷却器循环冷却水进行冷却；

通过打开或关闭2M+1个切断阀，一级反应逻辑1位对应的丙烯预热换热器投用，其余丙烯预热换热器停用；

步骤四，冷却后的一级反应逻辑M位反应器反应产物再进入二级反应逻辑1位反应器顶部，在二级反应逻辑1位反应器中继续进行环氧化反应生成环氧丙烷和α,α-二甲基苄醇；二级反应逻辑1位反应器反应产物由二级反应逻辑1位反应器底部流出，通过对应的二级环氧化反应产物冷却器循环冷却水进行冷却；依此类推，至二级反应逻辑N位反应器；

二级反应逻辑N位反应器反应产物通过其对应的二级环氧化反应产物冷却器循环冷却水进行冷却，然后流出界外。

进一步地，一级环氧化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-1，一级环氧化反应器串联数量为M＝1-9台，一级环氧化反应器装填催化剂的寿命为1-24个月，一级环氧化反应器运行周期为0.5-12个月。

进一步优选地，一级环氧化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-1，一级环氧化反应器串联数量为M＝2-8台，一级环氧化反应器装填催化剂的寿命为2-12个月，一级环氧化反应器运行周期为1-9个月。

更优地，一级环氧化反应器的操作温度为80-140℃，操作压力为 3.0-9.0MPaA，丙烯原料与过氧化氢异丙苯进料的摩尔比为4-20：1，过氧化氢异丙苯进料的质量浓度为8-80％，过氧化氢异丙苯进料的重量空速为0.4-2.0h-1，一级环氧化反应器串联数量为M＝3-7台，一级环氧化反应器装填催化剂的寿命为3-6个月，一级环氧化反应器运行周期为3-6个月。

进一步地，二级环氧化反应器的操作温度为40-180℃，操作压力为 0.1-12.0MPaA，二级环氧化反应器串联数量为N＝3-11台，二级环氧化反应器装填催化剂的寿命为1-24个月，二级环氧化反应器运行周期为0.5-12个月。

进一步优选地，二级环氧化反应器的操作温度为60-160℃，操作压力为 1.0-10.0MPaA，二级环氧化反应器串联数量为N＝4-10台，二级环氧化反应器装填催化剂的寿命为2-12个月，二级环氧化反应器运行周期为1-9个月。

更优地，二级环氧化反应器的操作温度为80-140℃，操作压力为 2.0-7.0MPaA，二级环氧化反应器串联数量为N＝5-9台，二级环氧化反应器装填催化剂的寿命为3-6个月，二级环氧化反应器运行周期为3-6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：

本发明涉及一种提高CHPPO装置反应原料转化率的设备和方法，在生产规模为5-80万吨/年的CHPPO装置中，采用了优化的环氧化单元工艺流程，通过 (1)一级环氧化反应器M台数小于二级环氧化反应器N台数；(2)切换串联的环氧化反应器使催化剂活性由逻辑1位反应器向逻辑末位反应器逐级提高；(3) 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换热。虽然反应原料摩尔分率逐级减少，但是催化剂活性逐级提高，从而逐渐加深环氧化反应；当 M＜N时，每台二级反应器温升较低，过氧化氢异丙苯转化率就可以提高。由此过氧化氢异丙苯转化率从现有技术90.1-99.5％提高到99.65-99.75％；同时减少工艺设备数量3-11台、回收环氧化反应热176.2-183.4千卡/千克PO，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1为本发明一种提高CHPPO装置反应原料转化率的方法工艺流程简图；以M＝2台一级环氧化反应器串联和N＝4台二级环氧化反应器串联为例，工艺物料、工艺设备、工艺阀门的符号说明如下：

1-过氧化氢异丙苯；2-丙烯原料；3-第1一级反应器；4-第2一级反应器； 7-丙烯预热1号换热器；8-丙烯预热2号换热器；11-一级环氧化反应产物1号冷却器；12-一级环氧化反应产物2号冷却器；15-丙烯原料加热器；19-反应产物； 21-第1二级反应器；22-二级环氧化反应产物1号冷却器；23-第2二级反应器； 24-二级环氧化反应产物2号冷却器；25-第3二级反应反应器；26-二级环氧化反应产物3号冷却器；27-第4二级反应器；28-二级环氧化反应产物4号冷却器； 101-第1切断阀；102-第2切断阀；103-第3切断阀；104-第4切断阀；105-第5 切断阀。

仍然以M＝2台一级环氧化反应器串联和N＝4台二级环氧化反应器串联为例，发明专利一种提高CHPPO装置反应原料转化率的方法工艺流程描述如下：

【开车工况0】由于环氧化反应刚开始，反应放热少，丙烯原料与一级反应逻辑1位的反应器出口反应产物难以换热，该工况第2切断阀102打开，其余4 台切断阀全部关闭。

【正常工况1】来自界外的过氧化氢异丙苯1，与来自界外的经第1一级反应器3(一级反应逻辑1位)流出的反应产物在丙烯预热1号换热器7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进行混合后；进入第1 一级反应器3顶部，在此反应器内进行环氧化反应，反应所得的反应产物由第1 一级反应器3底部流出，通过丙烯预热1号换热器7和丙烯原料换热，并通过一级环氧化反应产物1号冷却器11的循环冷却水进行冷却后；送入第2一级反应器4(一级反应逻辑2位)顶部，在此反应器内继续进行环氧化反应，反应所得的反应产物由第2一级反应器4底部流出，通过一级环氧化反应产物2号冷却器 12的循环冷却水进行冷却后。送入第1二级反应器21(二级反应逻辑1位)顶部，在反应器内继续进行环氧化反应，反应所得的反应产物由第1二级反应器 21底部流出，通过二级环氧化反应产物2号冷却器22的循环冷却水进行冷却后；送入第2二级反应器23(二级反应逻辑2位)顶部，在反应器内继续进行环氧化反应，反应所得的反应产物由第2二级反应器23底部流出，通过二级环氧化反应产物2号冷却器24的循环冷却水进行冷却后；送入第3二级反应器25(二级反应逻辑3位)顶部，在此反应器25继续进行环氧化反应，反应所得的反应产物由第3二级反应器25底部流出，通过二级环氧化反应产物3号冷却器26的循环冷却水进行冷却后；送入第4二级反应器27(二级反应逻辑4位)顶部，在反应器内继续进行环氧化反应，反应所得的反应产物由第4二级反应器27底部流出，通过二级环氧化反应产物4号冷却器28的循环冷却水进行冷却后；所流出的含环氧丙烷产品、α,α-二甲基苄醇、反应多余丙烯原料等的反应产物19送出界外。该工况第3切断阀103和第1切断阀101打开，其余3台切断阀全部关闭。

【正常工况2】当第1一级反应器3由于催化剂失活需要更换催化剂时，在更换催化剂之后，第2一级反应器4切换为一级反应逻辑1位，第1一级反应逻辑1位反应器3切换为一级反应逻辑2位。该工况第5切断阀105和第4切断阀 104打开，其余3台切断阀全部关闭。

【正常工况3】当第2一级反应器4由于催化剂失活需要更换催化剂时，在更换催化剂之后，第1一级反应器3切换为一级反应逻辑1位，第2一级反应器4切换为一级反应逻辑2位，重新回到【正常工况1】。该工况第3切断阀103和第1切断阀101打开，其余3台切断阀全部关闭，由此本【正常工况3】与【正常工况1】工艺流程一样，之后依此类推，周而复始。

【正常工况4】当第1二级反应器21由于催化剂失活需要更换催化剂时，在更换催化剂之后，第2二级反应器23切换为二级反应逻辑1位，第3二级反应器25切换为二级反应逻辑2位，第4二级反应器27切换为二级反应逻辑3位，第1二级反应器21切换为二级反应逻辑4位。

【正常工况5】当第2二级反应器23由于催化剂失活需要更换催化剂时，在更换催化剂之后，第3二级反应器25切换为二级反应逻辑1位，第4二级反应器27切换为二级反应逻辑2位，第1二级反应器21切换为二级反应逻辑3位，第2二级反应器23切换为二级反应逻辑4位。

【正常工况6】当第3二级反应器25由于催化剂失活需要更换催化剂时，在更换催化剂之后，第4二级反应器27切换为二级反应逻辑1位，第1二级反应器21切换为二级反应逻辑2位，第2二级反应器23切换为二级反应逻辑3位，第3二级反应器25切换为二级反应逻辑4位。

【正常工况7】当第4二级反应器27由于催化剂失活需要更换催化剂时，在更换催化剂之后，第1二级反应器21切换为二级反应逻辑1位，第2二级反应器23切换为二级反应逻辑2位，第3二级反应器25切换为二级反应逻辑3位 5，第4二级反应器27切换为二级反应逻辑4位。重新回到【正常工况1】。由此本【正常工况7】与【正常工况1】工艺流程一样，之后依此类推，周而复始。

具体实施方式

本发明提供了一种提高CHPPO装置反应原料转化率的设备和方法。该设备在由氧化单元、环氧化单元、分离单元、氢解单元、压缩单元组成的生产规模为 5-80万吨/年的CHPPO装置中，为保证CHPPO工艺装置环氧化反应单元连续平稳运行，环氧化反应单元包括串联的M台一级环氧化反应器、串联的N台二级环氧化反应器、M台丙烯预热换热器、M台一级环氧化反应产物冷却器、N台二级环氧化反应产物冷却器、丙烯原料加热器和2M+1个切断阀；

上述串联的M台一级环氧化反应器与串联的N台二级环氧化反应器也串联连接；

其中，M台一级环氧化反应器分别为第1一级反应器，第2一级反应器，......，第M一级反应器；所述N台二级环氧化反应器分别为第1二级反应器，第2二级反应器，......，第N二级反应器；其中，M≥1，N≥1，且M＜N；由于二级环氧化反应器数量较多，每台二级反应器温升较低，过氧化氢异丙苯转化率就可提高；

开车初始，第1一级反应器，第2一级反应器，......，第M一级反应器分别对应一级反应逻辑1位，一级反应逻辑2位，......，一级反应逻辑M位；第1二级反应器，第2二级反应器，......，第N二级反应器分别对应二级反应逻辑1位，二级反应逻辑2位，......，二级反应逻辑N位；

M台一级环氧化反应器是串联切换操作，当第1一级反应器由于催化剂失活需更换催化剂时，第2一级反应器切换成一级反应逻辑1位，第3一级反应器切换一级反应逻辑2位，......，第1一级反应器切换为一级反应逻辑M位；依此类推，这样可使串联的反应器中催化剂活性由一级反应逻辑1位反应器向一级反应逻辑末位反应器逐级提高，使环氧化反应逐步深入，直到反应产物离开一级反应逻辑末位反应器，并经循环冷却水冷却后送入二级环氧化反应器中；

N台二级环氧化反应器也是串联切换操作，切换方式同M台一级环氧化反应器，使催化剂活性由二级反应逻辑1位反应器向二级反应逻辑末位反应器逐级提高，由于进入二级环氧化反应器的环氧化反应比较缓和，放热量小，回收能量有限，故不设置物料换热工艺流程；

M台一级环氧化反应器和N台二级环氧化反应器按所述串联切换操作方式周而复始的进行下去，以保证CHPPO工艺装置环氧化单元连续平稳运行；

从第1一级反应器到第M一级反应器，每台一级环氧化反应器连接管路上分别设置有丙烯预热换热器和一级环氧化反应产物冷却器；一级反应逻辑M位反应器的底部连接一级环氧化反应产物出口管，一级环氧化反应产物出口管经由丙烯预热换热器、一级环氧化反应产物冷却器与二级反应逻辑1位反应器的顶部连接；

从第1二级反应器到第N二级反应器，每台二级环氧化反应器连接管路上设置有一台二级环氧化反应产物冷却器；二级反应逻辑N位反应器的底部设置有二级环氧化反应产物出口管路，二级环氧化反应产物出口管路上设置一台二级环氧化反应产物冷却器；

丙烯原料进料管路设置有M条侧线管路，分别一一与M台丙烯预热换热器的丙烯原料进口管路连接；所述M台一级环氧化反应器的顶部均设置有丙烯原料出口管路，然后所有的丙烯原料出口管路汇合成一条总管路；总管路经由丙烯原料加热器与过氧化氢异丙苯进料管路汇合，再连接到一级反应逻辑1位反应器顶部。

在本发明一优选的实施方式中，每台丙烯预热换热器丙烯原料进口管路和丙烯原料出口管路分别设置一个切断阀。

在本发明一优选的实施方式中，M台丙烯预热换热器丙烯原料进口总管路和丙烯原料出口总管路上设置旁路管线，所述旁路管线上设置一个切断阀。

采用上述设备的提高CHPPO装置反应原料转化率的方法，包括如下步骤：

步骤一，来自界外的丙烯原料经一级反应逻辑1位反应器流出的反应产物在丙烯预热换热器内换热并经低压蒸汽在丙烯原料加热器内加热后与过氧化氢异丙苯混合；

步骤二，丙烯原料与过氧化氢异丙苯的混合物进入一级反应逻辑1位反应器的顶部，在一级反应逻辑1位反应器中开始进行环氧化反应生成环氧丙烷和α,α- 二甲基苄醇，一级反应逻辑1位反应器反应产物由一级反应逻辑1位的反应器底部流出，通过丙烯预热换热器与丙烯原料换热并通过对应的一级环氧化反应产物冷却器循环冷却水进行冷却；

步骤三，一级反应逻辑1位反应器反应产物进入一级反应逻辑2位反应器顶部，在一级反应逻辑2位反应器中继续进行环氧化反应生成环氧丙烷和α,α-二甲基苄醇，一级反应逻辑2位反应器反应产物由一级反应逻辑2位反应器底部流出，通过其对应的一级环氧化反应产物冷却器循环冷却水进行冷却；依此类推，至一级反应逻辑M位反应器；一级反应逻辑M位反应器反应产物通过对应的一级环氧化反应产物冷却器循环冷却水进行冷却；

通过打开或关闭2M+1个切断阀，一级反应逻辑1位对应的丙烯预热换热器投用，其余丙烯预热换热器停用；

步骤四，冷却后的一级反应逻辑M位反应器反应产物再进入二级反应逻辑1位反应器顶部，在二级反应逻辑1位反应器中继续进行环氧化反应生成环氧丙烷和α,α-二甲基苄醇；二级反应逻辑1位反应器反应产物由二级反应逻辑1位反应器底部流出，通过对应的二级环氧化反应产物冷却器循环冷却水进行冷却；依此类推，至二级反应逻辑N位反应器；

二级反应逻辑N位反应器反应产物通过其对应的二级环氧化反应产物冷却器循环冷却水进行冷却，然后流出界外。

在本发明一优选的实施方式中，一级环氧化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-1，一级环氧化反应器串联数量为M＝1-9台，一级环氧化反应器装填催化剂的寿命为1-24个月，一级环氧化反应器运行周期为0.5-12个月。

进一步优选地，一级环氧化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-1，一级环氧化反应器串联数量为M＝2-8台，一级环氧化反应器装填催化剂的寿命为2-12个月，一级环氧化反应器运行周期为1-9个月。

更优地，一级环氧化反应器的操作温度为80-140℃，操作压力为 3.0-9.0MPaA，丙烯原料与过氧化氢异丙苯进料的摩尔比为4-20：1，过氧化氢异丙苯进料的质量浓度为8-80％，过氧化氢异丙苯进料的重量空速为0.4-2.0h-1，一级环氧化反应器串联数量为M＝3-7台，一级环氧化反应器装填催化剂的寿命为3-6个月，一级环氧化反应器运行周期为3-6个月。

在本发明一优选的实施方式中，二级环氧化反应器的操作温度为40-180℃，操作压力为0.1-12.0MPaA，二级环氧化反应器串联数量为N＝3-11台，二级环氧化反应器装填催化剂的寿命为1-24个月，二级环氧化反应器运行周期为0.5-12 个月。

进一步优选地，二级环氧化反应器的操作温度为60-160℃，操作压力为1.0-10.0MPaA，二级环氧化反应器串联数量为N＝4-10台，二级环氧化反应器装填催化剂的寿命为2-12个月，二级环氧化反应器运行周期为1-9个月。

更优地，二级环氧化反应器的操作温度为80-140℃，操作压力为2.0-7.0MPaA，二级环氧化反应器串联数量为N＝5-9台，二级环氧化反应器装填催化剂的寿命为3-6个月，二级环氧化反应器运行周期为3-6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，当环氧化单元采用现有技术的常规工艺流程生产环氧丙烷产品时，环氧化单元由串联M台一级环氧化反应器与串联N台二级环氧化反应器组成，M＝N＝3台，需要设置空冷器和风机，工艺换热设备总数为13台；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，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，由此工艺设备数量多、工程建设投资大、操作运行费用高、环氧化反应热无法综合利用，过氧化氢异丙苯转化率为90.1-99.5％。

【实施例1】

以生产规模为10万吨/年CHPPO工业装置为例，采用本发明一种提高CHPPO 装置反应原料转化率的方法，工艺操作参数如下：一级环氧化反应器的操作温度为102℃，操作压力为6.3MPaA，丙烯进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

采用本发明所述的方法，将环氧化单元的工艺流程进行优化，通过切换串联的环氧化反应器使催化剂活性由逻辑1位反应器向逻辑末位反应器逐级提高并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换热。虽然反应原料摩尔分率逐级减少，但是催化剂活性逐级提高，从而逐渐加深环氧化反应。由于一级环氧化反应器台数小于二级环氧化反应器台数，因此每台二级反应器温升较低，过氧化氢异丙苯转化率提高到99.71％；同时减少工艺换热设备4台、回收环氧化反应热2,245,000千卡/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，当环氧化单元采用现有技术的常规工艺流程生产环氧丙烷产品时，环氧化单元由串联M台一级环氧化反应器与串联N台二级环氧化反应器组成，M＝N＝4台，需要设置空冷器和风机，工艺换热设备总数为17台，过氧化氢异丙苯转化率为90.1-99.5％。

【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，本实施例的工艺操作参数修改如下：一级环氧化反应器的操作温度为147℃，操作压力为10.4MPaA，丙烯进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

采用本发明所述的方法，将环氧化单元的工艺流程进行优化，通过切换串联的环氧化反应器使催化剂活性由逻辑1位反应器向逻辑末位反应器逐级提高并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换热。虽然反应原料摩尔分率逐级减少，但是催化剂活性逐级提高，从而逐渐加深环氧化反应。由于一级环氧化反应器台数小于二级环氧化反应器台数，因此每台二级反应器温升较低，过氧化氢异丙苯转化率提高到99.69％；同时减少工艺换热设备5台、回收环氧化反应热6,753,750千卡/小时，取得了较好的技术效果。

【对比例3】

以生产规模为5万吨/年CHPPO工业装置为例，当环氧化单元采用现有技术的常规工艺流程生产环氧丙烷产品时，环氧化单元由串联M台一级环氧化反应器与串联N台二级环氧化反应器组成，M＝N＝2台，需要设置空冷器和风机，工艺换热设备总数为9台，过氧化氢异丙苯转化率为90.1-99.5％。

【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5万吨/ 年CHPPO工业装置，工艺操作参数修改如下：一级环氧化反应器串联数量为 M＝1台，一级环氧化反应器的平均温度差为48.8℃，二级环氧化反应器串联数量为N＝3台，二级环氧化反应器的平均温度差为28.2℃；其余参数不变。不设置空冷器和风机，工艺换热设备总数为6台。

采用本发明所述的方法，将环氧化单元的工艺流程进行优化，通过切换串联的环氧化反应器使催化剂活性由逻辑1位反应器向逻辑末位反应器逐级提高并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换热。虽然反应原料摩尔分率逐级减少，但是催化剂活性逐级提高，从而逐渐加深环氧化反应。由于一级环氧化反应器台数小于二级环氧化反应器台数，因此每台二级反应器温升较低，过氧化氢异丙苯转化率提高到99.73％；同时减少工艺换热设备3台、回收环氧化反应热1,101,250千卡/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，当环氧化单元采用现有技术的常规工艺流程生产环氧丙烷产品时，环氧化单元由串联M台一级环氧化反应器与串联N台二级环氧化反应器组成，M＝N＝10台，需要设置空冷器和风机，工艺换热设备总数为43台，过氧化氢异丙苯转化率为90.1-99.5％。

【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：一级环氧化反应器串联数量为 M＝9台，一级环氧化反应器的平均温度差为48.0℃，二级环氧化反应器串联数量为N＝11台，二级环氧化反应器的平均温度差为26.3℃；其余参数不变。不设置空冷器和风机，工艺换热设备总数为32台。

采用本发明所述的方法，将环氧化单元的工艺流程进行优化，通过切换串联的环氧化反应器使催化剂活性由逻辑1位反应器向逻辑末位反应器逐级提高并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换热。虽然反应原料摩尔分率逐级减少，但是催化剂活性逐级提高，从而逐渐加深环氧化反应。由于一级环氧化反应器台数小于二级环氧化反应器台数，因此每台二级反应器温升较低，过氧化氢异丙苯转化率提高到99.65％；同时减少工艺换热设备11台、回收环氧化反应热18,340,000千卡/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，本实施例的工艺操作参数修改如下：一级环氧化反应器的操作温度为 40℃，操作压力为0.6MPaA，丙烯进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

采用本发明所述的方法，将环氧化单元的工艺流程进行优化，通过切换串联的环氧化反应器使催化剂活性由逻辑1位反应器向逻辑末位反应器逐级提高并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换热。虽然反应原料摩尔分率逐级减少，但是催化剂活性逐级提高，从而逐渐加深环氧化反应。由于一级环氧化反应器台数小于二级环氧化反应器台数，因此每台二级反应器温升较低，过氧化氢异丙苯转化率提高到99.67％；同时减少工艺换热设备5台、回收环氧化反应热6,648,750千卡/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，本实施例的工艺操作参数修改如下：一级环氧化反应器的操作温度为 180℃，操作压力为15.0MPaA，丙烯进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

采用本发明所述的方法，将环氧化单元的工艺流程进行优化，通过切换串联的环氧化反应器使催化剂活性由逻辑1位反应器向逻辑末位反应器逐级提高并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换热。虽然反应原料摩尔分率逐级减少，但是催化剂活性逐级提高，从而逐渐加深环氧化反应。由于一级环氧化反应器台数小于二级环氧化反应器台数，因此每台二级反应器温升较低，过氧化氢异丙苯转化率提高到99.66％；同时减少工艺换热设备5台、回收环氧化反应热6，690，000千卡/小时，取得了较好的技术效果。

【实施例7】

同【实施例2】，生产规模仍然为30万吨/年CHPPO工业装置，仅仅部分工艺参数改变，其中：一级环氧化反应器串联数量为M＝2台，二级环氧化反应器串联数量为N＝6台，一级环氧化反应器的平均温度差为50.6℃，二级环氧化反应器的平均温度差为21.4℃，不设置空冷器和风机，工艺换热设备总数为11台，其余工艺参数保持不变。

采用本发明所述的方法，将环氧化单元的工艺流程进行优化，通过切换串联的环氧化反应器使催化剂活性由逻辑1位反应器向逻辑末位反应器逐级提高并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换热。虽然反应原料摩尔分率逐级减少，但是催化剂活性逐级提高，从而逐渐加深环氧化反应。由于一级环氧化反应器台数小于二级环氧化反应器台数，因此每台二级反应器温升较低，过氧化氢异丙苯转化率提高到99.72％；同时减少工艺换热设备6台、回收环氧化反应热6,753,750千卡/小时，取得了较好的技术效果。

【实施例8】

同【实施例2】，生产规模仍然为30万吨/年CHPPO工业装置，仅仅部分工艺参数改变，其中：一级环氧化反应器串联数量为M＝1台，二级环氧化反应器串联数量为N＝7台，一级环氧化反应器的平均温度差为54.1℃，二级环氧化反应器的平均温度差为15.4℃，不设置空冷器和风机，工艺换热设备总数为10台，其余工艺参数保持不变。

采用本发明所述的方法，将环氧化单元的工艺流程进行优化，通过切换串联的环氧化反应器使催化剂活性由逻辑1位反应器向逻辑末位反应器逐级提高并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换热。虽然反应原料摩尔分率逐级减少，但是催化剂活性逐级提高，从而逐渐加深环氧化反应。由于一级环氧化反应器台数小于二级环氧化反应器台数，因此每台二级反应器温升较低，过氧化氢异丙苯转化率提高到99.75％；同时减少工艺换热设备7台、回收环氧化反应热6,753,750千卡/小时，取得了较好的技术效果。

本发明一种提高CHPPO装置反应原料转化率的方法【对比例1】～【对比例 4】中的详细工艺计算结果汇总，见表1；【实施例1】～【实施例8】中的详细工艺计算结果汇总，见表2。

表1对比例详细工艺计算结果汇总表

表2实施例详细工艺计算结果汇总表

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。