一种环氧环己烷的连续生产装置及方法
阅读说明：本技术 一种环氧环己烷的连续生产装置及方法 (Continuous production device and method of epoxy cyclohexane ) 是由 冷炳文 邵晶晶 魏小林 张小明 于 2021-10-08 设计创作，主要内容包括：本发明提供一种环氧环己烷的连续生产装置及方法,装置包括：环己烯分离塔、环己烯精制塔、产品塔和至少两级反应粗分离装置,反应粗分离装置包括环氧化反应器和油水分离器；环氧化反应器的出料口与油水分离器的进料口连接,油水分离器的油相出口与环己烯分离塔的进料口连接；油水分离器的水相出口与后一级环氧化反应器的进料口连接,环己烯分离塔的塔顶出料口与环己烯精制塔的进料口连接,环己烯精制塔的塔釜出料口与环氧化反应器的进料口连接,环己烯分离塔的塔釜出料口与产品塔的进料口连接,产品塔的塔釜出料口与环氧化反应器的进料口连接。本发明实现了催化剂的回收并稳定连续生产环氧环己烷,环氧环己烷收率高,物耗及能耗较低。(The invention provides a continuous production device and a method of epoxy cyclohexane, wherein the device comprises: the device comprises a cyclohexene separating tower, a cyclohexene refining tower, a product tower and at least two stages of reaction crude separation devices, wherein each reaction crude separation device comprises an epoxidation reactor and an oil-water separator; a discharge hole of the epoxidation reactor is connected with a feed inlet of an oil-water separator, and an oil phase outlet of the oil-water separator is connected with a feed inlet of the cyclohexene separation tower; the water phase outlet of the oil-water separator is connected with the feed inlet of the next-stage epoxidation reactor, the discharge outlet of the top of the cyclohexene separating tower is connected with the feed inlet of the cyclohexene refining tower, the discharge outlet of the tower kettle of the cyclohexene refining tower is connected with the feed inlet of the epoxidation reactor, the discharge outlet of the tower kettle of the cyclohexene separating tower is connected with the feed inlet of the product tower, and the discharge outlet of the tower kettle of the product tower is connected with the feed inlet of the epoxidation reactor. The invention realizes the recovery of the catalyst and the stable and continuous production of the cyclohexene oxide, and has high yield of the cyclohexene oxide and lower material consumption and energy consumption.)
技术领域
本发明属于精细化工技术领域，具体涉及一种环氧环己烷的连续生产装置及方法。
背景技术
环氧环己烷是一种化学性质活泼的精细化工原料，不仅可用作中间体合成多种化工产品，同时也是一种溶解能力很强的有机溶剂，其具有非常广泛的用途，可用于医药、农药、溶剂、增塑剂、固化剂、阻燃剂、稀释剂、胶黏剂、表面活性剂和生物降解材料单体等领域。其中最具前景的应用为环氧环己烷和二氧化碳共聚生产聚碳酸环己烯酯(PCHC)，其被认为是传统聚苯乙烯(PS)塑料的一种有前途的替代品。
国内外学者对环氧环己烷的生产进行了大量研究，比较有工业化前进的是通过双氧水与环己烯环氧化技术，该路线对环境无污染，是一种绿色环保制备环氧环己烷的工艺路线。
目前烯烃环氧化使用的催化剂主要分两大类，分别是钛硅分子筛催化剂及杂多酸季铵盐体系催化剂，TS-1等钛分子筛催化剂由于孔结构特性决定，主要应用于例如丙烯等小分子烯烃的环氧化反应，反应过程中需使用甲醇等溶剂，并且分子筛催化剂失活一般是由于活性物种钛流失、活性位团聚等，催化剂再生比较困难且成本高，工业化一般失活后需要直接更换催化剂。杂多酸体系催化剂广泛应用于烯烃环氧化反应，但反应过程中套用次数增加时杂多酸盐类催化剂活性会发生明显降低，杂多酸催化剂循环使用性能及催化剂的回收率是制约其工业化应用的主要问题。
专利CN1401640A奚祖威等人开发出反应控制相转移催化剂，在反应过程中催化剂溶解至反应体系中发生环氧化反应，反应结束后从反应体系中析出转变为多相催化剂，该过程采用间歇反应，并且过程中使用大量的二氯甲烷等溶剂，催化剂循环使用存在催化剂析出及分离时间长、流失量大，导致催化剂使用成本高的问题。专利CN101343261B提出在氧化反应过程中，提高双氧水转化率，可使催化剂完全析出，从而提高油相催化剂回收率，但水相中不可避免存在催化剂损失，并且昂贵的烯烃必须要比廉价的双氧水过量，环己烯聚合带来较大的环己烯损失。专利CN101992125B提出了一种杂多酸季铵盐催化剂再生的方法，先用溶剂对失活的催化剂进行洗涤，再用含双氧水的卤代烃混合溶剂溶解催化剂，补加磷源和季铵盐使催化剂再生。但此方法工艺路线长，处理效率低，成本高，不能满足工业化需求。专利CN108073143A认为通过调控催化剂颗粒度的方法，可以增大析出催化剂的颗粒度，提高催化剂的回收率，但仍有大于2kg/t催化剂损失，并且精馏釜残留产物损失。专利CN110156726A提出一种从釜残液中回收失活杂多酸催化剂，并再生的方法，但由于水相中有大于15％的催化剂损失，未有专利报道进行水相催化剂的回收。本课题组在专利CN112142689A中提出采用反应精馏的方式，催化剂始终停留在反应器中，催化剂无损失，只需外排失活的催化剂并补充新鲜催化剂即可，但催化剂失活及催化剂循环套用问题依然存在。
因此，为将杂多酸季铵盐催化剂应用于烯烃与双氧水环氧化反应的方法应用于工业化制备氧化烯烃或烯烃环氧化物，急需开发一种反应物转化率高、反应收率高，且可提高催化剂利用率的技术，实现催化剂完全回收、低物耗低能耗的生产烯烃环氧化物。
发明内容
本发明解决的技术问题是提供一种环氧环己烷的连续生产装置及方法，通过多级环氧化反应，各级反应后分离出水相与精制后的环己烯作为下一级反应原料，每级反应逐步提温保证双氧水转化完全，环氧环己烷在系统中浓度低，反应收率高；采用环己烯及环氧环己烷对水相中损失的催化剂进行萃取回收，同时萃取塔底部注入环己烯，进一步回收水相中的环氧环己烷，提高催化剂及原料利用率；催化剂溶解在环氧环己烷、环己烯等有机相中，随环氧环己烷等高沸点物质进行循环，失活后进行再生，保证催化剂活性稳定。
为了解决上述问题，本发明的一个方面提供一种环氧环己烷的连续生产装置，包括：
环己烯分离塔、环己烯精制塔、产品塔和至少两级反应粗分离装置，每级所述反应粗分离装置包括环氧化反应器和油水分离器；
每级所述反应粗分离装置中，所述环氧化反应器的出料口与所述油水分离器的进料口连接，所述油水分离器的油相出口与所述环己烯分离塔的进料口连接；前一级所述反应粗分离装置的所述油水分离器的水相出口与后一级所述反应粗分离装置的所述环氧化反应器的进料口连接，所述环己烯分离塔的塔顶出料口与所述环己烯精制塔的进料口连接，所述环己烯精制塔的塔釜出料口与至少一级所述反应粗分离装置的所述环氧化反应器的进料口连接，所述环己烯分离塔的塔釜出料口与所述产品塔的进料口连接，所述产品塔的塔釜出料口与至少一级所述反应粗分离装置的所述环氧化反应器的进料口连接。
本发明的环氧环己烷的连续生产装置，采用多级环氧化反应，新鲜催化剂、双氧水溶液和环己烯进入第一级反应粗分离装置进行环氧化反应；每级环氧化反应后产物油水分离；水相作为下一级环氧化反应的原料，油相进入环己烯分离塔分离出环己烯物料和富含环氧环己烷及催化剂的物料，环己烯物料送至环己烯精制塔分离出精制环己烯，作为至少一级环氧化反应的原料，富含环氧环己烷及催化剂的物料送至产品塔分离出环氧环己烷产品和富含催化剂、少量环氧环己烷的物料，富含催化剂、少量环氧环己烷的物料作为至少一级环氧化反应的原料。该环氧环己烷的连续生产装置，采用至少两级反应器逐级串联，每级反应后进行油水分离，及时分离出产物，防止后一段反应温度高、停留时间长导致环氧环己烷在高温、高浓度下的水解等副反应损失，且环氧环己烷在系统中浓度低，反应收率高；各级环氧化反应中可逐步提高温度，保证双氧水转化完全，降低最终废水中过氧化物的含量，便于废水处理。
优选地，还包括：
催化剂萃取塔；
最后一级所述反应粗分离装置的所述油水分离器的水相出口与所述催化剂萃取塔的进料口连接，所述催化剂萃取塔的油相出口与所述环己烯分离塔的进料口连接，所述环己烯分离塔的中上部出料口与所述催化剂萃取塔的萃取剂进料口连接，所述环己烯分离塔的顶部出料口与所述催化剂萃取塔的底部萃取剂进料口连接。
本发明的环氧环己烷的连续生产装置，反应采用无溶剂体系，常规杂多酸催化剂在水相中损失率约15％，本发明采用环己烯分离塔的中上部出料口的含5％-30％的环氧环己烷的环己烯物料萃取回收水相中催化剂，催化剂萃取塔下部注入含来自环己烯分离塔顶部的环己烯的物料进行逆流接触，进一步回收催化剂，将其中的催化剂几乎全部转移至油相中，同时将水相中溶解的环氧环己烷产物进行萃取回收，返回至环己烯分离塔，催化剂萃取塔外排几乎不含催化剂的废水，从而大大降低催化剂的损失的同时，提高环氧环己烷的收率。
优选地，还包括：
催化剂再生装置；
所述产品塔的塔釜出料口还与所述催化剂再生装置的进料口连接，所述催化剂再生装置的出料口与至少一级所述反应粗分离装置的所述环氧化反应器的进料口连接。
本发明的环氧环己烷的连续生产装置，为无溶剂体系环氧化反应，催化剂溶解在油相中，随少量环氧环己烷产物等在系统中进行循环反应，活性降低后通过催化剂再生装置进行催化剂的再生，保证环氧化催化剂活性的稳定。
优选地，所述环己烯精制塔的塔釜出料口与每级所述反应粗分离装置的所述环氧化反应器的进料口连接；所述产品塔的塔釜出料口与每级所述反应粗分离装置的所述环氧化反应器的进料口连接。
进一步地，包括两级反应粗分离装置，第一级反应粗分离装置的油水分离器的油相出口与所述环己烯分离塔的中下部进料口连接；第二级反应粗分离装置的油水分离器的油相出口与所述环己烯分离塔的中上部进料口连接。
本发明的另一方面提供一种环氧环己烷的连续生产方法，包括以下步骤：
S1.将催化剂、双氧水溶液、环己烯原料混合，进行至少两级环氧化反应；对每级环氧化反应的产物进行油水分离，分离得到的水相送至下一级环氧化反应作为原料，分离得到的油相送入环己烯分离塔进行环己烯与环氧环己烷的分离；所述环己烯分离塔塔顶采出环己烯物料，塔釜采出含环氧环己烷及催化剂的物料；
S2.将步骤S1的所述环己烯物料送至环己烯精制塔进行分离，然后将分离得到的精制环己烯送至至少一级环氧化反应作为原料；将步骤S1的所述含环氧环己烷及催化剂的物料送至产品塔进行分离，得到环氧环己烷产品和含催化剂、环氧环己烷的物料；
S3.将步骤S2得到的所述含催化剂、环氧环己烷的物料送至至少一级环氧化反应作为原料。
本发明的环氧环己烷的连续生产方法，采用多级环氧化反应，新鲜催化剂、双氧水溶液和环己烯进行第一级环氧化反应；每级环氧化反应后产物油水分离；水相作为下一级环氧化反应的原料，油相进入环己烯分离塔分离出环己烯物料和富含环氧环己烷及催化剂的物料，环己烯物料送至环己烯精制塔分离出精制环己烯，作为至少一级环氧化反应的原料，富含环氧环己烷及催化剂的物料送至产品塔分离出环氧环己烷产品和富含催化剂、少量环氧环己烷的物料，富含催化剂、少量环氧环己烷的物料作为至少一级环氧化反应的原料。该环氧环己烷的连续生产方法，采用至少两级环氧化反应逐级串联，每级反应后进行油水分离，及时分离出产物，防止后一段反应温度高、停留时间长导致环氧环己烷在高温、高浓度下的水解等副反应损失，且环氧环己烷在系统中浓度低，反应收率高。
优选地，还包括：
S4.将步骤S1中，最后一级环氧化反应的产物油水分离的水相送至催化剂萃取塔，利用所述环己烯分离塔采出的含5％-30％环氧环己烷的物料作为萃取剂，并在所述催化剂萃取塔下部注入所述环己烯分离塔塔顶采出的所述环己烯物料回收环氧环己烷。
本发明的环氧环己烷的连续生产方法中，最后一级环氧化反应的产物油水分离的水相中由于含有部分催化剂，被送至催化剂萃取塔，在催化剂萃取塔中，通过来自环己烯分离塔的含5％-30％环氧环己烷的环己烯物料与含催化剂的废水接触，将其中的催化剂萃取至油相，催化剂萃取塔下部注入含环己烯的物料逆流接触，进一步回收催化剂并将水相中溶解的环氧环己烷进行回收，将其中的催化剂几乎全部转移至油相中，返回至环己烯分离塔，催化剂萃取塔塔釜外排几乎不含催化剂的废水。从而大大降低催化剂的损失的同时，提高环氧环己烷的收率。
优选地，还包括：
S5.将步骤S2中一部分所述产品塔塔釜采出的含催化剂、环氧环己烷的物料送入催化剂再生装置，进行催化剂再生，并将再生后的催化剂送至至少一级环氧化反应使用。
本发明的环氧环己烷的连续生产方法，为无溶剂体系环氧化反应，催化剂溶解在油相中，随少量环氧环己烷产物等在系统中进行循环反应，活性降低后通过催化剂再生装置进行催化剂的再生，保证环氧化催化剂活性的稳定。
优选地，步骤S5中，所述催化剂再生包括对所述含催化剂、环氧环己烷的物料依次进行：萃取、过滤、洗涤、双氧水活化和干燥；本发明的环氧环己烷的连续生产方法中，催化剂再生过程简单，只需消耗少量双氧水，大大降低催化剂消耗成本。
其中，所述萃取的萃取剂为乙醇、乙酸乙酯、石油醚、二氯甲烷、氯仿中的一种或几种的混合；优选地，所述萃取的萃取剂为乙醇、乙酸乙酯中的一种或几种的混合；
所述洗涤为先采用有机溶剂洗涤，在采用去离子水洗涤；所述有机溶剂为乙醇、乙醚、乙酸乙酯、石油醚、二氯甲烷、氯仿中的一种或几种的混合；
所述双氧水活化在水相中进行，双氧水浓度为1％-50％，双氧水与催化剂的质量比为(0.5-10)：1；优选地，双氧水浓度为5％-30％；
所述干燥的温度为25-100℃，优选地，所述干燥的温度为30-80℃。
优选地，步骤S1中：
所述催化剂为杂多酸季铵盐催化剂；进一步优选地，所述催化剂为磷钨杂多酸季铵盐催化剂或磷钼杂多酸季铵盐催化剂；进一步优选地，所述催化剂为磷钨杂多酸季铵盐催化剂。
环己烯与双氧水的摩尔比为(1-10)：1；进一步优选地，环己烯与双氧水溶液的摩尔比为(1-6)：1；进一步优选地，环己烯与双氧水的摩尔比为(1.5-5)：1。
催化剂的加入量为环己烯、双氧水溶液、催化剂总质量的0.02％-5％；优选地，催化剂的加入量为环己烯、双氧水、催化剂总质量的0.05％-3％；进一步优选地，催化剂的加入量为环己烯、双氧水、催化剂总质量的0.5％-2％。
后一级环氧化反应的温度高于前一级环氧化反应的温度；
第一级环氧化反应的反应温度为30-100℃；优选地，第一级环氧化反应的反应温度为30-80℃；进一步优选地，第一级环氧化反应的反应温度为35-60℃；
第一级环氧化反应的停留时间为0.5-6h；优选地，第一级环氧化反应的停留时间为1-5h；进一步优选地，第一级环氧化反应的停留时间为2-4h；
第二级环氧化反应的反应温度为35-100℃；优选地，第二级环氧化反应的反应温度为35-80℃；进一步优选地，第二级环氧化反应的反应温度为40-70℃；
第二级环氧化反应的停留时间为0.5-8h；优选地，第二级环氧化反应的停留时间为1-6h；进一步优选地，第二级环氧化反应的停留时间为2-5h。
本发明的环氧环己烷的连续生产方法，各级环氧化反应中逐步提高温度，保证双氧水转化完全，降低最终废水中过氧化物的含量，便于废水处理。
优选地，所述环己烯分离塔、所述环己烯精制塔、所述产品塔、所述催化剂萃取塔的理论板数为3-30块；优选地，环己烯分离塔的理论板数为5-20块；环己烯精制塔的理论板数为5-20块；产品塔的理论板数为10-30块；催化剂萃取塔的理论板数为3-10块；
所述环己烯分离塔、所述环己烯精制塔、所述产品塔的回流比为1-10、压力为10-101.325kPa(绝对压力)；优选地，产品塔的回流比为2-8；环己烯分离塔、环己烯精制塔的压力为30-101.325kPa(绝对压力)；产品塔的压力为10-50kPa(绝对压力)；
所述催化剂萃取塔中，所述环己烯物料与所述含5％-30％环氧环己烷的物料的质量比为(0.1-10)：1，优选为(1-6)：1；所述环己烯物料和所述含5％-30％环氧环己烷的物料与所述催化剂萃取塔的水相的质量比为(0.5-20)：1，优选为(1-10)：1；萃取温度为30-60℃，优选40-60℃。
本发明与现有技术相比，具有以下有益效果：
1.本发明的环氧环己烷的连续生产装置及方法，采用多级环氧化反应，新鲜催化剂、双氧水溶液和环己烯进行第一级环氧化反应；每级环氧化反应后产物油水分离；水相作为下一级环氧化反应的原料，油相进入环己烯分离塔分离出环己烯物料和富含环氧环己烷及催化剂的物料，环己烯物料送至环己烯精制塔分离出精制环己烯，作为至少一级环氧化反应的原料，富含环氧环己烷及催化剂的物料送至产品塔分离出环氧环己烷产品和富含催化剂、少量环氧环己烷的物料，富含催化剂、少量环氧环己烷的物料作为至少一级环氧化反应的原料。该环氧环己烷的连续生产方法，采用至少两级环氧化反应逐级串联，每级反应后进行油水分离，及时分离出产物，防止后一段反应温度高、停留时间长导致环氧环己烷在高温、高浓度下的水解等副反应损失，且环氧环己烷在系统中浓度低，反应收率高；各级环氧化反应中逐步提高温度，保证双氧水转化完全，降低最终废水中过氧化物的含量，便于废水处理；
2.本发明的环氧环己烷的连续生产装置及方法，最后一级环氧化反应的产物油水分离的水相中由于含有部分催化剂，被送至催化剂萃取塔，在催化剂萃取塔中，通过来自环己烯分离塔的含5％-30％环氧环己烷的环己烯物料与含催化剂的废水接触，将其中的催化剂萃取至油相，催化剂萃取塔下部注入含环己烯的物料逆流接触，进一步回收催化剂并将水相中溶解的环氧环己烷进行回收，将其中的催化剂几乎全部转移至油相中，返回至环己烯分离塔，催化剂萃取塔塔釜外排几乎不含催化剂的废水。反应采用无溶剂体系，常规杂多酸催化剂在水相中损失率约15％，本发明采用油相萃取回收水相中催化剂的方式，回收水相中损失的催化剂，同时将水相中溶解的环氧环己烷产物进行萃取回收，大大降低催化剂的损失的同时，提高环氧环己烷的收率；
3.本发明的环氧环己烷的连续生产装置及方法，为无溶剂体系环氧化反应，催化剂溶解在油相中，随少量环氧环己烷产物等在系统中进行循环反应，活性降低后通过催化剂再生装置进行催化剂的再生，保证环氧化催化剂活性的稳定；
4.本发明的环氧环己烷的连续生产装置及方法中，催化剂再生过程简单，只需消耗少量双氧水，大大降低催化剂消耗成本。
附图说明
图1是本发明实施例1所述的环氧环己烷的连续生产装置的结构示意图。
其中：1-环己烯分离塔；2-环己烯精制塔；3-产品塔；4-第一环氧化反应器；5-第一油水分离器；6-第二环氧化反应器；7-第二油水分离器；8-催化剂萃取塔；9-催化剂再生装置。
具体实施方式
下面将结合本发明的实施例，对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
实施例1
如图1所示，本实施例的一种环氧环己烷的连续生产装置，包括：
环己烯分离塔1、环己烯精制塔2、产品塔3和一级反应粗分离装置、二级反应粗分离装置，一级反应粗分离装置包括第一环氧化反应器4和第一油水分离器5，二级反应粗分离装置包括第二环氧化反应器6和第二油水分离器7；
第一环氧化反应器4设置新鲜催化剂、双氧水溶液、环己烯的进料口；第一环氧化反应器4的出料口与第一油水分离器5的进料口连接；第二环氧化反应器6的出料口与第二油水分离器7的进料口连接；第一油水分离器5的油相出口与环己烯分离塔1的中下部进料口连接，第二油水分离器7的油相出口与环己烯分离塔1的中上部进料口连接，第一油水分离器5的水相出口与第二环氧化反应器6的进料口连接；环己烯分离塔1的塔顶出料口与环己烯精制塔2的进料口连接；环己烯分离塔1的塔釜出料口与产品塔3的进料口连接；环己烯精制塔2的塔釜出料口与第一环氧化反应器4、第二环氧化反应器6的进料口分别连接，产品塔3的塔釜出料口与第一环氧化反应器4、第二环氧化反应器6的进料口连接。
新鲜催化剂物料、双氧水溶液、环己烯物料注入到第一环氧化反应器中，在一定温度、压力、搅拌混合条件下发生环氧化反应，反应后产物送入第一油水分离器进行油水分离；在第一油水分离器中分离出的油相物料送至环己烯分离塔的中下部进料口，分离出的含部分未反应的双氧水的水相物料与来自产品塔塔釜的循环催化剂物料、来自环己烯精制塔的精制后环己烯物料一同送至第二环氧化反应器，在一定温度、压力、搅拌混合条件下发生环氧化反应，双氧水转化完全，反应液进入第二油水分离器进行油水分离；第二油水分离器分离后的油相送至环己烯分离塔的中上部；环己烯分离塔完成环己烯与环氧环己烷等的分离，塔顶采出环己烯物料送至环己烯精制塔，塔釜富含环氧环己烷及催化剂的物料送至产品塔；产品塔塔顶分离出环氧环己烷产品，塔釜富含催化剂、少量环氧环己烷等的物料循环回第一环氧化反应器、第二环氧化反应器继续反应。
进一步地，还包括：催化剂萃取塔8；
第二油水分离器7的水相出口与催化剂萃取塔8的进料口连接，催化剂萃取塔8的油相出口与环己烯分离塔1的进料口连接，环己烯分离塔1的中上部出料口与催化剂萃取塔8的萃取剂进料口连接，环己烯分离塔1的顶部出料口与催化剂萃取塔8的底部萃取剂进料口连接。
第二油水分离器分离的水相物料中由于含有部分催化剂，被送至催化剂萃取塔，在催化剂萃取塔中，通过来自环己烯分离塔中上部的含5～30％环氧环己烷的环己烯物料与含催化剂的废水接触，将其中的催化剂萃取至油相，催化剂萃取塔下部注入来自环己烯分离塔顶部的含环己烯的物料进行逆流接触，进一步回收催化剂并将水相中溶剂的环氧环己烷进行回收，将其中的催化剂几乎全部转移至油相中，返回至环己烯分离塔，催化剂萃取塔塔釜外排几乎不含催化剂的废水。
进一步地，还包括：催化剂再生装置9；
产品塔3的塔釜出料口还与催化剂再生装置9的进料口连接，催化剂再生装置9的出料口与第一环氧化反应器4、第二环氧化反应器6的进料口分别连接。
反应过程中采出部分产品塔塔釜富含催化剂的物料进入催化剂再生装置完成催化剂的再生，同时在第一环氧化反应器、第二环氧化反应器中补充再生或新鲜的催化剂物料。
实施例2
本实施例的一种环氧环己烷的连续生产方法，包括以下步骤：
S1.将磷钨杂多酸季铵盐催化剂0.2kg/h、浓度为30％的双氧水溶液3kg/h、新鲜环己烯12kg/h混合，进行串联的两级环氧化反应，新鲜物料投入一级环氧化反应，一级环氧化反应分离的水相投入二级环氧化反应；具体地，一级环氧化反应的反应温度为40℃，停留时间为4h，二级环氧化反应的反应温度为60℃，停留时间为4h，一级环氧化反应与二级环氧化反应的反应器体积比为2:1；对一级环氧化反应、二级环氧化反应的产物进行油水分离，一级环氧化反应分离得到的水相送至二级环氧化反应作为原料；一级环氧化反应分离得到的油相送入环己烯分离塔的中下部、二级环氧化反应分离得到的油相送入环己烯分离塔的中上部进行环己烯与环氧环己烷的分离；环己烯分离塔塔顶采出环己烯物料，塔釜采出含环氧环己烷及催化剂的物料；其中，环己烯分离塔的理论板数为15，回流比为2、压力为50kPa绝对压力；
S2.将步骤S1的环己烯物料送至环己烯精制塔进行分离，环己烯精制塔塔釜采出精制环己烯，送至一级环氧化反应、二级环氧化反应作为原料；将步骤S1的含环氧环己烷及催化剂的物料送至产品塔进行分离，产品塔塔顶采出环氧环己烷产品，塔釜采出含催化剂、环氧环己烷的物料；其中，环己烯精制塔的理论板数为15，回流比为2、压力为50kPa绝对压力；产品塔的理论板数为20，回流比为5、压力为20kPa绝对压力；
S3.将步骤S2的产品塔塔釜采出的含催化剂、环氧环己烷的物料送至一级环氧化反应、二级环氧化反应作为原料；
S4.将步骤S1中，二级环氧化反应的产物油水分离的水相送至催化剂萃取塔，将环己烯分离塔中上部采出的含5％-30％环氧环己烷的物料作为萃取剂，并在催化剂萃取塔下部注入环己烯分离塔塔顶采出的环己烯物料回收环氧环己烷；其中，催化剂萃取塔的理论板数为8；催化剂萃取塔中，环己烯物料与含5％-30％环氧环己烷的物料的质量比为5；环己烯物料和含5％-30％环氧环己烷的物料与催化剂萃取塔的水相的质量比为10；萃取温度为40℃；
S5.将步骤S2中一部分产品塔塔釜采出的含催化剂、环氧环己烷的物料送入催化剂再生装置，进行催化剂再生，并将再生后的催化剂送至一级环氧化反应、二级环氧化反应作为原料。其中，催化剂再生包括对含催化剂、环氧环己烷的物料依次进行：萃取、过滤、洗涤、双氧水活化、干燥。萃取所采用的萃取剂为乙酸乙酯；洗涤为先采用有机溶剂乙酸乙酯和乙醇各洗涤1-2次，再采用去离子水洗涤；双氧水活化在水相中进行，双氧水浓度为5％-15％，双氧水与催化剂的质量比为4；干燥的温度为40℃。
实施例3
本实施例的一种环氧环己烷的连续生产方法，其余步骤与实施例2均相同，区别在于一级环氧化反应中新鲜催化剂加入量为0.075kg/h、一级环氧化反应温度为35℃，二级环氧化反应温度为45℃。
实施例4
本实施例的一种环氧环己烷的连续生产方法，其余步骤与实施例2均相同，区别在于一级环氧化反应中新鲜催化剂加入量为0.075kg/h、一级环氧化反应温度为35℃，二级环氧化反应温度为50℃。
实施例5
本实施例的一种环氧环己烷的连续生产方法，其余步骤与实施例2均相同，区别在于一级环氧化反应中新鲜催化剂加入量为0.1kg/h、一级环氧化反应温度为45℃，二级环氧化反应温度为50℃。
实施例6
本实施例的一种环氧环己烷的连续生产方法，其余步骤与实施例2均相同，区别在于一级环氧化反应中新鲜催化剂加入量为0.2kg/h、一级环氧化反应温度为45℃，二级环氧化反应温度为60℃。
实施例7
本实施例的一种环氧环己烷的连续生产方法，其余步骤与实施例2均相同，区别在于一级环氧化反应中新鲜催化剂加入量为0.5kg/h、一级环氧化反应温度为45℃，二级环氧化反应温度为60℃。
实施例8
本实施例的一种环氧环己烷的连续生产方法，其余步骤与实施例2均相同，区别在于一级环氧化反应中新鲜催化剂加入量为0.5kg/h、一级环氧化反应温度为45℃，二级环氧化反应温度为70℃。
表1为实施例2中的环氧环己烷的连续生产方法不同反应时间后双氧水转化率、环己烯转化率和环己烯选择性。
表1
表2为以上各实施例中的环氧环己烷的连续生产方法反应4h后的双氧水转化率、环己烯转化率和环己烯选择性。由表2的数据可以看出，本发明催化剂加入量在总进料的0.5％～3％内，两级反应即可得到较好的反应效果，反应连续稳定。
表2
表3为以上各实施例中废水中催化剂含量和环氧环己烷含量，由下表数据可以看出，本发明的环氧环己烷的连续生产方法，催化剂在水相中含量小于500mg/L，折算催化剂损失率小于1％；且废水中环氧环己烷含量低于100ppm，因此，催化剂损失少，并且水相环氧环己烷损失低。
表3
显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。
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