异丙苯法反应产物顺序分离系统及分离方法
阅读说明：本技术 异丙苯法反应产物顺序分离系统及分离方法 (System and method for sequentially separating reaction products by isopropyl benzene method ) 是由 李真泽 何琨 李蓥菡 余超 孙丽丽 白玫 于 2021-01-22 设计创作，主要内容包括：本发明公开了一种异丙苯法反应产物顺序分离系统及分离方法,所述分离系统包括轻组分塔、粗PO塔、重组分塔、异丙苯塔、碱洗塔、一萃塔、油水分离塔和二萃塔；所述分离方法将低压蒸汽注入轻组分塔与重组分塔,流量比为0.08～0.40：1,通过轻组分塔、粗PO塔、重组分塔和异丙苯塔,将CHPPO装置环氧化反应产物按照沸点从低到高的顺序分离,通过碱洗塔、一萃塔、油水分离塔和二萃塔,对物料进行碱洗脱酸处理,回收少量苄醇及环氧丙烷,从而得到轻组分、粗PO产品、重组分、异丙苯和苄醇,使粗PO塔塔釜温降到85～110℃,异丙苯损耗降到0.14～0.16kgCUM/tPO,粗PO回收率提高到99.95～99.97wt％。(The invention discloses a sequential separation system and a separation method for reaction products of an isopropyl benzene method, wherein the separation system comprises a light component tower, a crude PO tower, a heavy component tower, an isopropyl benzene tower, an alkaline washing tower, a first extraction tower, an oil-water separation tower and a second extraction tower; the separation method comprises the following steps of injecting low-pressure steam into a light component tower and a heavy component tower, wherein the flow ratio is 0.08-0.40: 1, separating epoxidation reaction products of a CHPPO device from low boiling point to high boiling point through a light component tower, a crude PO tower, a heavy component tower and an isopropylbenzene tower, performing alkali washing deacidification treatment on the materials through an alkali washing tower, a first extraction tower, an oil-water separation tower and a second extraction tower, and recovering a small amount of benzyl alcohol and epoxypropane to obtain light components, a crude PO product, heavy components, isopropylbenzene and benzyl alcohol, so that the temperature of a kettle of the crude PO tower is reduced to 85-110 ℃, the loss of the isopropylbenzene is reduced to 0.14-0.16 kgCUM/tPO, and the recovery rate of the crude PO is improved to 99.95-99.97 wt%.)
技术领域
本发明涉及一种分离系统及分离方法，尤其涉及一种异丙苯氧化CHPPO法制备环氧丙烷中环氧化反应产物顺序分离系统及分离方法。
背景技术
环氧丙烷PO是仅次于聚丙烯和丙烯腈的第三大丙烯类衍生物。主要用于生产聚醚多元醇、聚氨酯泡沫、保温材料、弹性体、胶粘剂、涂料、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，是一种非常重要、用途广泛的基本有机化工原料。CHPPO法是一种国际上已基本成熟、环境友好、清洁绿色生产环氧丙烷的工艺技术，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工艺技术，异丙苯循环使用，而不副产联产品。日本住友化学公司在日本千叶已建成采用异丙苯法工艺技术的20万吨/年CHPPO装置。
专利申请号201910051570.6公开了一种充分依托石脑油裂解的乙烯装置顺序分离现有设备，将界区外来的丙烷进料与来自脱油塔塔顶的循环丙烷以及来自丙烯精馏塔塔底的循环丙烷混合后，共同进入丙烷气化罐，罐底重组分去脱油塔系统并最终作为补充液体燃料送到反应气工业炉，罐顶轻组分送入PDH反应器，丙烷在反应器中进行脱氢反应生成富含丙烯的产品气，反应后的产品气送入乙烯装置的压缩及碱洗单元。同时石脑油裂解原料进入裂解炉，在裂解炉中发生裂解反应生成包含乙烯的高温裂解气，裂解气经急冷后与来自PDH装置的反应产品气汇合送入乙烯装置压缩及碱洗单元，然后依次经过脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔、脱丁烷塔进行分离，C2组分送入乙烯精馏塔进行分离得到乙烯产品，C3组分送入丙烯精馏塔进行分离得到丙烯产品。对于80～120万吨/年乙烯装置及60万吨/年PDH装置来说，降低设备投资3.18～4.89亿元人民币，节约占用面积1.8公顷，可用于石脑油裂解顺序分离与PDH工艺耦合中，解决工程建设投资高，占地面积大，丙烯收率低的问题。
专利申请号201910051602.2公开了采用一种轻烃裂解顺序分离工艺与PDH工艺耦合的方法，包括：(1)PDH装置：丙烷进料与来自脱油塔和丙烯精馏塔的循环丙烷合并作为PDH装置的进料首先进入丙烷气化罐，气化后的气相丙烷去加热炉及催化反应器，在催化反应器内，发生丙烷脱氢反应生成丙烯产物，经预处理后送往乙烯装置的压缩机及碱洗单元，丙烷气化罐罐底重组分送至脱油塔，并送到加热炉作为补充液体燃料。(2)乙烯装置：轻烃作为裂解原料进入裂解炉，裂解生成的高温裂解气经急冷、水洗冷却后，冷凝分离出裂解汽油和裂解燃料油送出系统外，裂解气送至压缩、干燥、碱洗进行进一步的处理。(3)耦合装置：乙烯装置裂解气与PDH装置产品气合并送往乙烯装置裂解气压缩机入口，经压缩、干燥、碱洗、深冷后送往脱甲烷塔，脱甲烷塔塔底物流依次经过脱乙烷塔、脱丙烷塔、脱丁烷塔进行物料分离，其中脱乙烷塔塔顶产物经选择加氢使乙炔转变为乙烯而被脱除，加氢反应后的C2组分送乙烯精馏塔得到乙烯产品，脱丙烷塔塔顶产物经选择加氢使丙炔/丙二烯转变为丙烯而被脱除，加氢反应后的C3组分送丙烯精馏塔得到丙烯产品。该方法将公称能力为80～120万吨/年的乙烯装置与60万吨/年的PDH装置耦合，丙烯产品增产195.5～293.3％，设备投资费用降低3.31～4.88亿元人民币，土地占用面积节约1.8公顷，可用于轻烃裂解顺序分离工艺与PDH工艺耦合中，解决低碳烯烃收率低、分离流程冗长、丙烯产量少、工程投资高、占地面积大的问题。
专利申请号201910051570.6和专利申请号201910051602.2仅仅将简单的非极性分子有机烃进行物料顺序分离，相平衡数据简单。而对于分离环氧化反应产物包含醛类轻组分、环氧丙烷PO、酮类重组分、异丙苯CUM、苄醇DMBA等复杂的极性分子有机化合物，一旦应用计算误差巨大，分离计算精确度差难以满足实际生产需求。
发明内容
发明目的：本发明第一目的是提供一种异丙苯氧化CHPPO法制备环氧丙烷中环氧化反应产物进行顺序分离的系统，本发明的第二目的是提供利用该系统进行异丙苯法反应物顺序分离的方法。
技术方案：本发明所述异丙苯法反应产物顺序分离系统，包括轻组分塔、碱洗塔、一萃塔、粗PO塔、重组分塔、油水分离塔、二萃塔和异丙苯塔；其中，所述轻组分塔、粗PO塔、重组分塔和异丙苯塔为4塔组合，所述碱洗塔、一萃塔、油水分离塔和二萃塔为4塔组合，共8塔组合。
所述一萃塔分别与轻组分塔、碱洗塔和异丙苯塔相连；粗PO塔分别与碱洗塔和重组分塔相连；油水分离塔分别与重组分塔、二萃塔和异丙苯塔相连；二萃塔和异丙苯塔相连。
所述轻组分塔和重组分塔为直径上大下小的变径分离塔；碱洗塔与一萃塔上下合并为叠加塔；油水分离塔与二萃塔上下合并为叠加塔。
本发明所述异丙苯法反应产物顺序分离方法，包括以下步骤：
a、反应产物与低压蒸汽中一部分轻组分塔蒸汽进入轻组分塔，分离得到轻组分和轻组分塔釜料，轻组分送出系统外；
b、轻组分塔釜料进入一萃塔，用循环异丙苯中的一部分一萃塔异丙苯萃取，得到塔顶萃取相和一萃塔废水，塔顶萃取相进入碱洗塔，用碱溶液碱洗，得到碱洗塔顶料和废碱溶液，废碱溶液送出系统外；
c、碱洗塔顶料进入粗PO塔，分离得到粗PO产品和粗PO塔釜料，粗PO产品送出系统外，粗PO塔釜料与低压蒸汽中另一部分重组分塔蒸汽进入重组分塔，分离得到重组分和重组分塔釜料，重组分送出系统外；
d、重组分塔釜料进入油水分离塔，分离得到分离塔水相和分离塔油相；分离塔水相进入二萃塔，用循环异丙苯中的另一部分二萃塔异丙苯萃取，得到萃取相异丙苯和二萃塔废水，二萃塔废水与一萃塔废水合并为废水送出系统外；
e、萃取相异丙苯与分离塔油相进入异丙苯塔，分离得到异丙苯和苄醇，苄醇送出系统外，异丙苯分成循环异丙苯和产品异丙苯，产品异丙苯送出系统外，循环异丙苯作为萃取剂分成一萃塔异丙苯和二萃塔异丙苯分别进入一萃塔和二萃塔。
优选的，所述分离方法的工艺参数如下：轻组分塔的操作压力为0.02～0.22MPaA，塔顶操作温度为5～30℃，塔釜操作温度为85～110℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝2.0～20.0：1；粗PO塔的操作压力为0.01～0.12MPaA，塔顶操作温度为0～25℃，塔釜操作温度为85～110℃；重组分塔的操作压力为0.01～0.12MPaA，塔顶操作温度为5～30℃，塔釜操作温度为85～110℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝2.0～20.0：1；异丙苯塔的操作压力为0.005～0.050MPaA，塔顶操作温度为60～85℃，塔釜操作温度为85～110℃；碱洗塔的操作压力为0.12～0.32MPaA，操作温度为85～110℃；一萃塔的操作压力为0.12～0.32MPaA，操作温度为85～110℃，萃取级数为6～24级，溶剂比为2.0～10.0；油水分离塔的操作压力为0.11～0.22MPaA，操作温度为85～110℃；二萃塔的操作压力为0.11～0.22MPaA，操作温度为85～110℃，萃取级数为10～40级，溶剂比为2.0～10.0。
更优选的，所述分离方法的工艺参数如下：轻组分塔的操作压力为0.04～0.20MPaA，塔顶操作温度为10～25℃，塔釜操作温度为90～110℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝4.0～18.0：1；粗PO塔的操作压力为0.02～0.10MPaA，塔顶操作温度为5～20℃，塔釜操作温度为90～110℃；重组分塔的操作压力为0.02～0.10MPaA，塔顶操作温度为10～25℃，塔釜操作温度为90～110℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝4.0～18.0：1；异丙苯塔的操作压力为0.010～0.045MPaA，塔顶操作温度为65～80℃，塔釜操作温度为90～110℃；碱洗塔的操作压力为0.14～0.30MPaA，操作温度为90～110℃；一萃塔的操作压力为0.14～0.30MPaA，操作温度为90～110℃，萃取级数为9～21级，溶剂比为3.0～9.0；油水分离塔的操作压力为0.12～0.20MPaA，操作温度为90～110℃；二萃塔的操作压力为0.12～0.20MPaA，操作温度为90～110℃，萃取级数为14～36级，溶剂比为3.0～9.0。
最优选的，所述分离方法的工艺参数如下：轻组分塔的操作压力为0.06～0.18MPaA，塔顶操作温度为15～20℃，塔釜操作温度为95～110℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝6.0～16.0：1；粗PO塔的操作压力为0.03～0.08MPaA，塔顶操作温度为10～20℃，塔釜操作温度为95～110℃；重组分塔的操作压力为0.03～0.08MPaA，塔顶操作温度为15～20℃，塔釜操作温度为95～110℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝6.0～16.0：1；异丙苯塔的操作压力为0.015～0.040MPaA，塔顶操作温度为70～75℃，塔釜操作温度为95～110℃；碱洗塔的操作压力为0.16～0.28MPaA，操作温度为95～110℃；一萃塔的操作压力为0.16～0.28MPaA，操作温度为95～110℃，萃取级数为12～18级，溶剂比为4.0～8.0；油水分离塔的操作压力为0.13～0.18MPaA，操作温度为95～110℃；二萃塔的操作压力为0.13～0.18MPaA，操作温度为95～110℃，萃取级数为18～32级，溶剂比为4.0～8.0。
所述低压蒸汽操作压力为0.10～0.55MPaA，操作温度为115～155℃。
所述轻组分塔蒸汽与重组分塔蒸汽流量比为F1：F2＝0.08～0.40：1。
所述一萃塔异丙苯与二萃塔异丙苯流量比为F3：F4＝0.35～1.75：1。
分离步骤b中，所述碱溶液为NaOH、KOH、Ca(OH)2、NaHCO3、Na2CO3、KHCO3、K2CO3中一种水溶液或一种以上的混合水溶液。
分离步骤b中，所述碱溶液浓度为15～35wt％。
有益效果：与现有技术相比，本发明具有如下显著优点：在生产规模为5～90万吨/年CHPPO生产装置中，设置轻组分塔、粗PO塔、重组分塔和异丙苯塔的4塔组合，将环氧化反应器出口的反应产物按沸点从低到高进行顺序分离；设置碱洗塔、一萃塔、油水分离塔和二萃塔的4塔组合，对物料进行碱洗脱酸处理，回收少量的苄醇和环氧丙烷；共为8塔组合的工艺流程，将环氧化反应器出口的反应产物进行顺序分离，分别得到轻组分、粗PO产品、重组分、异丙苯、苄醇。同时，将低压蒸汽一分为二分别注入轻组分塔与重组分塔，降低塔中有机化合物的分压，使粗PO塔塔釜温度降低到85～110℃，异丙苯损耗降低到0.14～0.16kgCUM/tPO，粗PO产品的回收率提高到99.95～99.97wt％，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1为本发明的工艺流程图。
具体实施方式
下面结合附图对本发明的技术方案作进一步说明。
实施例1
以生产规模为5万吨/年CHPPO工业装置为例，采用本发明所述异丙苯法反应产物顺序分离系统及分离方法，设置轻组分塔、粗PO塔、重组分塔和异丙苯塔的4塔组合，将环氧化反应器出口的反应产物按沸点从低到高进行顺序分离；设置碱洗塔、一萃塔、油水分离塔和二萃塔的4塔组合，对物料进行碱洗脱酸处理，回收少量的苄醇和环氧丙烷；共为8塔组合的工艺流程，将环氧化反应器出口的反应产物进行顺序分离，分别得到轻组分、粗PO产品、重组分、异丙苯、苄醇。同时，将低压蒸汽一分为二分别注入轻组分塔与重组分塔，降低塔中有机化合物的分压，以降低粗PO塔塔釜温度，减少异丙苯损耗。
如图1所示，本实施例的工艺流程如下：来自系统外环氧化反应器出口的反应产物P01进入轻组分塔01，来自系统外的低压蒸汽W02一分为二，一部分轻组分塔蒸汽W05进入轻组分塔01与反应产物P01在轻组分塔01内进行精馏分离和汽提分离，塔顶流出的轻组分P02，塔釜流出轻组分塔釜料P03；轻组分P02送出系统外，轻组分塔釜料P03进入一萃塔03，用循环异丙苯P11中的一部分一萃塔异丙苯P13萃取，塔顶流出的萃取相P15，塔釜流出一萃塔废水P16；萃取相P15进入碱洗塔02，用来自系统外的碱溶液W01碱洗，塔顶流出碱洗塔顶料P04，塔釜流出水相为废碱溶液W03；废碱溶液W03送出系统外，碱洗塔料P04进入粗PO塔04进行精馏分离，塔顶流出粗PO产品P05，塔釜流出粗PO塔釜料P06；粗PO产品P05送出系统外，粗PO塔釜料P06进入重组分塔05，与来自系统外低压蒸汽W02的另一部分重组分塔蒸汽W06在重组分塔05内进行精馏分离和汽提分离，塔顶流出的重组分P07，塔釜流出重组分塔釜料P08；重组分P07送出系统外，重组分塔釜料P08进入油水分离塔06，经油水分离，塔顶流出的分离塔油相P09，塔釜流出分离塔水相P17；离塔水相P17进入二萃塔07，用循环异丙苯P11中的另一部分二萃塔异丙苯P14萃取，塔顶流出的萃取相异丙苯P18，塔釜流出二萃塔废水P19；二萃塔废水P19与一萃塔废水P16合并作为废水W04送出系统外，萃取相异丙苯P18进入异丙苯塔08下部，分离塔油相P09进入异丙苯塔08上部，经精馏分离，塔顶流出异丙苯P20，塔釜流出的苄醇P12；苄醇P12送出系统外，异丙苯P20一分为二，一部分产品异丙苯P10送出系统外,另一部分循环异丙苯P11作为萃取剂分成一萃塔异丙苯P13和二萃塔异丙苯P14；一萃塔异丙苯P13进入一萃塔03，二萃塔异丙苯P14进入二萃塔07。
本实施例的工艺参数如下：轻组分塔01的操作压力为0.08MPaA，塔顶操作温度为14℃，塔釜操作温度为92℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝6.6：1；碱洗塔02的操作压力为0.18MPaA，操作温度为92℃；一萃塔03的操作压力为0.18MPaA，操作温度为92℃，萃取级数为12级，溶剂比为8.2；粗PO塔04的操作压力为0.04MPaA，塔顶操作温度为5℃，塔釜操作温度为90℃；重组分塔05的操作压力为0.04MPaA，塔顶操作温度为10℃，塔釜操作温度为93℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝6.8：1；油水分离塔06的操作压力为0.14MPaA，操作温度为93℃；二萃塔07的操作压力为0.14MPaA，操作温度为93℃，萃取级数为20级，溶剂比为7.8；异丙苯塔08的操作压力为0.010MPaA，塔顶操作温度为65℃，塔釜操作温度为91℃。加入碱洗塔02的碱溶液W01为15wt％的NaOH水溶液；低压蒸汽W02的操作压力为0.13MPaA，操作温度为119℃，轻组分塔蒸汽W05与重组分塔蒸汽W06流量比为F1：F2＝0.20：1，一萃塔异丙苯P13与二萃塔异丙苯P14流量比为F3：F4＝0.72：1。
此实施方案将来自系统外的反应产物P01进行顺序分离得到轻组分P02、粗PO产品P05、重组分P07、异丙苯P10、苄醇P12并送出系统外，异丙苯损耗降低到0.15kgCUM/tPO，粗PO产品的回收率提高到99.96wt％，取得了较好的技术效果。
实施例2
同实施例1，仅仅CHPPO工业装置的生产规模改为20万吨/年，工艺参数修改如下：轻组分塔01的操作压力为0.12MPaA，塔顶操作温度为18℃，塔釜操作温度为98℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝10.0：1；碱洗塔02的操作压力为0.22MPaA，操作温度为98℃；一萃塔03的操作压力为0.22MPaA，操作温度为98℃，萃取级数为14级，溶剂比为6.2；粗PO塔04的操作压力为0.06MPaA，塔顶操作温度为11℃，塔釜操作温度为96℃；重组分塔05的操作压力为0.06MPaA，塔顶操作温度为16℃，塔釜操作温度为99℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝12.0：1；油水分离塔06的操作压力为0.16MPaA，操作温度为99℃；二萃塔07的操作压力为0.16MPaA，操作温度为99℃，萃取级数为24级，溶剂比为7.2；异丙苯塔08的操作压力为0.020MPaA，塔顶操作温度为70℃，塔釜操作温度为97℃。加入碱洗塔02的碱液W01为35wt％的KOH水溶液；低压蒸汽W02的操作压力为0.19MPaA，操作温度为132℃，轻组分塔蒸汽W05与重组分塔蒸W06汽流量比为F1：F2＝0.24：1，一萃塔异丙苯P13与二萃塔异丙苯P14流量比为F3：F4＝0.96：1。
此实施例将来自系统外的反应产物P01进行顺序分离得到轻组分P02、粗PO产品P05、重组分P07、产品异丙苯P10、苄醇P12并送出系统外，异丙苯损耗降低到0.15kgCUM/tPO，粗PO产品的回收率提高到99.96wt％，取得了较好的技术效果。
实施例3
同实施例1，CHPPO工业生产装置的生产规模改为90万吨/年，工艺参数修改如下：轻组分塔01的操作压力为0.16MPaA，塔顶操作温度为22℃，塔釜操作温度为102℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝14.0：1；碱洗塔02的操作压力为0.26MPaA，操作温度为102℃；一萃塔03的操作压力为0.26MPaA，操作温度为102℃，萃取级数为18级，溶剂比为5.4；粗PO塔04的操作压力为0.09MPaA，塔顶操作温度为14℃，塔釜操作温度为101℃；重组分塔05的操作压力为0.09MPaA，塔顶操作温度为20℃，塔釜操作温度为104℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝16.0：1；油水分离塔06的操作压力为0.19MPaA，操作温度为104℃；二萃塔07的操作压力为0.19MPaA，操作温度为104℃，萃取级数为28级，溶剂比为5.8；异丙苯塔08的操作压力为0.030MPaA，塔顶操作温度为75℃，塔釜操作温度为103℃。加入碱洗塔02的碱溶液W01为15％的NaHCO3和20％的Na2CO3混合水溶液；低压蒸汽W02的操作压力为0.28MPaA，操作温度为139℃，轻组分塔蒸汽W05与重组分塔蒸汽W06流量比为F1：F2＝0.26：1，一萃塔异丙苯P13与二萃塔异丙苯P14流量比为F3：F4＝1.22：1。
此实施例将来自系统外的反应产物P01进行顺序分离得到轻组分P02、粗PO产品P05、重组分P07、产品异丙苯P10、苄醇P12并送出系统外，异丙苯损耗降低到0.15kgCUM/tPO，粗PO产品的回收率提高到99.96wt％，取得了较好的技术效果。
实施例4
同实施例1，CHPPO工业生产装置的生产规模改为30万吨/年，工艺参数修改如下：轻组分塔01的操作压力为0.02MPaA，塔顶操作温度为5℃，塔釜操作温度为85℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝2.0：1；碱洗塔02的操作压力为0.12MPaA，操作温度为85℃；一萃塔03的操作压力为0.12MPaA，操作温度为85℃，萃取级数为6级，溶剂比为10.0；粗PO塔04的操作压力为0.01MPaA，塔顶操作温度为0℃，塔釜操作温度为85℃；重组分塔05的操作压力为0.01MPaA，塔顶操作温度为5℃，塔釜操作温度为85℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝2.0：1；油水分离塔06的操作压力为0.11MPaA，操作温度为85℃；二萃塔07的操作压力为0.11MPaA，操作温度为85℃，萃取级数为10级，溶剂比为10.0；异丙苯塔08的操作压力为0.005MPaA，塔顶操作温度为60℃，塔釜操作温度为85℃。加入碱洗塔02的碱溶液W01为20％的KHCO3和15％的K2CO3混合水溶液；低压蒸汽W02的操作压力为0.10MPaA，操作温度为115℃，轻组分塔蒸汽W05与重组分塔蒸汽W06流量比为F1：F2＝0.08：1，一萃塔异丙苯P13与二萃塔异丙苯P14流量比为F3：F4＝0，35：1。
此实施例将来自系统外的反应产物P01进行顺序分离得到轻组分P02、粗PO产品P05、重组分P07、产品异丙苯P10、苄醇P12并送出系统外，异丙苯损耗降低到0.14kgCUM/tPO，粗PO产品的回收率提高到99.97wt％，取得了较好的技术效果。
实施例5
同实施例1，CHPPO工业生产装置的生产规模改为30万吨/年，工艺参数修改如下：轻组分塔01的操作压力为0.22MPaA，塔顶操作温度为30℃，塔釜操作温度为110℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝20.0：1；碱洗塔02的操作压力为0.32MPaA，操作温度为110℃；一萃塔03的操作压力为0.32MPaA，操作温度为110℃，萃取级数为24级，溶剂比为2.0；粗PO塔04的操作压力为0.12MPaA，塔顶操作温度为25℃，塔釜操作温度为110℃；重组分塔05的操作压力为0.12MPaA，塔顶操作温度为30℃，塔釜操作温度为110℃，上部塔径与下部塔径之比为DU：DD＝20.0：1；油水分离塔06的操作压力为0.22MPaA，操作温度为110℃；二萃塔07的操作压力为0.22MPaA，操作温度为110℃，萃取级数为40级，溶剂比为2.0；异丙苯塔08的操作压力为0.050MPaA，塔顶操作温度为85℃，塔釜操作温度为110℃。加入碱洗塔02的碱溶液W01为10％的NaOH与10％的KOH和2％的Ca(OH)2混合水溶液；低压蒸汽W02的操作压力为0.55MPaA，操作温度为155℃，轻组分塔蒸汽W05与重组分塔蒸汽W06流量比为F1：F2＝0.40：1，一萃塔异丙苯P13与二萃塔异丙苯P14流量比为F3：F4＝1.75：1。
此实施例将来自系统外的反应产物P01进行顺序分离得到轻组分P02、粗PO产品P05、重组分P07、产品异丙苯P10、苄醇P12并送出系统外，异丙苯损耗降低到0.16kgCUM/tPO，粗PO产品的回收率提高到99.95wt％，取得了较好的技术效果。
对比例1～6
设置对比例1～6，在公称能力30万吨/年CHPPO工业生产装置中，未设置组合塔工艺，且系统内未注入低压蒸汽，粗PO塔塔釜操作温度为150～210℃，工艺步骤和其它工艺参数同实施例4，由此粗PO塔塔釜异丙苯损耗为10.43～52.92kgCUM/tPO，粗PO回收率为99.74～99.94wt％，见表1。
表1改变粗PO塔釜温度的异丙苯损耗及粗PO回收率表
对比例7～12
设置对比例7～12，在公称能力为30万吨/年CHPPO工业生产装置中，未设置组合塔工艺，且系统内未注入低压蒸汽，粗PO塔操作压力为0.09～0.22MPaA，工艺步骤和其它工艺参数同实施例4，由此粗PO塔塔釜异丙苯损耗为10.43～52.92kgCUM/tPO，粗PO回收率为99.74～99.94wt％，见表2。
表2改变粗PO塔压力的异丙苯损耗及粗PO回收率表
对比例13～18
设置对比例13～18，在公称能力为5～90万吨/年CHPPO工业生产装置中，未设置组合塔工艺，且系统内未注入低压蒸汽，粗PO塔塔釜操作温度为194℃，工艺步骤和其他工艺参数同实施例4，由此粗PO塔塔釜异丙苯损耗为27.70～27.72kgCUM/tPO，粗PO回收率为99.85～99.92wt％，见表3。
表3改变CHPPO工业生产装置公称能力的异丙苯损耗及粗PO回收率表
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