阅读说明：本技术 一种净化chppo装置氧化液的系统和方法 (System and method for purifying oxidizing liquid of CHPPO device ) 是由 何琨 孙丽丽 杨建平 白玫 于 2020-07-14 设计创作，主要内容包括：本发明涉及一种净化CHPPO装置氧化液的系统和方法,主要解决现有技术存在工艺技术落后、处理范围小的问题。采用本发明所述的系统和方法,在5-80万吨/年CHPPO装置中,设置“搅拌器+聚集器”组合流程,同时在搅拌器内设置先进的叶轮结构并在聚集器内设置三层特殊材料,将含100-5000mg/kg有机酸和含20-800mg/kg钠离子氧化液进行净化提纯处理,有机酸脱除率59.30-99.00wt％,钠离子脱除率95.45-99.88wt％,得到有机酸≤50mg/kg和钠离子≤1.0mg/kg的净化氧化液,较好地解决了上述问题,可应用于CHPPO装置工业化生产PO中。(The invention relates to a system and a method for purifying oxidizing liquid of a CHPPO device, which mainly solve the problems of laggard process technology and small treatment range in the prior art. By adopting the system and the method, a combined flow of a stirrer and a collector is arranged in a 5-80 ten thousand ton/year CHPPO device, an advanced impeller structure is arranged in the stirrer, three layers of special materials are arranged in the collector, the oxidizing liquid containing 100 plus 5000mg/kg organic acid and 20-800mg/kg sodium ion is purified, the removal rate of the organic acid is 59.30-99.00 wt%, the removal rate of the sodium ion is 95.45-99.88 wt%, the purified oxidizing liquid containing the organic acid is less than or equal to 50mg/kg and the sodium ion is less than or equal to 1.0mg/kg is obtained, the problems are solved better, and the system and the method can be applied to the industrial production of PO of the CHPPO device.)

一种净化CHPPO装置氧化液的系统和方法

技术领域

本发明涉及环氧丙烷技术领域，尤其是涉及一种净化CHPPO装置氧化液的系统和方法。

背景技术

环氧丙烷是一种重要的化工原料、也是丙烯的三大衍生物之一。主要用于生产聚醚多元醇、聚氨酯、丙二醇、不饱和聚酯、丙二醇醚、二丙二醇醚、阻燃剂、合成润滑油、表面活性剂、碳酸丙烯酯等等，其应用领域遍布化工基础产业及人们日常生活的各个方面。

具有三废排放少、无联产品、安全性高、绿色环保特点的异丙苯氧化CHPPO法工艺技术是未来最有前途制备环氧丙烷工艺技术之一。CHPPO法主要工艺过程为：异丙苯氧化生成过氧化氢异丙苯CHP，过氧化氢异丙苯CHP作为氧化剂与丙烯环氧化反应生成环氧丙烷PO和二甲基苄醇DMBA环氧化反应产物，反应产物经分离、精制产出优质环氧丙烷PO产品；二甲基苄醇DMBA氢解生成异丙苯再氧化成过氧化氢异丙苯CHP循环使用。

现有技术中的发明专利申请号为CN201610115263.6脱除环氧丙烷反应混合物中的醛类的方法，包括：将环氧丙烷反应混合物通过脱醛树脂罐初步脱醛，使醛含量降低，以保证环氧丙烷的产品纯度；依次脱除水和未反应的丙烯，含有环氧丙烷和甲醇的物料进入环氧丙烷精制塔，在塔中段利用含有乙醇胺或水合肼的脱盐水对甲醇进行萃取，同时除去环氧丙烷产品中残余的醛；分离出的水溶液经甲醇塔分离后进入膜分离设施以进一步脱除残存的醛和杂质，渗透侧的甲醇返回反应系统作为循环甲醇使用，渗余侧的含醛甲醇返回收集罐。该方法使用设备少，降低一次性投资；分离回收过程不需要引入氢气，不增加安全风险，使用安全可靠，同时可降低后续废水处理能耗。发明专利申请号为CN201910850055.4一种异丙苯氧化制备异丙苯氢过氧化物的方法，所述方法包括以下步骤：在α-甲基苯乙烯二聚体的存在下，异丙苯氧化制备异丙苯氢过氧化物。作为优选的方案，所述方法还可以在副产物抑制剂的存在下进行。当反应液中含有一定量的α-甲基苯乙烯二聚体时，异丙苯的转化率得到了提升，当同时加入α-甲基苯乙烯二聚体和副产物抑制剂后，可以在增加异丙苯转化率的同时有效降低甲基苯基酮的选择性。发明专利申请号为CN201910528251.X搅拌器，公开了一种搅拌器，包括容器座和容器，容器螺纹连接在容器座上，容器具有上开口和下开口，上开口设有容器盖，下开口与容器座螺纹连接，下开口设有容器底，下开口与容器底之间设有密封垫，容器座内设有马达、水箱和水泵，容器底的上方设有搅拌刀，搅拌刀连接有搅拌轴，容器底的中心向上凸起形成固定座，用于搅拌的搅拌轴贯穿容器底后连接马达，搅拌轴外套接有轴承，轴承外套接有导热套，导热套过盈配合在固定座内，导热套内设有环形腔，固定座的侧壁设有进水孔，进水孔与环形腔之间设有单向阀，水泵连通有抽水管和进水管，抽水管与水箱连通，进水管与环形腔连通，进水管上设有单向阀，从而使搅拌器可以连续工作，实用性强。发明专利申请号为CN200910034993.3船用油污水叠盘聚集分离装置，公开了包括：筒体，在所述筒体内至少设置有第一聚集分离器和第二聚焦分离器，该第一聚集分离器和第二聚集分离器分别位于导流孔板的上、下两侧，该导流孔板的周边封闭地固定安装于筒体的内壁上，导流孔板的中间位置设有导流通孔；所述第一聚集分离器的顶端设有顶部盖板，该顶部盖板的周边与筒体内壁间留有间隙；所述第二聚集分离器的底部设有导流盲板，该导流盲板的周边与筒体的内壁间留有间隙；第一聚集分离器和/或第二聚集分离器包括若干相互叠置的波纹分离盘。该分离装置具有结构简单，制造维护方便，油水分离效果理想的优势；特别适用船舶油水的分离中。发明专利申请号为CN201910415372.3油水分离器，公开了包括：箱体和过滤膜，该过滤膜倾斜设置在该箱体内并将该箱体分为混合腔和净水腔，该箱体在该混合腔的顶部且靠近该过滤膜上部的位置设有进油口，该箱体在该混合腔的一侧且靠近该过滤膜下部的位置设有出油口，该进油口和该出油口均与该混合腔连通，该箱体在该净水腔一侧且靠近该箱体底部的位置设有出水口，该出水口与该净水腔连通。通过将污油从过滤膜的上端沿着过滤膜的表面流下，在重力或冲击力的作用下，在过滤膜上下两侧形成压差，使水透过过滤膜进入净水腔，而油被阻挡在过滤膜的上侧则留在混合腔内，从而轻易的使油水分离，分离的成本也相对较低。发明专利申请号为CN201910035692.6一种用于混合烷烃脱氢装置的硫化氢碱洗装置及方法，包括：碱洗塔；所述碱洗塔内部自下而上依次包括第一碱洗区、第一填料区、第二碱洗区、第二填料区和水洗区，底部设有碱液出口，顶部设有氢气出口；所述碱液出口分别与第一碱液进口和第二碱液进口相通，形成碱液循环管路；设置在水洗区下部的水出口与设置在水洗区上部的水进口相通，形成水洗循环管路；所述第一填料区和第二填料区均装填不锈钢填料；气相出口与设置在第一碱洗区下部的气相进口相通的分液装置；所述分液装置底部设有废液出口；出料口与分液装置的进料口相通的冷却装置；所述冷却装置设有待处理氢气进口。该硫化氢碱洗装置不污染碱渣，也不堵塞泵体，运行稳定，且对硫化氢的处理效果好。

现有技术采用“碱洗塔-水洗塔”工艺路线通常在将含200-1000mg/kg有机酸杂质和含40-160mg/kg钠离子杂质的过氧化氢异丙苯含杂氧化液进行净化处理后，能够得到有机酸杂质含量≤50mg/kg和钠离子杂质含量≤1.0mg/kg的过氧化氢异丙苯净化氧化液。

现有技术中的发明专利申请号为CN201610115263.6脱除环氧丙烷反应混合物中的醛类的方法、发明专利申请号为CN201910850055.4一种异丙苯氧化制备异丙苯氢过氧化物的方法，仅仅公开了过氧化氢异丙苯的制备过程，没有涉及脱除CHPPO装置含过氧化氢异丙苯氧化液中有机酸杂质和钠离子杂质的方法。发明专利申请号为CN201910528251.X搅拌器、发明专利申请号为CN200910034993.3船用油污水叠盘聚集分离装置、发明专利申请号为CN201910415372.3油水分离器，仅仅公开了单台设备的运行功能，没有涉及将油水搅拌混合器、油水聚集分离器进行工艺流程的连接以达到脱除CHPPO装置含过氧化氢异丙苯氧化液中有机酸杂质和钠离子杂质的技术手段。发明专利申请号为CN201910035692.6一种用于混合烷烃脱氢装置的硫化氢碱洗装置及方法，仅仅公开了采用设备工程投资大、操作运行费用高的“碱洗塔-水洗塔”处理混合烷烃脱氢装置中氢气的方法。而采用“碱洗塔-水洗塔”工艺路线虽然能够得到有机酸杂质含量≤50mg/kg和钠离子杂质含量≤1.0mg/kg的过氧化氢异丙苯净化氧化液，但是该工艺路线技术水平落后、净化处理范围小。由此现有技术在CHPPO装置净化提纯过氧化氢异丙苯氧化液过程中，存在工艺技术不明确、工艺流程不完善、技术水平落后、净化处理范围小、设备工程投资大、操作运行费用高的问题。

发明内容

为了解决现有技术存在的上述问题，本发明提出一种净化CHPPO装置氧化液的系统和方法，以此进一步明确工艺技术、完善工艺流程、提高技术水平、扩大净化处理范围、降低设备工程投资、减少操作运行费用。

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净化CHPPO装置氧化液的系统，在公称能力为5-80万吨/年大规模商业化CHPPO工业生产装置中，包括：

第一搅拌器，将含杂氧化液、新鲜碱液和循环碱液进行油水搅拌混合；

第一聚集器，通过管道与第一搅拌器连接，将油水混合物进行油水聚集分层分离；

循环碱液泵，通过管道与第一聚集器、第一搅拌器连接，提高循环碱液压力；

第二搅拌器，通过管道与第一聚集器连接，将第一聚集器油相、新鲜水和循环水进行油水搅拌混合；

第二聚集器，通过管道与第二搅拌器连接，将油水混合物进行油水聚集分层分离；

循环水泵，通过管道与第二聚集器、第二搅拌器连接，提高循环水压力。

进一步地，第一搅拌器和第二搅拌器内设置结构型式为推进式叶轮、圆盘式叶轮、折叶桨式叶轮、斜叶涡轮、长薄叶螺旋桨、开式直叶涡轮、盘式直叶涡轮、后弯式叶轮、板框桨叶轮中的一种搅拌叶轮。

进一步地，第一聚集器和第二聚集器含三层特殊材料，所述三层特殊材料依次为亲油疏水材料、疏油亲水材料、亲油疏水材料；其中亲油疏水材料为玻璃纤维、PET中空纤维、PP中空纤维、吸油棉纤维中的一种；疏油亲水材料为改性纤维、复合纤维、TiO₂纳米纤维、脱脂棉纤维中的一种。

本发明的第二方面是提供采用上述系统的的净化CHPPO装置氧化液的方法，包括如下工艺流程：

来自界外含有机酸杂质和钠离子杂质的过氧化氢异丙苯的含杂氧化液进入第一搅拌器，来自界外的新鲜碱液与从第一聚集器流出的经循环碱液泵增压后的循环碱液也进入第一搅拌器；

搅拌混合后的第一搅拌器出料进入第一聚集器，经油水聚集分离，流出的第一聚集器油相进入第二搅拌器，来自界外的新鲜水与从第二聚集器流出的经循环水泵增压后的循环水也进入第二搅拌器；

搅拌混合后的第二混合器出料进入第二聚集器，经油水聚集分离，流出的第二聚集器油相不含有机酸杂质和钠离子杂质的过氧化氢异丙苯作为净化氧化液送出界外。同时一部分第一聚集器水相作为废碱液送出界外；一部分第二聚集器水相作为废水也送出界外。其中：

a)来自界外含有机酸杂质和钠离子杂质的氧化液与新鲜碱液和循环碱液在油水搅拌混合器内流动分割、液滴分散、液液接触、轴向混合、径向混合、掺混扩散、油水合并，含有机酸杂质和钠离子杂质的氧化液中有机酸杂质与新鲜碱液和循环碱液发生中和反应而脱除；

b)含钠离子杂质的氧化液与新鲜水和循环水在油水搅拌混合器内流动分割、液滴分散、液液接触、轴向混合、径向混合、掺混扩散、油水合并，含钠离子杂质的氧化液中钠离子杂质被新鲜水和循环水溶解而脱除；

c)从油水搅拌混合器流出的油水混合液进入含三层特殊材料的油水聚集分离器内，利用亲油疏水材料的特性将微小油滴颗粒进行聚集形成连续的油相，同时利用疏油亲水材料的特性将微小水滴颗粒进行聚集形成连续的水相，从而实现油水分层分离；

d)设置油水聚集分离器水相物料循环泵，增加水相物料的循环流量，降低油水搅拌混合器内的油水比，从而进一步强化油水混合效果。具体地，设置第一聚集器水相物料的循环碱液泵以增加水相物料碱洗液的流量，降低第一搅拌器内的油水比；设置第二聚集器水相物料的循环水泵以增加水相物料水洗水的流量，降低第二搅拌器内的油水比。

进一步地，含杂氧化液的异丙苯含量51.7-77.3wt％，过氧化氢异丙苯CHP含量20.0-38.0wt％，α,α-二甲基苄醇DMBA含量2.0-9.0wt％，轻组分含量0.4-0.7wt％，重组分含量0.3-0.6wt％，有机酸含量100-5000mg/kg，钠离子含量20-800mg/kg。

进一步地，第一搅拌器操作压力0.40-1.00MPaA，操作温度25-85℃，搅拌桨叶的转速20-2000rpm；第一聚集器操作压力0.35-0.95MPaA，操作温度25-85℃；循环碱液泵入口操作压力0.35-0.95MPaA，出口操作压力0.50-1.10MPaA，操作温度25-85℃；第二搅拌器操作压力0.30-0.90MPaA，操作温度25-85℃，搅拌桨叶的转速20-2000rpm；第二聚集器操作压力0.25-0.85MPaA，操作温度25-85℃；循环水泵入口操作压力0.25-0.85MPaA，出口操作压力0.40-1.00MPaA，操作温度25-85℃。

进一步优选地，第一搅拌器操作压力0.50-0.90MPaA，操作温度35-75℃，搅拌桨叶的转速40-1500rpm；第一聚集器操作压力0.45-0.85MPaA，操作温度35-75℃；循环碱液泵入口操作压力0.45-0.85MPaA，出口操作压力0.60-1.00MPaA，操作温度35-75℃；第二搅拌器操作压力0.40-0.80MPaA，操作温度35-75℃，搅拌桨叶的转速40-1500rpm；第二聚集器操作压力0.35-0.75MPaA，操作温度35-75℃；循环水泵入口操作压力0.35-0.75MPaA，出口操作压力0.50-0.90MPaA，操作温度35-75℃。

更优地，第一搅拌器操作压力0.60-0.80MPaA，操作温度45-65℃，搅拌桨叶的转速80-1000rpm；第一聚集器操作压力0.55-0.75MPaA，操作温度45-65℃；循环碱液泵入口操作压力0.55-0.75MPaA，出口操作压力0.70-0.90MPaA，操作温度45-65℃；第二搅拌器操作压力0.50-0.70MPaA，操作温度45-65℃，搅拌桨叶的转速80-1000rpm；第二聚集器操作压力0.45-0.65MPaA，操作温度45-65℃；循环水泵入口操作压力0.45-0.65MPaA，出口操作压力0.70-0.90MPaA，操作温度45-65℃。

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：

本发明涉及一种净化CHPPO装置氧化液的方法，对于公称能力为5-80万吨/年大规模商业化CHPPO工业生产装置来说，设置“搅拌器+聚集器”碱洗组合工艺流程和“搅拌器+聚集器”水洗组合工艺流程代替现有技术“碱洗塔-水洗塔”工艺流程以实现净化CHPPO装置氧化液的技术目的。同时在搅拌器内设置结构型式为推进式叶轮、圆盘式叶轮、折叶桨式叶轮、斜叶涡轮、长薄叶螺旋桨、开式直叶涡轮、盘式直叶涡轮、后弯式叶轮、板框桨叶轮中的一种搅拌叶轮进行油水搅拌混合；在聚集器内采用依次组合的亲油疏水材料、疏油亲水材料、亲油疏水材料三层特殊材料进行油水聚集分离，将含100-5000mg/kg有机酸杂质和含20-800mg/kg钠离子杂质的过氧化氢异丙苯含杂氧化液进行净化处理，有机酸脱除率59.30-99.00wt％，钠离子脱除率95.45-99.88wt％，得到有机酸杂质含量≤50mg/kg和钠离子杂质含量≤1.0mg/kg的过氧化氢异丙苯净化氧化液，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1为本发明净化氧化液的工艺流程示意图；

其中，11-第一搅拌器，12-循环碱液泵，13-第一聚集器，14-第二搅拌器，15-循环水泵，16-第二聚集器，A1-含杂氧化液，A2-净化氧化液，A3-第一搅拌器出料，A4-第一聚集器油相，A5-第二搅拌器出料，B1-新鲜碱液，B2-废碱液，B3-循环碱液，C1-新鲜水，C2-废水，C3-循环水；

本发明的工艺流程描述如下：

来自界外含有机酸杂质和钠离子杂质的过氧化氢异丙苯的含杂氧化液A1进入第一搅拌器11，来自界外的新鲜碱液B1与增压后的循环碱液B3也进入第一搅拌器11，搅拌混合后的第一搅拌器出料A3进入第一聚集器13，经油水聚集分离，流出的第一聚集器油相A4进入第二搅拌器14，来自界外的新鲜水C1与增压后的循环水C3也进入第二搅拌器14，搅拌混合后的第二混合器出料A5进入第二聚集器16，经油水聚集分离，流出的第二聚集器油相不含有机酸杂质和钠离子杂质的过氧化氢异丙苯作为净化氧化液A2送出界外。同时一部分第一聚集器水相作为废碱液B2送出界外；一部分第二聚集器水相作为废水C2也送出界外。设置第一聚集器水相物料的循环碱液泵12以增加水相物料碱洗液的流量，降低搅拌器内的油水比；设置第二聚集器水相物料的循环水泵15以增加水相物料水洗水的流量，降低搅拌器内的油水比。

图2为现有技术的工艺流程示意图；

1-碱洗塔，12-循环碱液泵，3-碱洗塔釜泵，4-油水分层器，5-水洗塔，6-水洗塔釜泵，7-油水分离器，A1-含杂氧化液，A2-净化氧化液，A6-碱洗塔顶出料，A7-分层器油相，A8-分离器油相，B1-新鲜碱液，B2-废碱液，B3-循环碱液，B4-碱洗塔釜出料，C1-新鲜水，C2-废水，C4-水洗塔釜出料。

现有技术的工艺流程描述如下：

来自界外的含杂氧化液A1与分层器油相A7合并进入碱洗塔1塔釜，来自界外的新鲜碱液B1与循环碱液B3合并进入碱洗塔1塔顶，经碱洗，碱洗塔塔顶流出的碱洗塔顶出料A6与分离器油相A8合并进入水洗塔5塔釜，来自界外的新鲜水C1进入水洗塔5塔顶，经水洗，水洗塔塔顶流出的净化氧化液A2送出界外。碱洗塔塔釜流出的循环碱液B3经循环碱液泵12增压返回碱洗塔1塔顶，碱洗塔塔釜流出碱洗塔釜出料B4经碱洗塔釜泵3增压进入油水分层器4，经油水分层，流出分层器油相A7与含杂氧化液A1合并进入碱洗塔1塔釜，流出分层器水相作为废碱液B2送出界外。水洗塔塔釜流出水洗塔釜出料C4经水洗塔釜泵6增压进入油水分离器7，经油水分离，流出分离器油相A8与碱洗塔顶出料A6合并进入水洗塔5塔釜，流出分离器水相作为废水C2送出界外。

具体实施方式

本发明提供了一种净化CHPPO装置氧化液的系统和方法。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。

【实施例1】

如图1所示，本实施例涉及一种净化CHPPO装置氧化液的方法，CHPPO装置公称能力为5万吨/年的商业化工业生产装置，包括以下工艺流程：来自界外含有机酸杂质和钠离子杂质的过氧化氢异丙苯的含杂氧化液A1进入第一搅拌器11，来自界外的新鲜碱液B1与增压后的循环碱液B3也进入第一搅拌器11，搅拌混合后的第一搅拌器出料A3进入第一聚集器13，经油水聚集分离，流出的第一聚集器油相A4进入第二搅拌器14，来自界外的新鲜水C1与增压后的循环水C3也进入第二搅拌器14，搅拌混合后的第二混合器出料A5进入第二聚集器16，经油水聚集分离，流出的第二聚集器油相不含有机酸杂质和钠离子杂质的过氧化氢异丙苯作为净化氧化液A2送出界外。同时一部分第一聚集器水相作为废碱液B2送出界外；一部分第二聚集器水相作为废水C2也送出界外。设置第一聚集器水相物料的循环碱液泵12以增加水相物料碱液的流量，降低搅拌器内的油水比；设置第二聚集器水相物料的循环水泵15以增加水相物料水洗水的流量，降低搅拌器内的油水比。采用本实施例的“搅拌器+聚集器”碱洗组合工艺流程和“搅拌器+聚集器”水洗组合工艺流程，工艺设备参数见表1，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的物料数据见表2，有机酸脱除率59.30wt％，钠离子脱除率95.45wt％，得到有机酸杂质含量40.7mg/kg和钠离子杂质含量0.91mg/kg的过氧化氢异丙苯净化氧化液，取得了较好的技术效果。

【实施例2】

同【实施例1】，仅仅CHPPO装置公称能力改为10万吨/年的商业化工业生产装置，采用本实施例的“搅拌器+聚集器”碱洗组合工艺流程和“搅拌器+聚集器”水洗组合工艺流程，工艺设备参数见表1，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的物料数据见表2，有机酸脱除率93.62wt％，钠离子脱除率99.07wt％，得到有机酸杂质含量42.1mg/kg和钠离子杂质含量0.93mg/kg的过氧化氢异丙苯净化氧化液，取得了较好的技术效果。

【实施例3】

同【实施例1】，仅仅CHPPO装置公称能力改为20万吨/年的商业化工业生产装置，采用本实施例的“搅拌器+聚集器”碱洗组合工艺流程和“搅拌器+聚集器”水洗组合工艺流程，工艺设备参数见表1，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的物料数据见表2，有机酸脱除率96.33wt％，钠离子脱除率99.62wt％，得到有机酸杂质含量44.0mg/kg和钠离子杂质含量0.94mg/kg的过氧化氢异丙苯净化氧化液，取得了较好的技术效果。

【实施例4】

同【实施例1】，仅仅CHPPO装置公称能力改为40万吨/年的商业化工业生产装置，采用本实施例的“搅拌器+聚集器”碱洗组合工艺流程和“搅拌器+聚集器”水洗组合工艺流程，工艺设备参数见表1，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的物料数据见表2，有机酸脱除率98.15wt％，钠离子脱除率99.79wt％，得到有机酸杂质含量46.3mg/kg和钠离子杂质含量0.96mg/kg的过氧化氢异丙苯净化氧化液，取得了较好的技术效果。

【实施例5】

同【实施例1】，仅仅CHPPO装置公称能力改为60万吨/年的商业化工业生产装置，采用本实施例的“搅拌器+聚集器”碱洗组合工艺流程和“搅拌器+聚集器”水洗组合工艺流程，工艺设备参数见表1，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的物料数据见表2，有机酸脱除率98.77wt％，钠离子脱除率99.86wt％，得到有机酸杂质含量47.9mg/kg和钠离子杂质含量0.98mg/kg的过氧化氢异丙苯净化氧化液，取得了较好的技术效果。

【实施例6】

同【实施例1】，仅仅CHPPO装置公称能力改为80万吨/年的商业化工业生产装置，采用本实施例的“搅拌器+聚集器”碱洗组合工艺流程和“搅拌器+聚集器”水洗组合工艺流程，工艺设备参数见表1，处理前含杂氧化液与处理后净化氧化液的物料数据见表2，有机酸脱除率99.00wt％，钠离子脱除率99.88wt％，得到有机酸杂质含量49.9mg/kg和钠离子杂质含量0.99mg/kg的过氧化氢异丙苯净化氧化液，取得了较好的技术效果。

【对比例1】

如图2所示，分别以公称能力5，10，20，40，60，80万吨/年商业化CHPPO工业生产装置为例，现有技术采用“碱洗塔-水洗塔”工艺流程处理含杂氧化液，工艺流程包括如下：来自界外的含杂氧化液A1与分层器油相A7合并进入碱洗塔1塔釜，来自界外的新鲜碱液B1与循环碱液B3合并进入碱洗塔1塔顶，经碱洗，碱洗塔塔顶流出的碱洗塔顶出料A6与分离器油相A8合并进入水洗塔5塔釜，来自界外的新鲜水C1进入水洗塔5塔顶，经水洗，水洗塔塔顶流出的净化氧化液A2送出界外。碱洗塔塔釜流出的循环碱液B3经循环碱液泵12增压返回碱洗塔1塔顶，碱洗塔塔釜流出碱洗塔釜出料B4经碱洗塔釜泵3增压进入油水分层器4，经油水分层，流出分层器油相A7与含杂氧化液A1合并进入碱洗塔1塔釜，流出分层器水相作为废碱液B2送出界外。水洗塔塔釜流出水洗塔釜出料C4经水洗塔釜泵6增压进入油水分离器7，经油水分离，流出分离器油相A8与碱洗塔顶出料A6合并进入水洗塔5塔釜，流出分离器水相作为废水C2送出界外。碱洗塔与水洗塔工艺操作参数见表3；经过“碱洗-水洗”处理后，净化氧化液A2的有机酸杂质含量≤50mg/kg和钠离子杂质含量≤1.0mg/kg，但是存在技术水平落后、净化处理范围小、设备工程投资大、操作运行费用高的问题。

表1本发明工艺设备参数一览表

表2本发明处理前后氧化液的物料数据一览表

表3现有技术碱洗塔水洗塔工艺参数一览表

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。