CN104844493A

CN104844493A - 过氧化二异丙苯dcp与环氧丙烷chppo联产的方法

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Publication number: CN104844493A
Application number: CN201510152663.XA
Authority: CN
Inventors: 李勇; 李镇东; 徐尔玲; 杨建平; 张斌; 李真泽; 何琨
Original assignee: Sinopec Engineering Group Co Ltd; Sinopec Shanghai Engineering Co Ltd
Current assignee: Sinopec Engineering Group Co Ltd; Sinopec Shanghai Engineering Co Ltd
Priority date: 2015-04-01
Filing date: 2015-04-01
Publication date: 2015-08-19
Anticipated expiration: 2035-04-01
Also published as: CN104844493B

Abstract

本发明涉及一种过氧化二异丙苯DCP与环氧丙烷CHPPO联产的方法，主要解决现有技术中流程长、CHP转化率低、PO选择性低、消耗还原剂和氢气、排放含硫废水的问题。本发明通过采用一种过氧化二异丙苯DCP与环氧丙烷CHPPO联产的方法，采用氧化、环氧化、缩合等反应，在生产DCP产品的同时联产PO产品，省去了还原和氢解反应，避免了硫化钠还原剂和氢气的消耗，也避免了硫酸钠废水的排放，CHP转化率为99.5％，PO选择性为99.0％的技术方案较好地解决了上述问题，可用于过氧化二异丙苯与环氧丙烷的生产中。

Description

过氧化二异丙苯DCP与环氧丙烷CHPPO联产的方法

技术领域

本发明涉及一种过氧化二异丙苯DCP与环氧丙烷CHPPO联产的方法。

背景技术

过氧化二异丙苯DCP作为橡塑加工用交联剂，可使聚合物具有三维结构，大大改善聚合物的物理性质，提高聚合物的抗热性、耐化学性、耐压性、抗裂性及机械强度，广泛应用于制鞋、电线电缆、EPS、EVA等橡塑行业。目前，较为成熟的DCP工业生产过程为：原料异丙苯经空气氧化后生成过氧化氢异丙苯CHP，生成的CHP一部分用硫化钠水溶液还原生成二甲基苄醇DMCA，另一部分CHP与经过还原生成的DMCA发生缩合反应生成DCP产品。DCP反应方程式包括如下三步：

(1)氧化反应：

(2)还原反应：

(3)缩合反应：

然而，DCP工业化生产装置中还原制备DMCA的过程为间歇操作，还原废水量大，含盐量高，还原废水中的硫酸钠浓度也高，且硫化钠水溶液在配置过程中由于硫化钠水解还会产生难闻有毒的硫化氢气体。该还原技术存在着废水量大、污染严重、能耗高、生产效率低、劳动强度大等缺点。

环氧丙烷PO是一种重要的基本有机原料。作为重要的丙烯衍生物之一，PO是丙烯衍生物中仅次于聚丙烯和丙烯腈的第三大衍生物。PO的生产技术主要有氯醇法CHPO、环氧丙烷/苯乙烯PO/SM联产法、环氧丙烷/叔丁醇PO/TBA联产法、过氧化氢HPPO氧化法和过氧化氢异丙苯CHPPO氧化法。但由于传统方法存在设备腐蚀和环境污染问题，其它方法存在工艺流程长、工程投资大、副产物多、安全性差等缺点，目前以过氧化氢异丙苯的CHPPO法是研究开发的重点。CHPPO法生产PO的过程为：异丙苯经空气氧化后生成CHP，CHP与丙烯在环氧化催化剂的作用下生成PO和中间产物DMCA，DMCA经加氢反应后生成异丙苯，再循环利用。循环反应过程如下所示：

丙烯环氧化反应示意如下：

现有技术中的专利CN103030612A涉及过氧化氢异丙苯与丙烯反应生产环氧丙烷的方法，公开了CHP与丙烯反应生产PO的方法，通过以CHP和丙烯为原料，在CHP与丙烯摩尔比为1：1～1：10，反应温度为50～100℃，反应压力为1～5MPa，CHP质量空速为1～30小时^-1条件下，反应原料与催化剂接触生成PO，其中所用的催化剂为HMS结构钛硅分子筛，该催化剂有效的解决了催化剂活性低，产物PO选择性低，反应稳定性差的问题，CHP转化率高达99％，PO的选择性高达98％。专利CN103539762A涉及丙烯环氧化生产环氧丙烷的方法，公开了一种丙烯环氧化生产PO的方法，以CHP和丙烯为原料，在丙烯与CHP摩尔比为1～10，反应温度为100～130℃，反应压力为0.8～5MPa的条件下，反应原料与催化剂接触生成PO，其中MO系列催化剂为均相钼基环氧化催化剂，其CHP转化率高达99.9％，PO选择性为90.0％，解决了PO选择性低，催化剂稳定性不好的问题。专利CN104109136A和专利CN104109140A也公开了在PO的制备中，采用Ti-HMS催化剂，控制CHP氧化液中酸性物质的重量百分浓度不大于0.3％，碱金属或碱土金属离子的重量百分浓度不大于0.2％，水的重量百分浓度不大于0.5％，CHP转化率可达96.8～99.9％，PO选择性为95.5～99.4％。

专利CN103212437A涉及一种制备钛基催化剂及合成环氧丙烷和过氧化二异丙苯的方法，公开了一种催化剂制备及PO和DCP合成的方法，该钛基分子筛催化剂孔径为2～10nm、钛硅比0.01～0.1、三甲基氯硅烷与催化剂质量比0.01～0.1、反应温度80～150℃。其步骤为：(1)、PO的制备：在钛基催化剂存在下，CHP与丙烯按摩尔比为1～10进行反应，反应温度为70～120℃、***压力为3～5MPa；蒸馏反应产物得到PO，余下产物含有DMCA和CHP；(2)、DCP的制备：以上步骤中得到的DMCA和CHP为原料，补充CHP使DMCA与CHP摩尔比为1～2，以高氯酸为催化剂，进行缩合脱水反应；取上层有机溶液调节至中性后减压蒸馏浓缩、以无水乙醇冷冻结晶，得到DCP产品。

现有技术中的专利CN103030612A采用催化剂1克，丙烯和CHP的流量分别为＜0.3毫升/分钟，仅仅是实验室规模；专利CN103539762A采用容积1升的高压反应釜，也仅仅是实验室规模；存在实验室生产装置规模小，采用间歇式生产方式，“放大效应”没有解决，难以在工业规模的生产装置上应用等问题。专利CN104109140A生产PO过程中，异丙苯氧化为CHP并与丙烯一起参与环氧化反应，生成的CA再与氢气发生氢解反应生成异丙苯；存在异丙苯循环使用，无产品生成，消耗大量氢气资源等问题。专利CN104109136A仅仅公开了采用CHPPO法生产PO的方法，其中CHP的来源和CA副产品的去向都没有描述；存在原料和副产品经济性差，难以在工业规模的生产装置上应用等问题。专利CN103212437A基于自制的催化剂合成PO，同时将副产物DMCA继续循环利用合成制备DCP；但公开的方法除了环氧化反应和缩合反应以外，对其它必要的过程却没有公开，而且该方法的生产规模仅仅为实验室研究，CHP转化率最高仅为84.9％，PO选择性最高仅为94.3％，DCP的产品量也仅仅为19.3～24.3克，一旦应用于工业化规模生产还存在“放大效应”、CHP转化率低、PO选择性也低等问题。

现有工业生产DCP技术中的缩合反应所需DMCA采用硫化钠为还原剂还原CHP而生成的，工艺过程为间歇操作，还原废水量大，污染严重。DMCA在以异丙苯氧化开始的DCP工艺中是作为缩合反应的原料，但在CHPPO法生产环氧丙烷工艺中则作为副产物，须经加氢反应处理生成异丙苯后才可循环利用。而CHPPO法生产PO过程中，副产的DMCA是在清洁、连续工艺条件下生成的，符合绿色化学反应及原子经济化学原理。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有技术中流程长、CHP转化率低、PO选择性低、消耗还原剂和氢气、排放含硫废水的问题，提供一种新的过氧化二异丙苯DCP与环氧丙烷CHPPO联产的方法。该方法用于过氧化二异丙苯与环氧丙烷的生产中，具有流程短、CHP转化率高、PO选择性高、不消耗还原剂和氢气、不排放含硫废水的优点。

为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种过氧化二异丙苯DCP与环氧丙烷CHPPO联产的方法，包括以下步骤：(1)将新鲜异丙苯原料以及循环回收的异丙苯原料与质量含量为5～30％NaOH碱液混合，经碱洗装置碱洗脱除异丙苯中的微量酸性杂质后进入异丙苯氧化单元，与空气进行氧化反应生成CHP氧化液，所述CHP氧化液至少分为二部分，分别送缩合反应单元和环氧化反应单元；(2)送入环氧化反应单元的所述CHP氧化液与丙烯按照摩尔比1：1～12，在Ti-HMS催化剂作用下，发生环氧化反应生成包括粗PO、粗DMCA的产物，然后将这些产物进行丙烯和PO及DMCA分离，丙烯循环利用，返回再进行环氧化反应，粗PO经PO精制单元精制后得到PO产品，粗DMCA送苄醇精馏单元，得到提浓后的精DMCA；(3)送入缩合反应单元所述CHP氧化液与精DMCA在高氯酸催化剂作用下，进行缩合反应，生成DCP缩合液，所述DCP缩合液进入缩合提浓单元对DCP缩合液进行提浓，然后将缩合提浓液与酒精溶剂混合并送入离心机进行DCP重结晶，结晶体再经过干燥后生成DCP产品；(4)来自苄醇精馏单元、缩合反应单元和缩合提浓单元的三股异丙苯物料进入异丙苯回收装置，回收处理后的异丙苯返回碱洗装置循环利用。

上述技术方案中，优选地，分别送缩合反应单元和环氧化反应单元CHP氧化液的质量比为1：0.9～1.1。

上述技术方案中，优选地，所述NaOH碱液质量含量为15～20％。

上述技术方案中，优选地，所述异丙苯氧化单元的操作条件为：氧化温度70～130℃，氧化压力0.10～0.60MPaG；苄醇精馏单元采用苄醇精馏塔，苄醇精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.099～-0.093MPaG，塔顶温度为30～70℃，塔釜温度为80～110℃，回流比0.5～5.5；缩合反应单元的操作条件为：缩合温度为35～50℃，缩合压力为0.000～0.005MPaG；环氧化反应单元的操作条件为：环氧化温度为40～120℃，环氧化压力为4.5～7.0MPaG，CHP的质量空速为0.5～10.0小时^-1；异丙苯回收装置采用精馏塔，精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.099～-0.093MPaG，塔顶温度60～90℃，塔釜温度为80～110℃，回流比1.0～5.5。

上述技术方案中，更优选地，所述异丙苯氧化单元的操作条件为：氧化温度为90～100℃，氧化压力为0.30～0.35MPaG；苄醇精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.097～-0.095MPaG，塔顶温度为50～60℃，塔釜温度为90～100℃，回流比为2.5～3.5；缩合反应单元的操作条件为：缩合温度为41～43℃，缩合压力为0.002～0.003MPaG；环氧化反应单元的操作条件为：环氧化温度为60～100℃，环氧化压力为5.5～6.0MPaG，CHP的质量空速为2.5～6.0小时^-1；异丙苯回收装置采用精馏塔，精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.097～-0.095MPaG，塔顶温度为70～80℃，塔釜温度为90～100℃，回流比为2.0～3.5。

上述技术方案中，优选地，所述送入环氧化反应单元的所述CHP氧化液与丙烯的摩尔比为1：3～8。

上述技术方案中，优选地，所述酒精溶剂与缩合提浓液的质量比为1：0.5～5.0；结晶干燥单元的结晶时间为1～15小时。

上述技术方案中，更优选地，所述酒精溶剂与缩合提浓液的质量比为1：1.5～3.0；结晶干燥单元的结晶时间为3～5小时。

通过将DCP工业装置和CHPPO工业装置有机结合，首先将异丙苯碱洗处理，再送去异丙苯氧化单元发生氧化反应生成CHP，再将丙烯和CHP氧化液与具有高活性、高选择性和高稳定性的钛硅分子筛催化剂接触发生环氧化反应生成PO，并将环氧化反应产物进行分离得到PO产品，同时对环氧化反应副产物粗DMCA进行精制提浓，再与CHP一起发生缩合反应生成DCP产品。因此，仅仅通过氧化反应、环氧化反应、缩合反应等3个反应步骤，在生产DCP产品的同时联产PO产品，没有还原反应、氢解反应等反应步骤。此外，还将***内的异丙苯进行回收处理后返回异丙苯氧化单元加以循环利用，不仅获得了较高的CHP转化率和PO选择性，而且还在工业化规模下实现了流程简化，投资降低、物料互补，产品多元化、设备利用率高的目的，节省了大量的物耗和能耗、同时减少了废水的排放。在对DCP与PO联产工艺流程进行优化的基础上，选用高效催化剂，使CHP转化率达99.5％以上，PO选择性达99.0％以上，并且能够在大规模工业化生产装置上得到应用，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1为本发明所述方法的流程示意图。

图1中，1为新鲜异丙苯原料；2为空气；3为CHP氧化液；4为丙烯；5为其中一部分CHP氧化液；6为另一部分CHP氧化液；7为环氧化反应产物；8为回收的丙烯；9为粗DMCA物料；10为来自23的粗PO物料；11为PO产品；12为高氯酸；13为DMCA精馏单元分出的异丙苯；14为精DMCA物料；15为缩合反应单元分出的异丙苯；16为DCP缩合液；17为缩合提浓装置分出的异丙苯；18为异丙苯混合液；19为经提纯处理后的异丙苯；20为碱洗后的异丙苯；21为异丙苯氧化单元；22为环氧化反应单元；23为丙烯及PO分离单元；24为PO精制单元；25为DMCA精馏单元；26为异丙苯回收装置；27为缩合反应单元；28为缩合提浓单元；29为结晶干燥单元；30为碱洗装置；31为缩合提浓液；32为DCP产品。

下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。

具体实施方式

【实施例1】

在如图1所示的工艺流程中，新鲜异丙苯原料(1)与联合装置回收的循环异丙苯原料(19)进入碱洗装置(30)进行碱洗，碱洗后的异丙苯(20)和空气(2)在异丙苯氧化单元(21)中发生气液鼓泡氧化反应，生成CHP氧化液(3)，其中一部分CHP氧化液(5)进入PO装置的环氧化反应单元(22)与丙烯(4)发生环氧化反应，环氧化反应产物(7)进入丙烯及PO分离单元(23)，回收的丙烯(8)返回环氧化反应单元(22)进行循环反复利用。自丙烯及PO分离单元(23)来的粗DMCA物料(9)，经过DCP装置的DMCA精馏单元(25)分离出精DMCA物料(14)和异丙苯(13)。精DMCA物料(14)与异丙苯氧化单元(21)生成的另一部分CHP氧化液(6)以及高氯酸(12)一起进入缩合反应单元(27)发生缩合反应，生成DCP缩合液(16)和异丙苯(15)，其中DCP缩合液(16)进入缩合提浓装置(28)提浓得到异丙苯(17)和缩合提浓液(21)，缩合提浓液(21)进入结晶干燥单元(29)结晶得到DCP产品(22)。来自丙烯及PO分离单元(23)的粗PO物料(10)进入PO精制单元(24)进行精制分离得到PO产品(11)。另外，来自DMCA精馏单元(25)的异丙苯(13)与来自缩合反应单元(27)的异丙苯(15)以及来自缩合提浓装置(28)的异丙苯(17)混合，异丙苯混合液(18)进入异丙苯回收装置(26)，经提纯处理后的异丙苯(19)返回碱洗装置(30)进行碱洗处理并循环利用。

以生产规模1000吨/年过氧化二异丙苯DCP工业装置为例，采用本发明DCP与PO联产的方法，其工艺操作条件如下：采用15％的NaOH碱液碱洗脱除异丙苯中的微量酸性杂质，氧化反应的温度为90℃，压力为0.30MPaG；CHP氧化液分别送缩合反应单元和环氧化反应单元的质量比为1：0.99；苄醇精馏塔塔顶压力为-0.097MPaG，塔顶温度为50℃，塔釜温度为90℃，回流比为2.5；缩合反应的的温度为41℃，压力为0.002MPaG，酒精溶剂与提浓液的质量比为1：1.5，结晶时间为3小时；CHP氧化液与丙烯的摩尔比为1：3，环氧化反应的温度为60℃，压力为5.5MPaG，CHP的质量空速为2.5小时^-1；异丙苯回收精馏塔塔顶压力为-0.097MPaG，塔顶温度为70℃，塔釜温度为90℃，回流比为2.0。由此，CHP转化率达99.5％，PO选择性达99.0％，在生产1000吨/年DCP产品的同时，联产214.8吨/年PO产品，异丙苯、CHP和DMCA均循环使用，没有硫化钠还原剂和氢气原料的消耗，也没有硫酸钠废水的排放。

【实施例2】

按照实施例1所示的条件，仅仅过氧化二异丙苯DCP工业装置的生产规模改为1万吨/年，由此，CHP转化率达99.6％，PO选择性达99.1％，在生产1万吨/年DCP产品的同时，联产2148吨/年PO产品，异丙苯、CHP和DMCA均循环使用，没有硫化钠还原剂和氢气原料的消耗，也没有硫酸钠废水的排放。

【实施例3】

按照实施例1所示的条件，仅仅过氧化二异丙苯DCP工业装置的生产规模改为2万吨/年，由此，CHP转化率达99.6％，PO选择性达99.1％，在生产2万吨/年DCP产品的同时，联产4296吨/年PO产品，异丙苯、CHP和DMCA均循环使用，没有硫化钠还原剂和氢气原料的消耗，也没有硫酸钠废水的排放。

【实施例4】

按照实施例1所示的条件，仅仅过氧化二异丙苯DCP工业装置的生产规模改为6万吨/年，由此，CHP转化率达99.7％，PO选择性达99.2％，在生产6万吨/年DCP产品的同时，联产12888吨/年PO产品，异丙苯、CHP和DMCA均循环使用，没有硫化钠还原剂和氢气原料的消耗，也没有硫酸钠废水的排放。

【实施例5】

按照实施例3所示的条件，过氧化二异丙苯DCP工业装置的生产规模为2万吨/年，仅仅工艺操作条件改变。其工艺操作条件如下：采用5％的NaOH碱液碱洗脱除异丙苯中的微量酸性杂质，氧化反应的温度为70℃，压力为0.10MPaG；CHP氧化液分别送缩合反应单元和环氧化反应单元的质量比为1：0.9；苄醇精馏塔塔顶压力为-0.099MPaG，塔顶温度为30℃，塔釜温度为80℃，回流比为0.5；缩合反应的温度为35℃，压力为0.000MPaG，酒精溶剂与提浓液的质量比为1：0.5，结晶时间为1小时；CHP氧化液与丙烯的摩尔比为1：1，环氧化反应的温度为40℃，压力为4.5MPaG，CHP的质量空速为0.5小时^-1；异丙苯回收精馏塔塔顶压力为-0.099MPaG，塔顶温度为60℃，塔釜温度为80℃，回流比为1.0。由此，CHP转化率达99.5％，PO选择性达99.0％，在生产2万吨/年DCP产品的同时，联产4296吨/年PO产品，异丙苯、CHP和DMCA均循环使用，没有硫化钠还原剂和氢气原料的消耗，也没有硫酸钠废水的排放。

【实施例6】

按照实施例3所示的条件，过氧化二异丙苯DCP工业装置的生产规模为2万吨/年，仅仅工艺操作条件改变。其工艺操作条件如下：采用30％的NaOH碱液碱洗脱除异丙苯中的微量酸性杂质，氧化反应的温度为130℃，压力为0.60MPaG；CHP氧化液分别送缩合反应单元和环氧化反应单元的质量比为1：1.1；苄醇精馏塔塔顶压力为-0.093MPaG，塔顶温度为70℃，塔釜温度为110℃，回流比为5.5；缩合反应的温度为50℃，压力为0.005MPaG，酒精溶剂与提浓液的质量比为1：5.0，结晶时间为15小时；CHP氧化液与丙烯的摩尔比为1：12，环氧化反应的温度为120℃，压力为7.0MPaG，CHP的质量空速为10.0小时^-1；异丙苯回收精馏塔塔顶压力为-0.093MPaG，塔顶温度为90℃，塔釜温度为110℃，回流比为5.5。由此，CHP转化率达99.5％，PO选择性达99.0％，在生产2万吨/年DCP产品的同时，联产4296吨/年PO产品，异丙苯、CHP和DMCA均循环使用，没有硫化钠还原剂和氢气原料的消耗，也没有硫酸钠废水的排放。

Claims

1.一种过氧化二异丙苯DCP与环氧丙烷CHPPO联产的方法，包括以下步骤：

(1)将新鲜异丙苯原料以及循环回收的异丙苯原料与质量含量为5～30％NaOH碱液混合，经碱洗装置碱洗脱除异丙苯中的微量酸性杂质后进入异丙苯氧化单元，与空气进行氧化反应生成CHP氧化液，所述CHP氧化液至少分为二部分，分别送缩合反应单元和环氧化反应单元；

(2)送入环氧化反应单元的所述CHP氧化液与丙烯按照摩尔比1：1～12，在Ti-HMS催化剂作用下，发生环氧化反应生成包括粗PO、粗DMCA的产物，然后将这些产物进行丙烯和PO及DMCA分离，丙烯循环利用，返回再进行环氧化反应，粗PO经PO精制单元精制后得到PO产品，粗DMCA送苄醇精馏单元，得到提浓后的精DMCA；

(3)送入缩合反应单元所述CHP氧化液与精DMCA在高氯酸催化剂作用下，进行缩合反应，生成DCP缩合液，所述DCP缩合液进入缩合提浓单元对DCP缩合液进行提浓，然后将缩合提浓液与酒精溶剂混合并送入离心机进行DCP重结晶，结晶体再经过干燥后生成DCP产品；

(4)来自苄醇精馏单元、缩合反应单元和缩合提浓单元的三股异丙苯物料进入异丙苯回收装置，回收处理后的异丙苯返回碱洗装置循环利用。

2.根据权利要求1所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丙烷CHPPO联产的方法，其特征在于分别送缩合反应单元和环氧化反应单元CHP氧化液的质量比为1：0.9～1.1。

3.根据权利要求1所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丙烷CHPPO联产的方法，其特征在于所述NaOH碱液质量含量为15～20％。

4.根据权利要求1所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丙烷CHPPO联产的方法，其特征在于所述异丙苯氧化单元的操作条件为：氧化温度70～130℃，氧化压力0.10～0.60MPaG；苄醇精馏单元采用苄醇精馏塔，苄醇精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.099～-0.093MPaG，塔顶温度为30～70℃，塔釜温度为80～110℃，回流比0.5～5.5；缩合反应单元的操作条件为：缩合温度为35～50℃，缩合压力为0.000～0.005MPaG；环氧化反应单元的操作条件为：环氧化温度为40～120℃，环氧化压力为4.5～7.0MPaG，CHP的质量空速为0.5～10.0小时^-1；异丙苯回收装置采用精馏塔，精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.099～-0.093MPaG，塔顶温度60～90℃，塔釜温度为80～110℃，回流比1.0～5.5。

5.根据权利要求4所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丙烷CHPPO联产的方法，其特征在于所述异丙苯氧化单元的操作条件为：氧化温度为90～100℃，氧化压力为0.30～0.35MPaG；苄醇精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.097～-0.095MPaG，塔顶温度为50～60℃，塔釜温度为90～100℃，回流比为2.5～3.5；缩合反应单元的操作条件为：缩合温度为41～43℃，缩合压力为0.002～0.003MPaG；环氧化反应单元的操作条件为：环氧化温度为60～100℃，环氧化压力为5.5～6.0MPaG，CHP的质量空速为2.5～6.0小时^-1；异丙苯回收装置采用精馏塔，精馏塔的操作条件为：塔顶压力为-0.097～-0.095MPaG，塔顶温度为70～80℃，塔釜温度为90～100℃，回流比为2.0～3.5。

6.根据权利要求1所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丙烷CHPPO联产的方法，其特征在于所述送入环氧化反应单元的所述CHP氧化液与丙烯的摩尔比为1：3～8。

7.根据权利要求1所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丙烷CHPPO联产的方法，其特征在于所述酒精溶剂与缩合提浓液的质量比为1：0.5～5.0；结晶干燥单元的结晶时间为1～15小时。

8.根据权利要求7所述过氧化二异丙苯DCP与环氧丙烷CHPPO联产的方法，其特征在于所述酒精溶剂与缩合提浓液的质量比为1：1.5～3.0；结晶干燥单元的结晶时间为3～5小时。