BG63366B1 - Подобрен метод за получаване на фенол и ацетон откумол - Google Patents

Подобрен метод за получаване на фенол и ацетон откумол Download PDF

Info

Publication number
BG63366B1
BG63366B1 BG103486A BG10348699A BG63366B1 BG 63366 B1 BG63366 B1 BG 63366B1 BG 103486 A BG103486 A BG 103486A BG 10348699 A BG10348699 A BG 10348699A BG 63366 B1 BG63366 B1 BG 63366B1
Authority
BG
Bulgaria
Prior art keywords
cumene
products
phenol
acetone
chp
Prior art date
Application number
BG103486A
Other languages
English (en)
Other versions
BG103486A (bg
Inventor
Vladimir Z���S��NS�Y
Irina V�SILI�V�
�ndrei GRI�ZN�V
Youry YOURIEV
Barnefeld Heinrich Van
Otto Gerlich
Michael Kleine-Boymann
Werner Kleinloh
Christian Michalik
Original Assignee
Illa International Ltd
Phenolchemie Gmbh & Co.Kg
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Illa International Ltd, Phenolchemie Gmbh & Co.Kg filed Critical Illa International Ltd
Publication of BG103486A publication Critical patent/BG103486A/bg
Publication of BG63366B1 publication Critical patent/BG63366B1/bg

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C409/00—Peroxy compounds
    • C07C409/02—Peroxy compounds the —O—O— group being bound between a carbon atom, not further substituted by oxygen atoms, and hydrogen, i.e. hydroperoxides
    • C07C409/04—Peroxy compounds the —O—O— group being bound between a carbon atom, not further substituted by oxygen atoms, and hydrogen, i.e. hydroperoxides the carbon atom being acyclic
    • C07C409/08—Compounds containing six-membered aromatic rings
    • C07C409/10—Cumene hydroperoxide
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C39/00—Compounds having at least one hydroxy or O-metal group bound to a carbon atom of a six-membered aromatic ring
    • C07C39/02—Compounds having at least one hydroxy or O-metal group bound to a carbon atom of a six-membered aromatic ring monocyclic with no unsaturation outside the aromatic ring
    • C07C39/04—Phenol
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C37/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom of a six-membered aromatic ring
    • C07C37/08—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom of a six-membered aromatic ring by decomposition of hydroperoxides, e.g. cumene hydroperoxide
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C407/00—Preparation of peroxy compounds
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C45/00—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds
    • C07C45/51—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds by pyrolysis, rearrangement or decomposition
    • C07C45/53—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds by pyrolysis, rearrangement or decomposition of hydroperoxides
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/52—Improvements relating to the production of bulk chemicals using catalysts, e.g. selective catalysts

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)

Abstract

Съгласно метода се получават фенол и ацетон чрез оксидация на кумол до технически кумолхидропероксид (СНР) при каталитично разпадане на СНР. Оксидационните продукти се концентрират, докато съдържанието на кумол в техническия кумолхидропероксид достигне от 21 до 30% тегл., след което тази смес се подлага на каталитичен разпад.

Description

Област на техниката
Изобретението се отнася до един подобрен метод за получаване на фенол и ацетон чрез оксидация на кумол с последващо разпадане на кумоловия хидропероксид в реактор с кисел катализатор и дестилационно разделяне на продуктите на реакцията.
Всички съществуващи методи за получаване на фенол и ацетон от кумол се състоят от следните основни етапи:
1. Оксидация на кумола до кумолов хидропероксид (СНР).
2. Дестилация на оксидационните продукти и получаване на технически СНР.
3. Кисело разпадане на СНР и на получения от това диметилфенилкарбинол (DMPC) до крайните продукти фенол, ацетон и α-метилстирол (AMS).
4. Неутрализация на киселия катализатор и отделяне на солите от продуктите на реакцията.
5. Разделяне и пречистване на продуктите на реакцията.
По правило, изследванията върху процеса за получаване на фенол се провеждате цел да се подобри само един етап на този процес. При това не се търси възможност за едновременното подобряване на селективността, енергийните показатели и сигурността на процеса. Най-същественият показател е разходът на пара.
Съществуващо ниво на техниката
Тъй като основното количество на нежелани странични продукти се получава при разпадането на СНР, най-често вниманието на изследователите е съсредоточено върху този етап. В хода на разпадането на техническия СНР, който съдържа реакционно способен DMPC, настъпват химически реакции, водещи до загуба от крайния продукт и до образуване на трудно използваеми отпадъчни продукти, така наречения фенолов катран.
Най-важният критерий за селективност на процеса е добивът на полезен страничен продукт и по-специално на α-метилстирол (AMS). Известно е, че AMS може да се хидрира до кумол или да се изолира директно като продукт.
За повишаване на добива на AMS съществуват различни възможности:
а) Избор на състава на реакционния медиум (химически вариант).
б) Избор на вида на реакцията и начина на топлоотвеждането (технологичен вариант).
в) Обединяване на химическия и технологическия вариант.
Нашите изследвания показаха, че каталитичните свойства на сярната киселина, използвана като катализатор, се повишават многократно във фенол-ацетоновия реакционен медиум поради образуването на водородни мостове между феноловите молекули, както и между фенол- и ацетоновите молекули поради изменението на съ- отношението фенол-ацетон и посредством добавянето на кумол, като инертен разтворител. Изменението на активността на катализатора се повлиява не по-слабо и/с & вода, '
Комбинации от различни съотношения на фенол : ацетон : вода : кумол'*: сярна киселина водят до качествени промени на каталитичните свойства на този многокомпонентен реакционен медиум, както показа анализът на нашите експериментални данни, които са илюстрирани на фиг. 1,2, 3 и 4.
Тези значителни изменения на реакционните константи на разпадането на СНР са свързани взаимно с това, че се появяват големи изменения на каталитичната активност на сярната киселина в многокомпонентия разтвор. Тези явления доказват наличието на преход от един вид в друг вид катализатор. По същество се касае до преход от един суперсилен (magic acid) към един слаб катализатор. Така стават разбираеми големите разлики в селективността при различните патенти и технологии, при които съставът на реакционния медиум се променя. Така, добивът на AMS възлиза на 40 - 45 % d.Th. при реакционен медиум от еквимоларна смес от фенол и ацетон (RU 1 361 937).
При процеса, съгласно US 2 663 735, при който се използва голям излишък от ацетон и молното съотношение на ацетон : фенол е 5 : 1, добивът на AMS не надхвърля 55 % от теоретичния.
При процеса съгласно RO 63 168'като реакционен медиум се използва също една еквимоларна смес от фенол и ацетон, която съдържа до 20 тегловни % кумол. В този случай добивът на AMS възлиза на около 60 % от теоретичния.
При процеса по RO 1 563 181 реакционният медиум съдържа 20 % излишък от ацетон и само 1 до 2 % кумол. В този случай добивът на AMS достига вече около 70 % от теоретичния.
При процесите по патентите US. 5 254 751 и US 5 530 166 добивът на AMS достига 80 % d. Th. При тези процеси се използва реакционен медиум, който съдържа до 20 тегл. % кумол и молно съотношение на ацетон : фенол = 1,5 : 5. Същевременно при процеса се използва един смесияелбн реактор и един тръбен реактор. Трябва да се подчертае, че горепосоченият добив на AMS се получава при най-голямото производствено съоръжение.
Успехът, който се постига при патентите US 5 254 751 и US 5 530166. се постига при патента US4 358 618 при съдържание на кумол до 15 % тегл. и еквимоларно съотношение между фенол и ацетон (молно съотношение ацетон : фенол : кумол 1:1: 0,23). В този патент се използва комбинация от един смесияелен реактор и два тръбни реактора. При това съставът на реакционния медиум във всички реактори остава константен, но се прилагат различни температурни интервали : при смесителния реактор 50 - 90 °C, а при тръбните реактори 120- 150 °C.
Резултатите от нашите изследвания и анализът на данните по патентите показват, че количествата на ацетона и кумола, които се подават допълнително в реакционния медиум,са важни за селективността на процеса, но не са решаващи. Както показаха нашите изследвания, много важна е комбинацията от всички горепосочени фактори като оптимално молно съотношение на ацетон : фенол : кумол : вода и правилен избор на реакторите при това съотношение, т. е. един смесителен реактор за разпадане на СНР и един тръбен реактор за разпадане на дикумилпероксида (DCP) и DMPC. Практически при всички патенти и действащи производствени технологии съставът на реакционния медиум, който се характеризира с оптималното молно съотношение на ацетон : фенол : кумол : вода в смесителните и тръбни реакторите константен.
Ние обаче установихме изненадващото обстоятелство, че съставът на реакционния медиум в горепосочените реактори трябва съществено да се отличава един от друг, за да се получи висока селективност и едновременно с това минимално количество на страничните продукти (вж. Примери 2 - 9).
При практическия процес на получаване на фенол и ацетон не само селективността на процеса е извънредно важна, а така също и количеството на страничните продукти като мезитилоксид (МО) и хидроацетон (НА), които затрудняват разделянето на продуктите и съществено повишават разхода на енергия.
Досега при горните патенти това обстоятелство не се вземаше под внимание. Както нашата изследователска работа показа (вж. Табл. 1), оптималните условия за добив на AMS и за минимизиране' на количеството на гореспоменатите странични продукти не съвпадат помежду си. Така ние установихме експериментално, че едно повишаване на диапазона на температурата, което бе препоръчано от US 4 358 6Т8, при еквимоларна смес от фенол и ацетон, която съдържа 15 тегл. % кумол, предизв^к- * ва нежелано повишаване на съдържанието на МО до около 750 ррт. Това означав’а, че, от една страна, при всички процеси при повишаването на температурата се получава подобряване на добива на AMS и че, от друга страна, концентрацията на МО значйтелно се повишава (вж. Таблица 1). Тъй като при всички процеси се поставят строги изисквания за съдържанието на МО във фенола (< 10-15 ррт), по отношение на оптимиране на процеса важно е не само гледната точка на повишаване на добива на AMS, а също и гледната точка на минимизиране на съдържанието на горепосочените странични продукти и примеси.
Таблица 1
Показатели Температура °C
100 120 140
Добив на AMS*, % d. Th. < 70 73 78
Мезитилоксид (МО), ррт 124 319 751
* Добивът на AMS е посочен според фиг. 1 на патента US 4 358 618
При един процес с високо ацетоново съдържание в реакционния медиум, като при патентите US 2 663 735 и US 1 109 297. може да се получи още по-висока концентрация на МО в продуктите на разпада (1200 ppm). Такива големи количества на странични продукти водят до значителни енергийни разходи за процеса.
Съгласно US 5 530 166 се работи с голям излишък на ацетон (молно съотношение ацетон : фенол 1,5 : 1), при което реакционният медиум може да съдържа до 20 тегл. % кумол.
DE 19 15 480 А описва употреба на технически кумолов хидропероксид, който съдържа най-малко 70 тегл. % кумолов хидропероксид. Остатъкът до 30 % се състои от кумол и 4 до 10 % други странични продукти, като DMPC, АСР и DCP. Съществено е, че реакционната смес чрез добавяне на ацетон трябва да се доведе до най-малко 37 до 48 тегл. % ацетон, за да се избегнат нежелани странични реакции. Това има за следствие, че от реакционните продукти за получаване на фенол най-напред този излишък от ацетон трябва да се отстрани със значителен разход на енергия за изпаряване и да се увеличи съответно общия~ реакционен обем, с което се увеличават апаратните разходи.
При всички изброени етапи на процеса от оксидацията до изолирането на крайните продукти се появяват загуби от краен продукт, докато около 75 % от общите енергийни разходи за процеса се падат на фазата на ректификация на продуктите на разпада на СНР.
Нужно е и значително допълнително количество енергия, за да се концентрира полученият разреден СНР дс желания състав за въвеждане във фазата на разпадане на СНР. Тъй като усвояването на кумол в оксидационната фаза на производствения процес възлиза на 15-35 %. тъй като при повече от 35 % селективността на оксидационната реакция силно се намалява при повече от 35 % усвояване на кумола, получените оксидационни продукти трябва да се концентрират. Концентрацията се извършва на няколко етапа, за да достигне остатъчно съдържание на кумол в получения технически СНР от 1-2 % до 10-15 %. При това, от необходимото ниско съдържание на кумол в оксидационна~а фаза се поражда допълнителен разход на енергия за отделяне на неусвоения кумол от СНР за следващото повторно въвеждане на кумола в оксидационния етап.
Изчисленията и промишленият опит показаха,че е нужно да се отдестилира 3,87 т кумол,така че при усвояване на 20 % за едно преминаване да се достигне пълно усвояване на 1 т кумол. Разходът на пара при това възлиза на 1,2 т/1 т фенол,а съдържанието на кумол в техническия СНР е 1 - 2 %.
Техническа същност на изобретението
Ние установихме експериментално, че при тази фаза покрай разхода на пара протичат и странични реакции от СНР до DMPC и до ацетофенол (АСР). Количеството на тези странични продукти нараства на 20 % при остатъчно съдържание на кумол от 1 - 2 % тегл. в техническия СНР. Повишението на съдържанието на кумол в техническия СНР до 10 -15 % намалява химическите загуби до 8 -10 %. Проведените изследвания на влиянието на кумола върху стабилността на СНР показаха, че при концентрация на кумол в техническия СНР над 20 тегл. % е възможно напълно да се изключи термичнбто разпадане на СНР.
Както нашите изследвания и пресмятания показаха, енергийните разходи за етапа на концентриране намаляват с около 70 % и възлизат на 0,95 т пара /1 т фенол, ако съдържанието на кумол в техническия СНР се повиши до 25 тегл. %. Едновременно стова химическите загуби от СНР практически напълно се премахват (Таблица 2).
Таблица 2
Съдържание на СНР и кумол в техническия СНР, в тегл. % Нарастване съдържанието на DMPC и АСР при кониентриране на оксидашюнните продукти в % от сместа Разход на пара за концентрирането на оксидационните продукти в т пара/т фенол
СНР кумол
93,0 1.0 20 1,20
83,0 10,0 10 1,12
73,0 25,0 < 0,5 0,95
Увеличението на съдържанието на неотдестил^ан кумол в техническия СНР намалява химическите загуби и енергийния разход fc тази фаза, ©баче затруднява провеждането на хомогенното кисело разпадане на СНР. По тази причина изследователите и производителите не препоръчват прилагането ла кумолови концентрации над 10-12 тегл. %, въпреки че в патентите се споменават и съдържания на кумол до 20 тегл. %.
Ключов проблем на употребата на кумолови концентрации в етапа на кисело разпадане на СНР е именно сигурното протичане на този етап. Без решение на този проблем провеждането на процеса в медиум с повишено съдържание на кумол води до акумулация на не^разпаднал се СНР в реакторите и експлозия, доколкото разпадането на СНР е свързано с отделяне на 1600 kj/kg (380 ккал/кг), което е еквивалентно на покачване на температурата със 700 °C.
Вторият проблем, който трябва да се реши.е значителното повишаване на разхода на енергия в етапа на ректификация на продуктите на разпада, когато съдържанието на кумол в продуктовата смес нараства.
Проведените от нас анализи и изчисления показаха, че при процеса съгласно известното ниво на техниката намаляването на разхода на енергия чрез наютстраняване на кумола в етапа на концентриране на СНР значително се превъзхожда от енергийните и производствени разходи за разделяне на продуктите на разпада и обратното подаване в оксидационния етап на кумола, който е бил отделен едва на края на процеса. Общият кумол трябва при това да бъде предаван през всички етапи на процеса и значително затруднява последващото пречистване на фенола от съдържащи се онечиствания от няколко ppm.
При разработения от нас комплексен метод се удава да бъдат отстранени гореописаните недостатъци и да се получи енергийна икономия от цялостния процес. При това се повишава сигурността на етапа на разпадане при едновременно повишаване на селективността и намаляване на количеството на страничните продукти. При това се постига солите в етапа на неутрализация значително да се намалят. Тези предимства се доказват от нашите лабораторни изследвания, които са описани в Примери 2 - 9 и фиг. 4.
Както показаха нашите изследвания, реакциите на превръщане на дикумилпероксида (DCP) и DM PC и разпада на СНР трябва да се провеждат в реакционни медии с различен състав. По такъЕ начин се получава по-висока селективност и повисоко усвояване на DCP.
Съгласно изобретението, разпадът на дикумилпероксида и диметилфенилкарбинола се провеждат в тръбен реактор с намалено съдържание на ацетон, като намаленото съдържание на ацетон се 'остига или чрез отстраняване на една част от ацетона, или посредством подаване на допълнителни количества кумолова и водна фракция в продуктите на разпада, или т-3к с прилагане и на двата начина.
Така, в еквимоларна смес с~ кумол-ацетон, която съдържа до 15 тегл. % кумол, оптималната селективност се постига при едно остатъчно съдържание на DCP от 0,5 тегл. %, което отговаря на общи загуби от 0,5 % спрямо крайния продукт фенол, ацетон и AMS.
V?.,.
При разработения от нас ме~од при молно съотношение на фенсй):
ацетон : кумол = 1 : (1-0,77) : (0,36-0,85) се постигнат най-добри резултати по бтношение на добив на AMS и разход на кумол, отнесени към 1 тон фенол, както и Образуване на фенолов катран при остатъчно съдържание на DCP от 0,06 -0,09 тегл.%, т.е. при приблизително 100 % усвояване на DCP, което при другите патенти не е постигнато. Същевременно ние уста-овихме, че се постига минимално образуване йа фенолов катран и съответно най-добро използване на кумола при нецмаксимален добив на AMS (фиг. 4).
фиг. 4 показва, че едно съгоставяне на ефективността на различните технологии на базата на добива на AMS не е напълно коректно и че по-правилно е ефективността на процесите да се сравнява по разхода на кумол, отнесен към фенола.
Резултатите от нашите изследвания, които са изобразени графически на фиг. 5 и 6, показват, че количеството на реакционната маса на разпада (RMS) на разтворен Na2SO4 от 2000 ррт без кумол пада до 2 ррт при 40 тегл, % RMS.To3n ефект при технологията съгласно изобретението се постига чрез изменение на състава на реакционния медиум в етапа на превръщане на DCP и чрез допълнително въвеждане на кумол в етапа на неутрализация. Едновременно стова количеството на разтворената в RMS вода пада от 12 % на 3,5 %.
В резултат, посредством променливия състав на реакционния медиум, методът съгласно изобретението решава няколко технически проблема:
1. Ефективно отстраняване на натриевите соли (Na2SO4, NaHSO4, Na-фенолати) от продуктите, които се въвеждат при разделянето, което при други технологии не може да бъде постигнато.
2. Намаляване на разхода на енергия посредством намаляване на съдържанието на вода в RMS, чиято енергия на изпаряване (2255kJ/kg )539 kcal/kg)) е значително повисока от тази на кумола (326 kJ/kg(78 kcal/kg)).
3. Осигурява се сигурно разпадане на СНР.
4. Осигурява се висока селективност в реактора при превръщането на DCI и DMPC, каквато при други технологии е непостижима.
5. Намаляват се страничните продукти мезитилоксид и хидроксиацетон (табл.З)
Пояснение на приложените фигури
Изобретението се изяснява по-подробно с помощта на приложените фигури, на които е показано:
Фиг. 1. Зависимост на реакционната константа К2 на разпада на СНР при променлива концентрация на кумола във фенол-ацетоновия медиум.
Фиг. 2. Зависимост на реакционната константа К2 на разпада на СНРпри променливо съотношение на фенола към ацетона.
фиг. 3. Зависимост на реакционната константа К2 на разпада на СНР при променлива концентрация на водата.
фиг. 4. Зависимост на добива на AMS и на фенолов катран, отнесени към 1 т фенол, при различно усвояване на DCP.
фиг. 5. Зависимост на съдържанието на разтворена H2SO4 в реакционната маса на разпада от съдържащия се в нея кумол.
фиг. 6. Зависимост на съдържанието на разтворена вода в реакционната маса на разпада от съдържащия се в нея кумол,
Фиг. 7. Една принципна схема на особено предпочитано устройство за провеждане на процеса съгласно изобретението, на която са показани елементите 1дестилационен етап (1 А, В), 2- реактор за разпад на CMP (2А, В, С), З-изпарител, 4 реактор за разпад на DCP/DMCP, 5-неутрализатор, 6-колона за отделяне на ацетон, 7-колона за отделяне на кумол, 8-колона за разделяне на фенол/кумол/AMS, 9обратен тръбопровод за кумол за оксидация (поток II), 10- подаваш, тръбопровод за кумол-оксидационни продукти (поток I), 11-тръбопровод за концентрираните кумолоксидационни продукти, 12-тръбопровод за охладителна вода, 13-смесител за оксидационни продукти, обратен поток и катализатор, 14-помпа, 15-подавателен тръбопровод за (H2SO4) катализатор, 16-калориметър ΔΤ. (миниреактор), 17-отвеждащ тръбопровод за ацетон, 18-обратен тръбопровод за кумол/AMS за хидриране, 19подавателен тръбопровод за неутрализационно средство (NaOH), 20-Подавателен тръбопровод за неутрализация, 21-отвеждащ тръбопровод от неутрализацията (поток VI), 22-Отвеждащ тръбопровод за отпадни води, 23-циркулационна помпа за неутрализацията, 24-тръбопровод за пресен ацетон (поток VII), 25-тръбопровод за пресен фбнол (поток VIII), 26-обратни тръбопроводи за кумол (поток IV, IVa, IVb), 27, 27'сепаратор за кумол-вода, 28-обратен тръбопровод за вода (поток III), 29-тръбопров$д за фенол/кумол/AMS, 30-отвеждащ тръбопровод за фенолов катран за ректификация*
Оксидационните продукти се подават по тръбопровода 10 в апарата 1А, където под действието на съдържащата се в оксидационните продукти топлина се осъщест^Гва изпаряването на една част от кумола, който се подава в оксидацията през тръбопровода 9.По-нататъшното концентриране се извършва в един или в два последователно разположени апарата 1В, С (вторият апарат 1С не е по-жазан на схемата) за сметка на подадено отвън такова количество топлина, че съдържанието на кумол в получения технически СНР да надхвърли 21 % но да остане под 30 тегл.%.
Като дестилационно съоръжение за оксидационните продукти могат да се използват обикновените стандартни апаратури (вакуумни изпарители с разположен външно или вътре циркулационен изпарител, тънкослойни изпарители с филмов кондензатор и др.). Независимо от типа на изпарителя, предпочита се поддържането на съдържание на кумол от 26 - 28 тегл. % във ваната. Полученият технически СНР има следния състав (тегл. %):
СНР 75 - 64, за предпочитане 67 - 65 кумол 21 - 30, за предпочитане 28 - 26
DMPC
ACP
DCP
8-3
1,2-0,4 0,5-0,2
Концентрациите на DMPC, ACP и DCP могат силно да се променят според степента на оксидация и pH на медиума в оксидационния реактор и не са ограничени в посочените стойности. Ограничението се отнася само за кумола и СНР.
За разпадането на СНР се използва обикновено устройство (фиг. 7), състоящо се от не по-малко от три топлообменника 2(А, В, С), които се охлаждат от протичаща през тръби вода, докато СНР и циркулиращите продукти на разпада се намират в съдовете. Охладителната вода се подвежда през тръбопровода 12, а концентрираните оксидационни продукти през тръбопровода 11, В смесителя 13 оксидационните продукти се смесват с циркулиращите в реактора 2 продукти на разпада и с катализатора. Разпадането на СНР се провежда с помощта на сярна киселина като катализатор, чиято концентрация от 200 - 300 ppm се регулира автоматично с помощта на измервателен уред за проводимост (не показан). Сярната киселина се подава към реакционната маса, циркулирана от помпата 14 през тръбопровода 15. Разпадът на СНР се провежда в медиума, който съдържа за предпочитане 26 - 28 тегл. % кумол, при молно съотношение на фенол : ацетон =1:1.
Концентрацията на кумола в устройството може да варира от 21 до 30 тегл. %.
Разпадът на техническия СНР, който съдържа променлива концентрация кумол в описаното устройство, се провежда според съдържанието на кумол, съгласно следната формула:
480.GCHP
Шцирк — ( I) %кумол където GUnPK е количеството на циркулиращите оксидационни продукти в т/час, GCHP е количеството на подадения за разпадане технически СНР в т/час и % кумол е процентното съдържание на кумол в техническия СНР.
Провеждането на процеса на разпадане на СНР по гореописания начин осигурява стабилност и сигурност при променливо съдържание на кумол в техническия СНР и съответно при променлив състав на реакционния медиум, който се характеризира с молно съотношение на фенол : ацетон : кумол = 1 : 1 : (0,38-0,61).
При променливо съдържание на кумол в техническия СНР величината на усвояване на СНР остава константна, съответно на горната формула (1) и се коригира според величината на температурната разлика ΔΤΠ на един калориметьр 16, който представлява един „мини“ тръбен реактор, монтиран, както е показано на схемата на фиг. 7. Усвояването на СНР за едно преминаване възлиза на 76 - 88 %. При отклонение от определеното по формула (1) съотношение, сигналът за ΔΈ, посредством клапи коригира дебита на охладителната вода подавана в реакторите 2А, 2В и 2С.
Зависимостта между съотношението по формула (1) и коригиращото действие на клапите, които регулират дебита на охладителната вода в реакторите за разпадане на СНР според ΔΤ,, осигурява двойна защита на процеса на разпадане на СНР и минимизира образуването на димерен AMS и на комплицирани феноли при този етап.
Продуктите на разпада на СНР, които съдържат неусвоен CHR, постъпват в изпарителя 3, където част от ацетона се изважда благодарение на отделяната топлина at - ι от реакцията на разпадане, с което се намалява неговата концентрация и съответно. * количеството на образуваните от ацетона МО и НА в реактора 4 за преобразуване^ \Жх····-з» на DCP и DMPC. Изпарението на ацетона се извършва адиабатно, предимно под ваЖ-Т.3 куум от 400 - 666 hPa (300 - 500 тора), или при нормално налягане. Ацетонът се отвежда през тръбопровода 17._
Обедненият на ацетон продукт постъпва от долната част на реактора 3 в реактора 4 за разпад на DCP и DM PC, който работи на принципа на тръбните реактори . Концентрацията на СНР в този поток възлиза на 0%. Вследствие на извеждането на ацетона в реактора 3, последващото разпадане на DCP и дехитратация на DM PC в реактора 4 протича в реакционен медиум, който се различава от реакционния медиум, в който се провежда разпадъгна СНР в смесителния реактор 2.
За оптимиране на състава на реакционния медиум за получаване на по-висок добив на AMS кумоловата фракция (от потока IV) и циркулиращата вода (от потока III) се подават в количества от 160 и от 1 до 30,4 кг, отнесени към 1 тон технически СНР, през тръбопроводите 25 и 28 към реактора 4. В резултат от това съставът на реакционния медиум съответства след извършените промени в реактора 4 на молно съотношение на фенол : ацетон : кумол =1 : (1-0,77): (0,35 - 0,87).
Разпадът на DCP и DMPC в тръбния реактор 4 се провежда според количеството на подадения кумол и вода при температури от 150 до 168 °C, както е описано в примерите 2-9.
Управлението на разпада на DCP и DMPC се извършва според отношението ΔΤ7ΔΤ2, което в съоръжението се поддържа в границите от 1,5 до 21,4.
Величината Δ^ представлява разликата в температурите на продуктите на разпада на входа и изхода на миниреактора (калориметьра 16). Величината ΔΤ2 представлява разликата в температурите на входа и на изхода на реактора 4 за превръщането на DCP. Величината на съотношението им трябва да се поддържа в границите от 1,5 до 21,4. Най-добро е съотношението 3 - 8. Тези условия правят възможно сигурното протичане на разпада на СНР и селективното превръщане на DCP при усвояване на последния над 97 %, което при други процеси не може да се постигне.
След напускане на реактора 4 продуктите на разпада се охлаждат до температура 30 - 50 °C. При това през тръбопровода 26 могат да се подадат до 255, а за предпочитане до 160 кг/тон, отнесени към 1 тон технически СНР, от кумоловата фракция от горната част на колоната 7 и до 20 кг/тон вода от един сепаратор 27' от главата на колоната 8.
Продуктите на разпада съдържат още и сярна киселина и за нейното отстраняване те се отвеждат през тоъбопоовода 20 в неутрализатора 5. Неутрализацията на сярната киселина се осъществява с подаване на алкални агенти, като NaOH, Na2CO3 и Na-фенолати през тръбопоовода 19. При това в неутрализационния етап на дъното на устройството 5 се отделя натриев сулфат, като концентрирана течна фаза, която се отстранява чрез декантиране през помпата 23 и тръбопровода 22. Постигнатото посредством въвеждането кумолова фракция към продуктите на разпада изменение на състава на реакционния медиум създава възможност да се отделят от органичната фаза образуваните при неутрализацията соли за 2 - 3 пъти по-късо време,отколкото при нивото на техниката и при това с висока ефективност (над 95 %). Концентрацията на соли в извежданата през тръбопровода 21 органична фаза (поток VI) е под 10-20 ppm.
В етапа на неутрализация на сярната киселина общото съдържание на кумол и α-метилстирол в продуктите на разпада, благодарение на въвеждането на въглеводордна фракция възлиза на 40 %, водното съдържание на 3,5 %, а концентрацията на солите в продуктите на разпада след етапа на неутрализация на сярната киселина - 3 до 20 ppm.
Трябва'да се подчертае, че при всички съществуващи технологии отделянето на солите изисква много време (от 1,5 до 24 часа). Това налага да се използват затворени съоръжения с голям обем и въпреки това ефективността на отделянето не превишава 90 %. За сигурната функция на топлообменниците по тази причина трябва да се инсталират скъпи коалесцентни филтри със специална конструкция. Само по този начин се удава да се свали съдържанието на соли в продуктите на разпада на 10 - 20 ppm, което при прилагане на изобретението се постига без филтри. Ацетонът, обикновено след въвеждане и на отделения в изпарителя ацетон през тр^-$ бопровода 17, се изолира в колоната 6 от продуктите на разпада и през тръбопров^ · s да 24 се отвежда за по-нататъшна преработка. Отделените от ацетона продукти наj разпада (поток VIII) се отнемат като утаечен продукт от колоната 6 и през тръбопр^ « вода 25 се отвеждат за по-нататъшна ректификация..
Отделянето на кумола от продуктите на разпада се извършва в две, разпол®-) жени една след друга колони 7 и 8. В колоната 7 се отнема като продукт от върха на колоната фракцията,съдържаща кумол, която не съдържа повече от 1 % AMS и 0,3 % тегл. фенол. От върха на тази колона се изземва практически и всичката вода, която след това се отделя от кумоловата фракция в сепаратора 27 и се подава в колоната 8. Като продукт от дъното на колоната 7 се отделя суровиятфенол и през тръбопровода 29 се въвежда в колоната 8. Като продукт от върха на колона 8 се отнема през тръбопровод 18 и сепаратор 27' една фракция от кумол и AMS (поток IX), която се преработва по-нататък по познат начин. Като продукт от дъното на колона 8 през тръбопровод 30 се отнема суров фенол, който практически не съдържа кумол и AMS.n по познат начин се преработва по-нататък.
От върха на колоната 8 се извежда всичката вода, която се отделя от кумола и AMS в сепаратора 27' и се подава в реактора 4 за превръщане на DCP и DM PC. Този метод позволява да се снижи нуждата от прясна вода за процеса 2 - 3 пъти и с това, да се намали пропорционално количеството на отпадната вода. Общото намаление на разхода на енергия при илюстрирания на схемата метод съгласно изобретението, при използване на две колони е обусловено от намаляване разтворимостта във вода на продуктите на разпада от 10 -12 % до 3,0 - 3,5 % при прилагания при този метод състав на продуктите на разпада, които се подават за разделяне.
Общото намаление на разходваната при процеса пара възлиза на 0,6 тона/тон фенол, благодарение на икономията на топлина при етапите на концентриране наоксидационните продукти и разделяне на продуктите на разпада.
Съществените разлики между процесите съгласно изобретението и тези по патентите RU 1 361 937, US 2 663 735, RO 1 563181, US 5 254 751, US 5 530166 и US 4 358 618 се състоят в следното:
1. Етапът на концентриране на СНР се води до остатъчно съдържание на кумол от 21 до 30 тегл. %, за предпочитане 26 - 28 тегл. %.
2. Разпадането на СНР и на DCP се провежда в смесителни реактори и в тръбни реактори при съответно различаващи се състави на реакционния медиум при споменатите реактори, докато съставът на реакционния медиум при всички други технологии се поддържа константен.
3. Разпадането на DCP и на DMPC в тръбен реактор се провежда при следните условия:
а) при намалено съдържание на ацетон в реакционния медиум, което се постига чрез предварително отстраняване на част от ацетона и/или чрез допълнително подаване на кумолова и водна фракция;
б) при температури, които преместват равновесието на реакцията на превръщане на DMPC в посока към AMS и които позволяват почти 100 % усвояване. При досегашните технологии съотношението на фенол : ацетон е 1 :1 до 1 :1,5, т.е. въвежда се допълнително количество ацетон. Прилаганият при метода по изобретението начин на намаляване на съдържанието на ацетон в реакционния медиум не е използван по-рано, а също така и метод^гна едновременно подаване на вода и кумолова фракция в реактора за разпадане на DCP и DMPC. Комбинирането на двата метода прави възможна висока селективност, при което се достига почти 100 % усвояване, което при други технологии не е достигано (селективността не е по-висока от 90 %).
4. Управлението на процеса на разпадане на СНР и DCP / DMPC се извършва чрез отношението АТУАТг, където ДТ2е разликата в температурите на входа и изхода на реактора за разпада на DPC и DMPC , а ΔΤ, е разликата в температурите на калориметъра на устройството за разпада на СНР, с което се постига едновременно сигурност на процеса и висока селективност. При досегашните технологии за постигане на сигурност на процеса се използва само методггна калориметъра (ΔΤβ.
5. В етапа на неутрализация за ефективно отстраняване на образуваните соли се подава допълнително количество кумол. Аналози на това не са познати.
6. Водното съдържание на продуктите на разпада след етапа на неутрализация не надхвърля 5 тегл. %, с което се намаляват енергийните разходи на процеса. При досегашните технологии водното съдържание е 6 -12 %.
·,τν·
7. Подаваната в реактора за разпада на DCP и DMPC и в етапа на отстраняване на солите кумолова фракция се отстранява с използването на колона и от този ет^п се връща обратно в процеса. w
8. При процеса се намалява разходът на прясна вода и съответно се намаляват разходите за пречистване на отпадните води.
Изброените предимства и разлики на технологията съгласно изобретението се илюстрират с примерите 2 до 9. Примерите са резюмирани в таблица 3.
Пример 1 (сравнителен пример)
Оксидационни продукти със следния състав:
Състав на продуктите на оксидация Наименование на продуктите Общо
Кумол СНР DMPC АСР DCP
Тегловен % 71,536 26,7 1,436 0,239 0,089 100
тона/час 147,056 54,887 2,952 0,491 0,183 205,569
Селективност, мол-% 93,17
което отговаря на обща селективност 93,17 мол-%2се подават в етапа за концентриране, за да с получи технически СНР. След концентрирането техническият СНР има следния състав:
Състав на техническия СНР Наименование на продуктите Общо
Кумол СНР DMPC АСР DCP
Тегловни % 12,31 81,9 4,7 0,8 0,3 100
тона/час 6,2184 41,5314 2,3762 0,4044 0,1517 ' 50,502
Селективност, мол-% 92,7
което отговаря на обща селективност за двете степени - оксидация и концентрация от 92,7 мол-%. Загубата на селективност от частичното разпадане на СНР към DMPC и АСР в етапа на концентриране възлиза на 0,47 % (абсолютни). Разходът на пара за етапа на концентриране възлиза на 0,69 тона, отнесени към 100 % СНР; и 1,12 тона, отнесени към 1 тон получен фенол.
Полученото количество 50,502 т/час технически СНР се подава в етапа на разпадане. Разпадането протича в присъствието на 200 - 300 ppm H2SO4 в един реакционен медиум, чийто състав се определя от получените продукти на разпад, СНР и допълнително добавения ацетон.
Разпадът се провежда съгласно US 5 530 166 (Пример 2) в реакторен блок, състоящ се от три, разположени един след друг реактора, които работят по принципа на смесителните реактори, при които смесването се осъществява от циркулацията на продуктите на разпада.
Излизащите от последния реактор за разпад на СНР продукти на разпада постъпват в реактора за разпад на DCP, който работи на принципа на тръбен реактор.
Към реакционния медиум, в който е протекъл разпадът на СНР, се добавя ацетон в съотношение съгласно изобретението, в количество 6025 кг/тон.
След добавянето на допълнително количество ацетон реакционният медиум има състав, характеризиращ се с молно съотношение на фенол : асетон : кумол, което в конкретния пример е 1 :1,36 : 0,2.
Този състав на реакционния медиум се поддържа в реакторите за разпад на СНР и DCP.
Температурата в реактора за разпад на DCP възлиза на 90- 100 °C, концентрацията на вода е 1,38 -1,7 тегл. %. В конкретния случай е 1,5 тегл. %.
Подаденият допълнително в реакционния медиум в етапа на разпад на СНР ацетон се отделя в изпарителя, който е разположен след реактора за разпад на DCP. Отделеният в изпарителя и кондензиран в охладителя ацетон се връща обратно в процеса, в етапа на разпад на СНР.
За да се намалят загубите от крайните продукти фенол и AMS, в изпарителя се подава амонячен разтвор за частична неутрализация на сярната киселина.
Контролът и управлението на разпада на СНР, заради сигурността на процеса при този етап, се извършват чрез спазване на определена температурна разлика между два калориметьра, които са инсталирани в циркулационния тръбопровод за продуктите на разпада и в тръбопровода за подаване на продуктите в реактора за разпад на DCP. Концентрацията на най-важните примеси и странични продукти в производствения поток след изпарителя е показана по-долу: *
Концентрация на странични продукти тегловни % Концентрация на примес» ppm s
AMS AMSдимер DMPC АСР Кумилфенол DCP НА МО
3,17 0,33 0,34 0,8 0,50 0,24 1500 300 t
Добивът на AMS възлиза на 76 % от теоретичния след етапа на разпад, а обр£|. зуването на фенолов катран е 44 кг /тон фенол.
Получените продукти на разпад се неутрализират с NaOH, разреждат се с вода до водно съдържание 10-12 тегл. % и се отвеждат в етапа на отделяне на солите. След отделяне на основната част от солите съдържанието на последните в реакционната маса на разпада (RMS) е 2000 ppm.
Съдържащият 12 тегл. % вода RMS отива за разделяне, извършвано по обикновения начин, където ацетонът се отделя от сместа от кумол-AMS, фенол и продуктите на частична кондензация.
Разходът на пара за етапа на разделяне на ацетона от сместа кумол-AMS възлиза на 2,9 т/т фенол.
Коефициентът на разход кумол / фенол за етапа на разпад възлиза на 1318 кг/тон.
Така в процеса се получава:
Полезни продукти кг/час Фенол 25470,4 Ацетон 15869,4 а-метилстирол 1616
Странични продукти на изхода на устройството за разпад на кумолхидропероксид, кг/тон фенол „фенолов катран 44
Разход на пара т/т фенол При дестилацията 1,12 При разпада 0,07 При разделяне на ацетон и AMS/кумол 2,9
Общ коефициент на разход кумол/фенол, вкл. крекинг на „феноловия катран, кг/т фенол 1313
Пример 2
Продуктите от оксидационния етап на кумола, при който селективността достига 93,17 мола, чиито състав е същият, както при Пример 1, се подават в етапа за концентрация на СНР. След концентрацията техническият СНР има следния състав:
Състав на техническия СНР Наименование на продуктите Общо
Кумол СНР DMPC АСР DCP
Тегловни % 30,0 65,68 3,52 0,59 0,21 100
тона/час 18,900 41,3784 2,2176 0,3717 0,1323 63,0
Ефективност, мол-% 93,17
който отговаря на обща ефективност за двата етапа от 93,17 и на отсъствие на неселективен разпад на СНР в етапа на неговата концентрация.
Разходът на пара в етапа на концентрация възлиза на 0,576 т, отнесен към 1 тон 100 % СНFJ и 0,933 т, отнесен към 1 тон получен фенол.
Полученият в количество от 63 т/час технически СНР се подава в етапа за разпад, който се провежда така, както бе описано в горната схема на процеса.
Разпадът протича в реакционен медиум, при който молното съотношение на фенол : ацетон : кумол = 1:1: 0,61.
Подаването на циркулационни продукти се настройва съгласно формулата: GWK = (480*63) / 30 = 1008 т/час.
при което усвояването за едно преминаване се запазва константно. Усвояването се пресмята като разлика между концентрацията на СНР на входа на реактора А след смесването с циркулационните продукти и на изхода от реактора С, отнесена към концентрацията на СНР на входа на реактор А и възлиза на (4,3-0,73)/4,3*100 = 83 %.
Съотношението ΔΤ2 / Δ^ = 2,3. Температурата на процеса на разпад на СНР възлиза на 50° С при съотношение ΔΤ, / ΔΤ-, = 2,3 и GWPK= 1008 т/час. Тя се постига посредством вариране на подаването на охладителна вода в топлообменниците на реакторите 2А, В и С.
RMS отива в изпарителя, където сместа от ацетон,кумол,вода и фенол в количество 4400 т/час се отдестилирва под вакуум от 453 хПа (340 тора).
Към потока от излизащите от долната част на изпарителя 3 продукти се добавят 10000 кг/час кумол и 1000 кг/час вода. В резултат от протеклите изменения реакционният медиум се характеризира с молно отношение на фенол : ацетон : кумол = 1 : 0,78 : 0,87. Концентрацията на вода в продуктите, които идват от реактора за разпад на DMPC и DCF) възлиза на 2,50 тегл. %. Процесът на разпад на DMPC и DCP протича при температура 168 °C. Концентрацията на най-важните примеси и странични продукти в потока след реактора за разпад на DMPC и DCP е показана по-долу:
Концентрация на странични продукти тегловни % Концентрация на примес^ №£
AMS AMSдимер DMPC АСР Кумилфенол DCP НА МО
2,55 0,13 0,04 0,53 0,19 0,01 950 70
Добивът на AMS възлиза на 90,6 % от теоретичния след етапа на разпадане на
DCP и DMPC, а образуването на фенолов катран е 24,4 кг/тон фенол. *
Получените продукти на разпад се неутрализират с NaOH, обезводняват се до
водно съдържание 10 -12 тегл. % и се отвеждат в етапа на отделяне на солите.
Благодарение на повишеното до 40 тегл. % съдържание на кумол в продуктите на разпад отделянето на солите протича ефективно и на изхода от неутрализационния етап 5 концентрацията на соли в органичната фаза възлиза на 5 ррт.
Пречистените от соли продукти (поток VI) постъпват в колона 6, където ацетоновата фракция се отнема като продукт от върха (поток VII). Продуктът от дъното на тази колона постъпва в колона 7, където се извършва разделянето на кумоловата фракция и на водата, които се отделят в сепаратор. Кумоловата фракция в количество 10000 кг/час отива в реактор 4, а водната фракция в количество 1000 кг/час се от вежда от сепаратора на колона 7 в колона 8, където кумоловата фракция и водата се отнемат като продукти на върха. След разделянето в сепаратора фракцията кумолAMS се отвежда за хидриране, а водата-в устройството за разпад на DCP и DMPC.
Разходът на пара за етапа на разделяне на ацетона и сместа от кумол-AMS възлиза на 2,46 т/тон фенол.
Коефициентът на разход н£ кумол/фенод за етапа на разпада възлиза на 1300 кг/т.
Така в процеса се получава:
Полезни продукти кг/час Фенол 25573,6 Ацетон 15817,5 а-метилстирол 1794
Странични продукти на изхода на устройството за разпад на кумолхидропероксид, кг/тон фенол „фенолов катран“ 24,4
Разход на пара т/т фенол При дестилацията 0,93 При разпада 0,08 При разделяне на ацетон и смес AMS/кумол 2,46
Общ коефициент на разход кумол/Фенол, вкл. крекинг на „феноловия катран“, кг/т фенол 1302
Пример 3
Процесът е като в Пример 2. като техническият СНР има следния състав:
Състав на техническия СНР Наименование на продуктите Общо
Кумол СНР DMPC АСР DCP
Тегловни % 28,0 67,47 3,69 0,62 0,22 100
тона/час 17,1679 41,3686 2,2625 0,3801 0,1349 61,314
Обща селективност, мол-% 93,10
който съответства на обща ефектизност за двата етапа 93,1 тегл. % и показва минимално разпадане на СНР в етапа на неговото концентриране (0,07 % абе.).
Разходът на пара за етапа на концентриране възлиза на 0,58 т, отнесени към 1 т 100 % СНР^ и 0,94 т, отнесени към 1 т получен фенол.
Полученият в количество 61,314 т технически СНР се подава в етапа на разпад, който протича така, както бе описано в горното описание на процеса.
Разпадът на СНР се провежда в реакционен медиум, в който молното съотношение фенол : ацетон : кумол е 1 :1 : 0,55. Подаването на циркулационните продукти се извършва съгласно формулата:
СЦИрк = (480*61,31) /28 = 1051 т/час, така че усвояването на СНР за едно преминаване, при величина на съотношението ΔΤ2 / ΔΤ-, = 1,5, възлиза на 76 %.
RMS постъпва в изпарител, където сместа от ацетон, кумол, вода и фенол в количество 4400 кг/час се отдестилирва под вакуум от 460 хПа (345 тора).
Към потока от продукти, излизащ от долната част на изпарителя 3,се добавят 6200 кг/час кумол и 900 кг/час вода. В резултат от настъпилите изменения реакционният медиум се характеризира с отношение на фенол : ацетон : кумол = 1 : 0,78 : 0,70. Водната концентрация в продуктите, които идват от реактора за разпад на DMPC и DCP, възлиза на 2,75 тегл. %.
Процесът на разпад на DMCP и DCP протича при температура от 160 °C. Концентрацията на главните примеси и странични продукти в потока след реактора за разпад На DM PC и DCP е показана по-долу.
Концентрация на странични продукти тегловни % Концентрация на примеси ppm v
AMS AMSдимер DMPC АСР Кумилфенол DCP НА МО
2,81 0,14 0,05 0,59 0,20 0,02 920 60
Добивът на AMS възлиза на 90,3 % от теоретичния след етапа на разпада на DCP и DM PC, образуването на фенолов катран е 25,4 кг/т фенол.
Към получените продукти на разпад се добавя такова количество кумолова фракция, че общото съдържание на кумол и AMS да достигне 40 тегл. %. Количеството кумолова фракция, което се отделя като продукт от върха на колона 7, възлиза на 8790 кг/час, от които 6200 кг/час се подават в етапа на разпадане на АСР и DM PC, a 2590 кг/час в етапа на неутрализация.
Неутрализацията на киселината и отстраняването на солите от продуктите на реакцията се извършват аналогично на пример 2. Съдържанието на соли в RMS възлиза на 17 ррт.
Разходът на пара в етапа на отделяне на ацетона и на сместа AMS-кумол възлиза на 2,46 т/т фенол.
Разходният коефициент кумол-фенол в етапа на разпада е 1301 кг/т.
Така в процеса се получава:
Полезни продукти кг/час Фенол 25564,5 Ацетон 15812,2 а-метилстирол 1825
Странични продукти на изхода на устройството за разпад на кумолхидропероксид, кг/тон фенол „фенолов катран“ 25,4
Разход на пара т/т фенол При дестилацията 0,94 При разпада 0,08 При разделяне на ацетон и смес AMS/кумол 2,46
Общ коефициент на „феноловия катран' разход кумол/фенол , кг/т фенол вкл. крекинг на 1303
Пример 4
Процесът е като в Пример 2, като техническият СНР има следния състав:
Състав на техническия СНР На/1менование на продуктите Общо
Кумол ! СНР DMPC АСР DCP
Тегловни % 21,01 173,94 4,09 0,70 0,26 100
тона/час 11,7522 141,3591 2,2878 0,3916 0,1453 55,936
Обща селективност, мол-% 93,0
който съответства на постигната сена селективност за двата етапа от 93 мол-% и на загуба от СНР при концентриране^ му от 0,17 %.
Разходът на пара в етапа на концентриране на 0,63 т, отнесен към 1 т 100 % СНи 1,027 т, отнесени към 1 т получен фенол.
Полученият технически CHF з количество от 55,94 т/час се подава в етапа за разпад, който се провежда така, както бе описано в горното описание на схемата на процеса.
Разпадът на СНР се провежда в реакционен медиум, в който молното съотношение фенол : ацетон : кумол е 1 :' : 0,38.
Подаването на циркулационните продукти се извършва съгласно формулата GwpK = (480*55,94) / 21 = 1278 т/чае, така че усвояването на СНР за едно преминаване, при величина на съотношението АТ2 / АТ, = 3,76, възлиза на 88,0 %.
RMS постъпва в изпарител, където сместа от ацетон, кумол, вода и фенол в количество 4400 кг/час се отдестилирза под вакуум от 453 хПа (340 тора). Към потока от продукти, излизащ от долната час- на изпарителя 3, се добавят 8500 кг/час кумол и 1000 кг/час вода. В резултат от настъпилите изменения реакционният медиум се ха рактеризира с отношение на фенол : ацетон : кумол = 1 : 0,77 : 0,61. Водната концентрация в продуктите, които отиват в реактора за разпад на DMPC и DCR възлиза на 2,8 тегл. %.
Процесът на разпад на DMCP и DCP протича при температура от 151 °C. Концентрацията на главните примеси и странични продукти в потока след реактора за разпад ria DM PC и DCP е показана по-долу.
Концентрация на странични продукти тегловни % Концентрация на примеси ррт
AMS AMSдимер DMPC АСР Кумилфенол DCP НА МО
2,94 0,16 0,07 0,63 0,24 0,05 890 50
Добивът на AMS възлиза на 88,6 % от теоретичния след етапа на разпада на DCP и DMPC, образуването на фенолов катран е 28,1 кг/т фенол.
Към получените продукти на разпад се добавя такова количество кумолова фракция, че общото съдържание на кумол и AMS да достигне 40 тегл. %. Количеството кумолова фракция, което се отделя като продукт от върха на колона 7, възлиза на 14200 кг/час, от които 8500 кг/час се подават в етапа на разпадане на АСР и DM PC,'а 5700 кг/час в етапа на неутрализаъия.
Неутрализацията на кисели-ата и отстраняването на солите от продуктите на реакцията се извършват аналогично на пример 2. Съдържанието на соли в RMS възлиза на 15 ррт.
Разходът на пара в етапа на отделяне на ацетона и на сместа AMS-кумол възлиза на 2,55 т/т фенол.
Разходният коефициент кумол-фенол в етапа на разпада е 1303 кг/т.
Така в процеса се получава:
Полезни продукти кг/час фенол 25548,26 Ацетон 15805,8 а-метилстирол 1814
Странични продукти на изхода на устройството за разпад на кумолхидропероксид, кг/тон сенол „фенолов катран“ 18,1
Разход на пара т/т фенол При дестилацията 0,93 При разпада 0,08 При разделяне на ацетон и смес AMS/кумол 2,55
Общ коефициент на разход кумсл/фенол, вкл. крекинг на „феноловия катран“, кг/т фенол 1304
Пример 5
Процесът се провежда като в Пример 4, като техническият СНР има следния състав:
Състав на техническия СНР Наименование на продуктите Общо'
Кумол СНР DMPC АСР DCP
Тегловни % 28,0 67,47 3,69 0,62 0,22 100
тона/час 17,1679 41,3686 2,2625 0,3801 0,1349 61,314
Обща селективност, мол-% 93,1
Полученият технически СНР в количество от 61,31 т/час се подава в етапа за разпад, в който реакционният медиум има молно съотношение фенол : ацетон : кумол - 1 :1 : 0,38.
Подаването на циркулационните продукти се извършва съгласно формулата GWK = (480*61,314) / 28 = 1051 т/час, така че усвояването на СНР за едно преминаване, при величина на съотношението ΔΤ2 / АД = 2,3, възлиза на 76,0 %.
Съставът на реакционния медиум в реактора за разпад на DCP и DMPC се характеризира с молно отношение на фенол : ацетон : кумол = 1:1: 0,53. Водната концентрация в продуктите, които отиват в реактора за разпад на DMPC и DCR възлиза на 2,8 тегл. %.
Процесът на разпад на DMPC и DCP протича при температура от 156 °C.
Концентрацията на главните примеси и странични продукти в потока след реактора, за разпад на DMPC и DCP е показана по-долу.
Концентрация на странични продукти тегловни % Концентрация на примеси ppm
AMS AMSдимер DMPC АСР Кумилфенол DCP НА МО
2,85 0,18 0,06 0,61 0,27 0,00 910 55
Добивът на AMS възлиза на 88,31 % от теоретичния след етапа на разпада на DCP и DMPC, образуването на фенолов катран е 27,7 кг/т фенол.
Към получените продукти на разпад се добавя такова количество кумолова фракция, че общото съдържание на кумол и AMS да достигне 40 тегл. %. Количеството кумолова фракция, което се отделя като продукт от върха на колона 7, възлиза на 10915 кг/час и тя се подава изцяло в етапа на неутрализация. Неутрализацията на ки селината и отстраняването на солите от продуктите на реакцията се извършват аналогично на пример 2. Съдържанието на соли в RMS възлиза на 18 ррт.
Разходът на пара в етапа на отделяне на ацетона и на сместа AMS-кумол възлиза на 2,46 т/т фенол.
Разходният коефициент кумол-фенол в етапа на разпада е 1302 кг/т.
Така в процеса се получава:
Полезни продукти кг/час Фенол 25553)8 Ацетон 15799,0 а-метилстирол 1784,6
Странични продукти на изхода на устройството за разпад на кумолхидропероксид, кг/тон фенол „фенолов катран“ 27,7
Разход на пара т/т фенол При дестилацията 0,94 При разпада 0,08 При разделяне на ацетон и смес AMS/кумол 2,46
Общ коефициент на разход кумол/фенол, вкл. крекинг на „феноловия катран“, кг/т фенол 1304
Пример 6
Продуктите от оксидационния етап на кумола, които имат следния състав:
Състав на продуктите на оксидация Наименование на продуктите Общо
Кумол СНР DMPC АСР DCP
Тегловен % 72.374 24,2 2,931 0,382 0,113 100
тона/час 152,646 53,346 3,759 0,519 0,152 219,903
Обща селективност, мол-% 96,47
който отговаря на достигната селективност от 86,47 мол-%, се подават в етапа за концентрация, за да се получи технически СНР.
След концентрацията техническиятСНР има следния състав:
Състав на техническия СНР Наименование на продуктите Общо
Кумол СНР DMPC АСР DCP
Тегловни % 2Т0 69,2 8,35 1,12 0,33 100
тона/час 12,1989 40,1983 4,8505 0,6506 0,1917 58,09
Обща селективност, мол-% 86,3
който отговаря на една достигната обща селективност от 86,3 мол-% за двата етапа на оксидация и концентрация. Загубата от селективност възлиза на 0,17 % абе. вслед27 ствие на частичен разпад на СНР до DMPC и АСР в етапа на концентрацията. Полученият в количество от 58,09 т/час технически СНР се подава в етапа за разпад.
Ако разпадът на получения технически СНР, който съдържа 8,35 тегл.% DMPC, се проведе така, както е описано в пример 1 (сравнителния пример), то в резултат ще се получи показаната по-долу концентрация на най-важните примеси и странични продукти в потока на продуктите на изхода на изпарителя за ацетон:
Концентрация на странични продукти тегловни % Концентрация на примеси РРт
AMS AMSдимер DMPC АСР Кумилфенол DCP НА МО
5,72 0,56 0,32 0,89 0,84 0,01 1500 300
Добивът на AMS възлиза на 77,8 от теоретичния след етапа на разпад на DCP и DMPC, а се образува фенолов катран 77,6 кг/тон фенол.
Разходът на пара за етапа на разделяне на ацетона и на смес от кумол-AMS възлиза на 3,2 т/т фенол. Разходният коефициент кумол/фенол възлиза на 1350 кг/т в етапа на разпада.
Така в процеса се получава:
Полезни продукти кг/час Фенол 24651,8 Ацетон 15351,8 а-метилстирол 3336
Странични продукти на изхода на устройството за разпад на кумолхидропероксид, кг/тон фенол „фенолов катран“ 44
Разход на пара т/т фенол При дестилацията 1,12 При разпада 0,07 При разделяне на ацетон и смес AMS/кумол 3,2
Общ коефициент на разход кумол/фенол, „феноловия катран, кг/т фенол вкл. крекинг на 1332
Съгласно изобретението етапът на разпад на получения технически СНР се провежда по следния начин:
Съставът на реакционния медиум,в който се провежда разпадът на СНР, се характеризира с молно съотношение на фенол : ацетон : кумол - 1 :1 : 0,42.
Подаването на циркулационните продукти се извършва съгласно формула (1)
GWPk = (480*58,09) / 21 = 1328 т/час, така че усвояването на СНР за едно преминаване, при величина на съотношението ΔΤ2 / ΔΌ = 5,9, възлиза на 77,09 %. Температурата на процеса на разпадна СНР при величина на съотношението ΔΤ2 / ΔΤ4 = 5,9 и GWPK = 1328 т/час се регулира на 52 °C посредством управляване на подаването на вода в топлообменниците на реакторите 2А, В и С.
Към потока, излизащ от долната част на изпарителя, се добавят 1156 кг/час вода. В реактора за разпад на DCP и DMPC съставът на реакционния медиум се ха- j рактеризира с отношение на фенол : ацетон : кумол = 1:1: 0,39. Водната концентрация в продуктите, които отиват в реактора за разпад на DMPC и DCF] възлиза на 3*0 тегл. %. Процесът на разпад на DMPC и DCP протича при температура 168 °C.
Концентрацията на най-важните примеси и странични продукти в потока след реактора за разпад на DMPC и DCP е показана по-долу:
Концентрация на странични продукти тегловни % Концентрация на примеси РРт
AMS AMSдимер DMPC АСР Кумилфенол DCP НА МО
8,19 0,53 0,11 1,1 0,79 0,02 950 70
Добивът на AMS възлиза на 85,4 % от теоретичния след етапа на разпада на DCP и DMPC, образуването на фенолов катран е 60,4 кг/т фенол.
Към получените продукти на разпад се добавя такова количество кумолова фракция, че общото съдържание на кумол да достигне 40 тегл. %. Кумоловата фракция, която се отделя като продукт от върха на колона 7, възлиза на 13710 кг/час и тя се подава в етапа на неутрализация.
Неутрализацията на киселината и отстраняването на солите от продуктите на реакцията се извършват аналогично на пример 2. Съдържанието на соли в RMS възлиза на 8 ppm.
Разходът на пара в етапа на отделяне на ацетона и на сместа AMS-кумол възлиза на 2,8 т/т фенол.
Разходният коефициент кумол-фенол в етапа на разпада е 1334 кг/т.
Като резултат в процеса се получава:
X
Полезни продукти кг/час Фенол 24717,8 Ацетон 15364,6 а-метилстирол 3665,6
Странични продукти на изхода на устройството за разпад на кумолхидропероксид, кг/тон фенол „фенолов катран“ 60,4
Разход на пара т/т фенол При дестилацията 1,03 При разпада 0,08 При разделяне на ацетон и смес AMS/кумол 2,8
Общ коефициент на разход кумол/фенол, вкл. крекинг на „феноловия катран“, кг/тфенол 1322
Пример Ί
Процесът се провежда както в пример З.Техническият СНР има следния състав:
Състав на техническия СНР Наименование на продуктите Общо
Кумол СНР DMPC АСР DCP
Тегловни % 21,01 73,94 4,09 0,70 0,26 100
тона/час 17,7522 41,3591 2,2878 0,3916 0,1453 55,936
Обща селективност, мол-% 93,0
Полученият технически СНР в количество от 55,94 т/час се подава в етапа за разпад, при който реакционният медиум има молно съотношение фенол : ацетон : кумол = 1:1: 0,55.
Подаването на циркулационните продукти се извършва съгласно формула (1) GWK = (480*55,94) / 21 = 1279 т/час, така че усвояването на СНР за едно преминаване, при величина на съотношението ΔΤ2 / ΔΤη = 5 - 7, възлиза на 88,0 %.
RMS постъпва в изпарител, където сместа от ацетон, кумол, вода и фенол в количество 4400 кг/час се отдестилирва под вакуум от 440 хПа (330 тора).
Към потока от продукти, излизащ от долната част на изпарителя 3?се добавят 8500 кг/час кумол и 580 кг/час вода. В резултат от настъпилите изменения реакционният медиум се характеризира с отношение на фенол : ацетон : кумол = 1 : 0,77 : 0,61. Водната концентрация в продуктите, които отиват от реактора за разпад на DMPC и DCF| възлиза на 2,1 тегл. %.
Процесът на разпад на DMC3 и DCP протича при температура от 151 °C.
Концентрацията на главните примеси и странични продукти в потока след реактора за разпад на DM PC и DCP е показана по-долу.
Концентрация на странични продукти тегловни % Концентрация на примеси ppm
AMS AMSдимер DMPC АС3 Кумилфенол DCP НА МО
2,93 0,20 0,06 0,6z 0,29 0,01 890 50
Добивът на А MS възлиза на 57, 6 % от теоретичния след етапа на разпада на
DCP и DMPC, образуването на фенолов катран е 28,8 кг/т фенол.
Към получените продукти на разпад се добавя такова количество кумолова фракция, че общото съдържание на кумол да достигне 40 тегл. %. Кумоловата фракция, която се отделя като продукт с~ върха на колона 7, възлиза на 14100 кг/час, от която 8500 кг/час се подават в етапа -д разпад на DCP и DMPC и 5600 кг/час се подават в етапа на неутрализация. .
Неутрализацията на кисели-ата и отстраняването на солите от продуктите на..« реакцията се извършват аналогично на пример 2. Съдържанието на соли в RMS възлй-ϊ за на 17 ppm. Разходът на паса в етапа на отделяне на ацетона и на сместа AMS-кумол възлиза на 1,55 т/т фенсл. *
Разходният коефициент куме -фенол в етапа на разпада е 1305 кг/т. fT 1
Като резултат в процеса се олучава:
Полезни продукти кг/час Фенол 25545,5 Ацетон 15812,7 а-метилстирол 1794
Странични продукти на изхода на устройството за разпад на кумолхидропероксид, кг/тон фенол „фенолов катран 28,8
Разход на пара т/т фенол При дестилацията 1,03 При разпада 0,08 При разделяне на ацетон и смес AMS/кумол 2,55
Общ коефициент на разход кумол оенол, вкл. крекинг на „феноловия катран, кг/т фенол 1305
Пример 8
Процесът се провежда аналогично на този в Пример 2, като техническият СНР има следния състав:
Състав на техническия СНР Наименование на продуктите Общо
Кумол СНР DMPC АСР DCP
Тегловни % 21,01 73,94 4,09 0,70 0,26 100
тона/час 17,7522 41,3591 2,2878 0,3916 0,1453 55,936
Обща селективност, мол-% 93,0
Полученият технически СНР в количество от 55,94 т/час се подава в етапа за разпад, при който реакционният медиум има молно съотношение фенол : ацетон : кумол = 1:1: 0,38.
Подаването на циркулационните продукти в количество 335 м3/час се извършва така, че да се поддържа съотношението ΔΤ2 / ΔΤή = 21,4.
RMS постъпва в изпарител, където сместа от ацетон, кумол, вода и фенол в количество 4400 кг/час се отделя под вакуум от 440 хПа (330 тора).
Към потока от продукти, излизащ от долната част на изпарителя 3,се добавят 1700 кг/час вода. В резултат от настъпилите изменения реакционният медиум се характеризира с отношение на фенол : ацетон : кумол = 1 : 0,78 : 0,35. Водната концентрация в продуктите, които отиват от реактора за разпад на DMPC и DCP, възлиза на 4,5 тегл.%.
Процесът на разпад на DMCP и DCP протича при температура от 168 °C.
Концентрацията на главните примеси и странични продукти в потока след реактора за разпад иа DMPC и DCP е показана по-долу.
Концентрация на странични продукти тегловни % Концентрация на примеси РРт
AMS AMSдимер DMPC АСР Кумилфенол DCP НА МО
3,19 0,21 0,116 0,71 0,31 0,33 950 50
Добивът на А MS възлиза на 83,0 % от теоретичния след етапа на разпада на
DCP и DMPC, образуването на фенолов катран е 35,6 кг/т фенол.
Към получените продукти на разпад се добавя такова количество кумолова фракция, че общото съдържание на кумол да достигне 40 тегл. %. Кумоловата фракция, която се отделя като продукт от върха на колона 7, възлиза на 14200 кг/час и се подава в етапа на неутрализация.
Неутрализацията на киселината и отстраняването на солите от продуктите на реакцията се извършват аналогично на пример 2. Съдържанието на соли в RMS възли за на 18 ppm. Разходът на пара в етапа на отделяне на ацетона и на сместа AMSкумол възлиза на 2,55 т/т фенол.
Разходният коефициент кумол-фенол в етапа на разпада е 1309 кг/т.
Като резултат в процеса се получава:
Полезни продукти кг/час Фенол 25487,8 Ацетон 15773,5 а-метилстирол 1719,1
Странични продукти на изхода на устройството за разпад на кумолхидропероксид, кг/тон фенол „фенолов катран 35,6
Разход на пара т/т фенол При дестилацията 1,03 При разпада 0,08 При разделяне на ацетон и смес AMS/кумол 2,55
Общ коефициент на разход кумол/фенол, вкл. крекинг на „феноловия катран“, кг/т фенол 1308
Примео 9
Пррцесът се превежда аналогична на Пример 5, ката техническият СНР има следния състав:
Състав на техническия СНР Наименование на продуктите Общо
Кумол СНР DMPC АСР DCP
Тегловни % 28,0 67,47 3,69 0,62 0,22 100 ϊ
тона/час 17,1679 41,3686 2,2625 0,3801 0,1349 61,314
Обща селективност, мол.-% 93,1
Пслученият технически СНР в количество от 61,314 т/час се подава в етапа за разпад, който се провежда в реакционния медиум с молно съотношение фенол : ацетон : кумол = 1:1: 0,55.
Подаването на циркулационните продукти се извършва съгласно формула (1) Gw* = (480*61,314) / 28 = 10051 т/час, така че усвояването на СНР за едно преминаване, при величина на съотношението ΔΤ2 / Δφ = 3,16, възлиза на 76 %.
Съставът на реакционния медиум в реактора за разпад на DM PC и DCP се характеризира с молно отношение на фенол : ацетон : кумол = 1 : 1,8 : 0,51. водната концентрация в продуктите, които отиват в реактора за разпад на DMPC и DCP възлиза на 1,3 тегл. %.
Процесът на разпад на DMCP и DCP протича при температура от 150 °C.
Концентрацията на най-важните примеси и странични продукти в потока след реактора за разпад на DMPC и DCP е показана по-долу:
Концентрация на странични продукти тегловни % Концентрация на примеси Ppm
AMS AMSдимер DMPC АС3 Кумилфенол DCP НА МО
2,55 0,24 0,02 0,55 0,30 0,01 870 55
Добивът на AMS възлиза на 85,7 % от теоретичния след етапа на разпада на DCPnDMPC.
Към получените продукти ι-а разпад се добавя такова количество кумолова фракция, че общото съдържание на кумол и AMS да достигне 40 тегл. %. Кумоловата фракция, която се отделя като продукт от върха на колона / възлиза на 9434 кг/час и се подава само в етапа на неутрализация.
Неутрализацията на киселината и отстраняването на солите от продуктите на реакцията се извършват аналогично на пример 2. Съдържанието на соли в RMS възлиза на 19 ppm.
Разходът на пара в етапа на отделяне на ацетона и на сместа AMS-кумол възлиза на 2,46 т/т фенол.
Разходният коефициент кумол-фенол в етапа на разпада е 1306 кг/т.
Като резултат в процеса се получава:
Полезни продукти кг/час Фенол 25634/ Ацетон 12518,5 а-метилстирол 1752,6
Странични продукти на изхода на устройството за разпад на кумолхидропероксид, кг/тон фенол „фенолов катран“ 30,3
Разход на пара т/т фенол При дестилацията 0,94 При разпада 0,08 При разделяне на ацетон и смес AMS/кумол 2,46
Общ коефициент на разход кумол/фенол, вкл. крекинг на „феноловия катран“, кг/т фенол 1305
Таблица 3
Резюме на примерите
N Разход, т/час Загуба на селективност при концентрация на СНР % СНР Състав на реакционния медиум на разпада, като молно съотношение на фенол:ацетон:кумол
Технически СНР ^цирк При разпад на СНР При разпад на DCP и DMPC
1 2 3 4 5 6
1 50,5 0,47 1 :1,36:0,2 1 :1,35:0,2
2 60,3 1008 0 1:1: 0,61 1 : 0,78 : 0,87
3 61,314 1051 0,07 1:1: 0,55 1 : 0,78 : 0,70
4 55,9 1278 0,17 1:1: 0,38 1 : 0,77 : 0,61
5 61,34 1051 0,07 1:1: 0,55 1:1: 0,53
6 58,09 1328 0,17 1:1: 0,42 1:1: 0,39
7 55,9 1278 0,17 1:1: 0,38 1 : 0.77 : 0,61
8 55,9 335 0,17 1:1: 0,38 1 : 0,77 : 0,35
9 55,94 1051 0,07 1:1: 0,55 1 : 0,80 : 0,51
Таблица 3 (продължение)
N Темпера- тура на разпада на DCP °C ΔΤ2 / ΔΤ1 Съдържание на кумол, тегл. % Добавка на кумол и вода при разпада на DCP и DMPC кг/тон СНР
Технич. СНР Разпад на СНР Разпад на DCP Неутрализация Кумол Вода
1 7 8 9 10 11 12 13 14
1 100 7,6 12,3 11,46 11,39 11 0 7,1
2 168 2,3 30 30,00 39,89 39,89 159 15,8
3 160 1,5 28 28,00 35 37,52 101 14,67
4 151 3,8 21 21,00 32 37,38 152 17,8
5 156 2,3 28 28,00 27,4 37,66 0 23,7
6 168 5,9 21 21,00 20,58 35,12 0 19,9
7 151 5,7 21 21,00 32 37,45 152 10,3
8 168 21,4 21 21,00 21,15 37,63 0 30,4
9 150 3,16 28 28,00 29 37,49 0 1,03
Таблица 3 (продължение)
N Усвояване на DPC % Добив на AMS % от теор. Добив на фен. катран кг/т. фенол Коеф. на разход при разпада кг/т. фенол Концентрация на примеси ррт
МО НА
1 15 16 17 18 19 20
1 92,5 75,9 44 1318,4 300 1500
2 99,87 90,6 24,4 1300 70 950
3 98,41 90,28 25,4 1301 60 920
4 99,46 88,59 28,1 1303 50 890
5 99,98 88,31 27,7 1302 55 910
6 99.99 85,47 60,4 1334 70 950
7 99,82 87,6 28,8 1305 50 890
8 91,47 84 36 1309 70 950
9 99,71 85,74 30,3 1306 50 870
Таблица 3 (продължение)
N Разход на пара, т/т фенол Добавени материали от етапа на неутрализация Съдържание след неутрализацията
кг/т СНР
Конц. на СНР Ректифи- кация Общ разход Взда Кумол Вода тегл. % Na2SO4 PPm
1 21 22 23 24 25 26 27
1 1,12 2,9 4,02 V2 0 12 790
2 0.93 2,46 3,39 - 0 3,5 3
3 0,94 2,46 3,4 9,6 42,4 3,5 20
4 1,03 2,55 3,58 '2 102 3,5 15
5 0,94 2,46 3,4 '3 178 3,5 18
6 1,03 2,8 3,83 - 4 236 3,5 8
7 1,03 2,55 3,58 '9 100 3,5 16
8 1,03 2,55 3,58 0 254 3,5 18
9 0,94 2,46 3,49 23,81 149 3,5 19

Claims (10)

  1. ПАТЕНТНИ ПРЕТЕНЦИИ
    1. Подобрен метод за получаване на фенол и ацетон чрез оксидация на кумол до технически кумолхидропероксид (СНР) при каталитично разпадане на (СНР) .характеризиращ се с това, че оксидационните продукти се концентрират до съдържание на кумол в техническия кумолхидропероксид от 21 до 30 тегл. % и тази смес се подлага на каталитичен разпад, като при разпада се поддържа молно съотношение на фенол : ацетон : кумол от 1 :1-0,77 : 0,35-0,87.
  2. 2. Метод съгласно претенция 1, характеризиращ се с това, че разпадът на техническия кумолхидропероксид се извършва в смесителни реактори, а разпадът на получения като страничен продукт дикумилпероксид - в тръбен реактор, при различни състави на реакционния медиум в споменатите реактори. ι
  3. 3. Метод съгласно претенция 2, характеризиращ се с това, че в реакционния | медиум в етапа на разпада на техническия кумолхидропероксид в смесителния реак- i тор се поддържа молно съотношение на фенол : ацетон : кумол = 1:1: (0,38 - 0,61).
  4. 4. Метод съгласно претенция 2, характеризиращ се с това, че за разпада на техническия кумолхидропероксид в смесителния реактор според съдържанието на « F наличния кумол се поддържа следното съотношение: 1
    48O.Gchp
    G — (1) %кумол където GUnpK е количеството на циркулиращите оксидационни продукти в т/час, GCHP е количеството на подадения за разпадане технически СНР в т/час и % кумол е процентното съдържание на кумол в техническия СНР.
  5. 5. Метод съгласно претенция 2, характеризиращ се с това, че разпадът на дикумилпероксида и на диметилфенилкарбинола в тръбния реактор се провежда в реакционен медиум с молно съотношение на фенол : ацетон : кумол = 1 : (1 - 0,77) : (0,35 - 0,87) и за предпочитане при температури 150- 168 °C.
  6. 6. Метод съгласно претенция 5, характеризиращ се с това, че в реактора за разпад на дикумилпероксида и на диметилфенилкарбинола се подава кумолова фракция в количество до 160 кг/тон технически кумолхидропероксид.
  7. 7. Метод съгласно претенция 5 и 6, характеризиращ се с това, че в реактора за разпад на дикумилпероксида и.на диметилфенилкарбинола се подава вода в количество до 1 - 30,4 кг/тон от техническия кумолхидропероксид.
  8. 8. Метод съгласно претенция 2 до 7, характеризиращ се с това, че управлението на процеса на разпад на дикумилпероксида и диметилфенилкарбинола се осъществява посредством регулиране на съотношението (ΔΤ2 / ΔΤη) в устройството, в границите от 1,5 до 21,4, за предпочитане от 3 до 8, където:
    ΔΤ2 е температурната разлика на продуктите на входа и изхода на реактора за разпад на дикумилпероксид и диметилфенилкарбинол, а
    ΔΤ-, е температурната разлика на продуктите на входа и изхода на калориметъра, който е инсталиран в тръбопровода за циркулация на продуктите на разпада на техническия кумолхидропероксид.
  9. 9. Метод съгласно претенция 5 , характеризиращ се с това, че разпадът на дикумилпероксида и диметилфенилкарбинола в тръбния реактор се провежда в реакционен медиум с намалено съдържание на ацетон, при което това намалено съдържание на ацетон се постига или с отстраняване на част от ацетона, или посредством подаване на допълнително количество кумолова и водна фракция към продуктите на разпада, или чрез прилагане и на двата начина.
  10. 10. Метод съгласно претенция 9, характеризиращ се с това, че в етапа на неутрализация на сярната киселина общото съдържание на кумол и α-метилстирол в продуктите на разпада посредством подаване на въглеводордна фракция се поддържа 40 тегл. %, водното съдържание 3,5 тегл. %, а концентрацията на соли в продуктите на разпада след етапа на неутрализацията 3 до 20 ppm.
BG103486A 1996-12-15 1999-06-14 Подобрен метод за получаване на фенол и ацетон откумол BG63366B1 (bg)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
RU96123606A RU2141938C1 (ru) 1996-12-15 1996-12-15 Энергосберегающий и высокоселективный способ получения фенола и ацетона (процесс иф-96)
PCT/EP1997/006905 WO1998027039A1 (de) 1996-12-15 1997-12-10 Verbessertes verfahren zur herstellung von phenol und aceton aus cumol

Publications (2)

Publication Number Publication Date
BG103486A BG103486A (bg) 2000-02-29
BG63366B1 true BG63366B1 (bg) 2001-11-30

Family

ID=20188138

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
BG103486A BG63366B1 (bg) 1996-12-15 1999-06-14 Подобрен метод за получаване на фенол и ацетон откумол

Country Status (20)

Country Link
US (1) US6225513B1 (bg)
EP (1) EP0944567B1 (bg)
JP (1) JP4012255B2 (bg)
KR (1) KR100516765B1 (bg)
CN (1) CN1098244C (bg)
AU (1) AU5755998A (bg)
BG (1) BG63366B1 (bg)
BR (1) BR9713580A (bg)
CA (1) CA2274976C (bg)
DE (2) DE59703316D1 (bg)
ES (1) ES2157609T3 (bg)
MY (1) MY117801A (bg)
PL (1) PL189640B1 (bg)
PT (1) PT944567E (bg)
RO (1) RO120633B1 (bg)
RU (1) RU2141938C1 (bg)
SA (1) SA98190143B1 (bg)
SK (1) SK283322B6 (bg)
TW (1) TW409117B (bg)
WO (1) WO1998027039A1 (bg)

Families Citing this family (19)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
AU6135999A (en) * 1998-09-04 2000-03-27 Illa International L.L.C. High selective method of phenol and acetone production
DE10021482A1 (de) * 2000-05-03 2001-11-08 Phenolchemie Gmbh & Co Kg Verfahren zur thermischen Nachbehandlung von Spaltprodukt aus der säurekatalysierten Spaltung von Cumolhydroperoxid
DE10051581A1 (de) * 2000-10-18 2002-06-20 Phenolchemie Gmbh & Co Kg Verfahren zur Spaltung von Alkylarylhydroperoxiden
DE10111889A1 (de) * 2001-03-13 2002-10-02 Phenolchemie Gmbh & Co Kg Verfahren zur säurekatalysierten Spaltung von Cumolhydroperoxid
RU2231045C2 (ru) * 2002-05-20 2004-06-20 Общество с ограниченной ответственностью "Еврохим-СпбТрейдинг" Способ измерения концентрации гидропероксидов алкилароматических углеводородов в жидких промышленных потоках
US7626060B2 (en) * 2003-07-11 2009-12-01 INEOS Phenol GmbH & Co., KG Process for the preparation of phenolic compounds, for separating phenol from cleavage product mixtures, and an apparatus
US7126029B2 (en) * 2004-02-02 2006-10-24 Sunoco, Inc. (R&M) Method and apparatus for in-process handling of cumene hydroperoxide with improved safety
WO2005097720A1 (en) * 2004-03-31 2005-10-20 General Electric Company (A New York Corporation) Process for producing phenol
US8558031B2 (en) * 2005-05-06 2013-10-15 Illa International L.L.C. Method for high efficiency salt removal from phenol process byproducts
EP1926694A2 (en) * 2005-09-16 2008-06-04 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. A method of making aromatic products
WO2007137020A2 (en) * 2006-05-16 2007-11-29 Shell Oil Company Method for decomposing di(phenylalkyl)peroxides to produce hydroxybenzenes and phenylalkenes using solid catalysts
WO2007137021A2 (en) * 2006-05-16 2007-11-29 Shell Oil Company Catalysts comprising a combination of oxidized metals and a method for cleaving phenylalkyl hydroperoxides using the catalysts
CN102256940B (zh) * 2008-12-17 2015-10-21 博瑞立斯有限公司 改善枯烯氧化
WO2010078934A1 (en) 2008-12-17 2010-07-15 Borealis Ag Multistage cumene oxidation
US20110306800A1 (en) 2010-06-09 2011-12-15 Scott Roy Keenan Method for the decomposition of cumene hydroperoxide
WO2012036823A1 (en) * 2010-09-14 2012-03-22 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Phenol and cyclohexanone mixtures
US8865957B2 (en) 2012-03-09 2014-10-21 Honeywell Intenational Inc. Method for producing alpha-methyl styrene from cumene
KR102011715B1 (ko) * 2015-10-22 2019-08-19 주식회사 엘지화학 페놀 정제 방법
CN114656333A (zh) * 2022-04-27 2022-06-24 常州大学 一种生产苯酚/丙酮的改进方法

Family Cites Families (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US1109297A (en) 1912-08-16 1914-09-01 Oskar Loetzsch Shuttle-changing mechanism for looms.
IT486308A (bg) 1949-12-30
FR1598110A (bg) * 1968-03-28 1970-06-29
US4358618A (en) 1981-06-22 1982-11-09 Allied Corporation Decomposition of cumene oxidation product
US5254751A (en) 1992-09-14 1993-10-19 General Electric Company Method for the decomposition of cumene hydroperoxide by acidic catalyst to phenol and acetone
RU2108318C1 (ru) * 1994-03-01 1998-04-10 Закошанский Владимир Михайлович СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ ФЕНОЛА, АЦЕТОНА И α МЕТИЛСТИРОЛА

Also Published As

Publication number Publication date
KR20000057572A (ko) 2000-09-25
MY117801A (en) 2004-08-30
SK79099A3 (en) 2000-01-18
CN1098244C (zh) 2003-01-08
JP2001506251A (ja) 2001-05-15
EP0944567B1 (de) 2001-04-04
AU5755998A (en) 1998-07-15
US6225513B1 (en) 2001-05-01
WO1998027039A1 (de) 1998-06-25
RO120633B1 (ro) 2006-05-30
PT944567E (pt) 2001-08-30
BR9713580A (pt) 2000-03-14
CN1240417A (zh) 2000-01-05
SK283322B6 (sk) 2003-06-03
BG103486A (bg) 2000-02-29
SA98190143B1 (ar) 2008-07-19
DE59703316D1 (de) 2001-05-10
PL189640B1 (pl) 2005-09-30
PL334097A1 (en) 2000-01-31
DE19755026A1 (de) 1998-06-18
CA2274976C (en) 2008-03-18
RU2141938C1 (ru) 1999-11-27
ES2157609T3 (es) 2001-08-16
CA2274976A1 (en) 1998-06-25
KR100516765B1 (ko) 2005-09-22
EP0944567A1 (de) 1999-09-29
JP4012255B2 (ja) 2007-11-21
TW409117B (en) 2000-10-21

Similar Documents

Publication Publication Date Title
BG63366B1 (bg) Подобрен метод за получаване на фенол и ацетон откумол
US7282613B2 (en) Process for producing phenol and methyl ethyl ketone
KR100367444B1 (ko) 공업용큐멘하이드로퍼옥사이드를페놀,아세톤및알파-메틸스티렌으로산성분리시키는방법
JP3769050B2 (ja) フェノールの製造方法
EP1603856A1 (en) Process for cleavage of an oxidation mixture comprising hydroperoxides
JPH0397607A (ja) 過酸化水素の製法
US4283568A (en) Process for the recovery of phenol from a reaction mixture resulting from the acid cleavage of cumene hydroperoxide
RU2334734C1 (ru) Способ получения фенола и ацетона
JP2005533848A (ja) クメン酸化生成物の分解
US4339615A (en) Process for producing resorcinol
EP2379495B1 (en) Improving cumene oxidation
US6943270B2 (en) High selective method of producing cumene hydroperoxide, phenol and acetone in an oxidation by-product conversion process
US3883600A (en) Production of paradialkylbenzene dihydroperoxide
KR20190034559A (ko) 프로필렌옥사이드의 제조 방법
US4455440A (en) Method for producing 1,3,5-triisopropylbenzene trihydroperoxides
JP4472271B2 (ja) フェノールの製造方法
RU2316535C2 (ru) Способ получения фенолов
US4053520A (en) Production of para-dialkylbenzene dihydroperoxide
WO2009129388A1 (en) Method for producing phenol and acetone
JPH01100136A (ja) α−メチルスチレンの製造方法
JPS6034527B2 (ja) フエノ−ル類もしくはナフト−ル類の製造方法
CN114206818A (zh) 分解酚类副产物的方法
JPS60218337A (ja) イソプレンの製造法
JPH013138A (ja) レゾルシンの回収方法
MXPA00000968A (es) Procedimiento para eliminar hidroxiacetona de fenol que contiene hidroxiacetona