CN114206818A - 分解酚类副产物的方法 - Google Patents

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Abstract

提供了一种分解酚类副产物的方法，更具体为一种包括以下步骤的分解酚类副产物的方法：将酚类副产物流供应至分解装置以进行热分解；在所述分解装置中分离包含有效成分的上排出流和包含高沸点材料的下排出流；将来自所述分解装置的下排出流、来自所述分解装置的侧排出流和工艺水流供应至混合装置，并将所述流混合；并且将来自所述混合装置的排出流供应至层分离装置，以便将所述流分离成油相和水相。

Description

分解酚类副产物的方法
技术领域
相关申请的交叉引用
本申请要求于2020年7月17日提交的韩国专利申请10-2020-0088698号的优先权，其全部内容作为说明书的一部分并入本文。
技术领域
本发明涉及分解酚类副产物的方法，更具体地，涉及一种方法，其减少分解装置的再沸器中结垢的发生而没有能量损失，将有效成分和高沸点材料与酚类副产物分离，并且将分离的高沸点材料脱盐以促进高沸点材料的利用。
背景技术
在世界各地使用的约95％的苯酚通常通过Hock方法生产。Hock方法通过以下三个步骤进行：(1)通过丙烯使苯烷基化以形成枯烯，(2)将枯烯与氧结合以将枯烯氧化为氢过氧化枯烯(CHP)，并且(3)在酸催化剂的存在下通过酸分解反应将氢过氧化枯烯分解成苯酚和丙酮。
此处，在氧化枯烯的步骤(2)中，除了氢过氧化枯烯之外，还产生诸如苯乙酮(AP)、二甲基苯甲醇(DMBA)、过氧化二枯烯(DCP)和二枯烯(DC)等副产物。
此外，在氢过氧化枯烯的酸分解反应的步骤(3)中，除了苯酚和丙酮之外，羟基丙酮(HA)、2-甲基苯并呋喃(2-MBF)、α-甲基苯乙烯(AMS)、异亚丙基丙酮(MO)、α-甲基苯乙烯二聚体(AMS二聚体)和枯基苯酚(CP)等作为副产物产生。
因此，由于上述反应过程产生的产物流以其中混合了苯酚、丙酮和各种副产物的状态存在，因此需要用于将苯酚与产物流分离的一系列分离过程。
将产物流引入单独的分离装置，其中包含未反应的枯烯、丙酮、α-甲基苯乙烯和羟基丙酮等的丙酮类混合物被分离在分离装置的塔顶部中，而包含苯酚、一部分α-甲基苯乙烯和2-甲基苯并呋喃以及其它副产物等的酚类混合物被分离在分离装置的塔底部中。
将从分离装置的塔底部分离的酚类混合物引入苯酚柱中，其中苯酚被分离在苯酚柱的塔顶部中，而诸如过氧化二枯烯、枯基苯酚、α-甲基苯乙烯二聚体和焦油等酚类副产物被分离在苯酚柱的塔底部中。
此外，一般而言，生产双酚A(BPA)的方法是在酸性催化剂或阳离子交换树脂存在下使由Hackck方法生产的苯酚和丙酮缩合以生产双酚A的方法。
因此，在双酚A反应产物流中，除了双酚A之外，未反应的苯酚、未反应的丙酮、三苯酚(BX)等焦油等作为副产物产生。
从苯酚制备过程和双酚A制备过程中产生的副产物中，可以通过单独的分解装置回收诸如苯酚、枯烯和α-甲基苯乙烯等有效成分，并且正在进行对能高效回收有效成分的分解方法和分解装置的研究。
发明内容
技术问题
为了解决背景技术中提及的问题，本发明的目的在于提供一种方法，其减少酚类副产物分解期间的分解装置的再沸器中结垢的发生，获得高价值有效成分，并将高沸点材料分离和脱盐以促进其利用。
技术方案
在一个整体方面，分解酚类副产物的方法包括：将酚类副产物流供应至分解装置以进行热分解；在所述分解装置中分离包含有效成分的上排出流和包含高沸点材料的下排出流；将来自所述分解装置的下排出流、来自所述分解装置的侧排出流和工艺水流供应至混合装置，并将所述流混合；并且将来自所述混合装置的排出流供应至层分离装置，以便将所述流分离成油相和水相。
有利效果
当通过本发明的分解酚类副产物的方法分解酚类副产物时，可获得用作高价值有效成分和燃料的高沸点材料。
另外，由于酚类副产物中几乎不存在工艺水，因此可以防止分解装置的再沸器中结垢的发生。
另外，通过去除来自分解装置(高沸点材料在此利用来自分解装置的侧排出流分离出)的下排出流中所含的盐而提高了盐去除效率，并且通过使用去除了盐的高沸点材料作为燃料可以防止装置中结垢的发生。
附图说明
图1是根据本发明的示例性实施方式的分解酚类副产物的方法的工艺流程图。
图2至5分别是根据比较例的分解酚类副产物的方法的工艺流程图。
具体实施方式
在本发明的说明书和权利要求中使用的术语和词语不被解释为具有通用或字典含义，而是基于发明人能够适当地定义术语的概念以便以最佳模式描述他们自己的发明的原则被解释为具有满足本发明的技术思想的含义和概念。
在本发明中，术语“流(stream)”可以指过程中的流体流，或者可以指在管道中流动的流体本身。具体地，“流”可以指在连接每个装置的管道中流动的流体本身和流体流。此外，流体可以指气体或液体。
在下文中，将参照附图1更详细地描述本发明，以更好地理解本发明。
根据本发明，提供了一种分解酚类副产物的方法。所述分解酚类副产物的方法包括：将酚类副产物流供应至分解装置以进行热分解；在所述分解装置中分离包含有效成分的上排出流和包含高沸点材料的下排出流；将来自所述分解装置的下排出流、来自所述分解装置的侧排出流和工艺水流供应至混合装置，并将所述流混合；并且将来自所述混合装置的排出流供应至层分离装置，以便将所述流分离成油相和水相。
根据本发明的示例性实施方式，所述酚类副产物可包括在苯酚制备过程中产生的酚类副产物和在双酚A制备过程中产生的酚类副产物中的任何一种或多种。例如，酚类副产物可以是在苯酚制备过程中产生的酚类副产物，在双酚A制备过程中产生的酚类副产物，或在苯酚制备过程中产生的酚类副产物和在双酚A制备过程中产生的酚类副产物的混合物。更具体地，所述酚类副产物可以是在苯酚制备过程中产生的酚类副产物和在双酚A制备过程中产生的酚类副产物的混合物。
苯酚制备过程可以通过上述Hock方法进行。具体地，苯酚制备过程可以通过以下步骤进行：分解并纯化由枯烯的氧化反应制备的氢过氧化枯烯，并且分离苯酚和丙酮。分解并纯化由枯烯的氧化反应制备的氢过氧化枯烯以分离苯酚和丙酮的步骤是使用枯烯纯化过程和苯酚/丙酮纯化过程的步骤。首先，使丙烯和苯烷基化以制备枯烯，然后通过纯化过程排出重质/轻质副产物，并纯化和分离枯烯。随后，纯化的枯烯被氧化以制备氢过氧化枯烯(CHP)，氢过氧化枯烯(CHP)在诸如硫酸(H2SO4)等常见酸催化剂下分解以产生苯酚、丙酮、α-甲基苯乙烯(AMS)和重质副产物，通过纯化过程，排出α-甲基苯乙烯(AMS)和重质副产物，并且纯化和分离苯酚和丙酮。
由于上述反应过程产生的产物流以其中混合了苯酚、丙酮和各种副产物的状态存在，因此需要用于将苯酚与产物流分离的一系列分离过程。
将产物流引入单独的分离装置，其中包含未反应的枯烯、丙酮、α-甲基苯乙烯和羟基丙酮等的丙酮类混合物被分离在分离装置的塔顶部中，而包含苯酚、一部分α-甲基苯乙烯和2-甲基苯并呋喃以及其它副产物等的酚类混合物被分离在分离装置的塔底部中。
将从分离装置的塔底部分离的酚类混合物引入苯酚柱中，其中苯酚被分离在苯酚柱的塔顶部中，而诸如过氧化二枯烯、枯基苯酚、α-甲基苯乙烯二聚体和焦油等酚类副产物被分离在苯酚柱的塔底部中。因此，通过苯酚制备过程制备的酚类副产物可包含诸如苯酚、枯烯和α-甲基苯乙烯及焦油等一些有效成分。
此外，双酚A制备过程可以通过以下方法进行：使通过上述Hock方法制备的苯酚和丙酮反应以制备双酚A，并从反应产物中回收双酚A。具体地，双酚A制备过程可以通过以下步骤进行：分解并纯化由枯烯的氧化反应制备的氢过氧化枯烯以分离苯酚和丙酮；通过使分离的苯酚和丙酮反应来分离双酚A并将包含未分离的双酚A的流在碱性水溶液下分解；并且分离分解反应的反应产物、酚类副产物和丙酮类副产物。
分解并纯化由枯烯的氧化反应制备的氢过氧化枯烯以分离苯酚和丙酮的步骤是使用枯烯纯化过程和苯酚/丙酮纯化过程的步骤。首先，使丙烯和苯烷基化以制备枯烯，然后通过纯化过程排出重质/轻质副产物，并纯化和分离枯烯。随后，纯化的枯烯被氧化以制备氢过氧化枯烯(CHP)，氢过氧化枯烯(CHP)在诸如硫酸(H2SO4)等常见酸催化剂下分解以产生苯酚、丙酮、α-甲基苯乙烯(AMS)和重质副产物，通过纯化过程，排出α-甲基苯乙烯(AMS)和重质副产物，并且纯化和分离苯酚和丙酮。
通过使分离的苯酚和丙酮反应来分离双酚A并将包含未分离的双酚A的流在碱性水溶液下分解的步骤是使用双酚A(BPA)纯化过程的步骤。首先，使纯化和分离的苯酚和丙酮反应以制备双酚A(更正确而言为粗制双酚A)，然后进行结晶过程以制备具有改善的纯度的双酚A。如此制备的双酚A通过BPA纯化过程分离，并且包含未分离的双酚A的副产物在过量的具有诸如NaOH、KOH和LiOH等碱的性质的碱性水溶液中分解。
在分离分解反应的反应产物、酚类副产物和丙酮类副产物的步骤中，可将分解反应之后的流供应至分离装置，以使丙酮类混合物分离在分离装置的塔顶部中，并使反应产物分离在分离装置的塔底部中。将反应产物引入双酚A/苯酚塔中，其中双酚A分离在塔顶部中，并且诸如双酚A、苯酚、过氧化二枯烯、枯基苯酚、α-甲基苯乙烯二聚体和焦油等酚类副产物分离在塔底部中。此处，除了作为杂质的焦油之外，所述酚类副产物包括作为产物的双酚A以及诸如枯烯和α-甲基苯乙烯等有效成分。
因此，由双酚A制备过程制备的酚类副产物可包括诸如苯酚、枯烯和α-甲基苯乙烯等一些有效成分，以及诸如焦油等高沸点材料。
因此，在双酚A制备过程中产生的酚类副产物和在苯酚制备过程中产生的酚类副产物的混合物可包括选自由双酚A、苯酚、α-甲基苯乙烯、苯乙酮、枯基苯酚和α-甲基苯乙烯二聚体组成的组中的一种或多种。作为具体实例，酚类副产物可包括选自由双酚A、苯酚、α-甲基苯乙烯、苯乙酮、枯基苯酚和α-甲基苯乙烯二聚体组成的组中的两种以上或它们的全部。
酚类副产物可包括流速比为1:2～10的在双酚A制备过程中产生的酚类副产物和在苯酚制备过程中产生的酚类副产物。例如，酚类副产物可包括流速比为1:2～10、1:4～10或1:6～10的在双酚A制备过程中产生的酚类副产物和在苯酚制备过程中产生的酚类副产物。因此，就防止分解装置100上的负荷并减少过程中使用的能量而言，可以优选地分解具有高含量的苯酚制备过程中产生的酚类副产物(相对于在双酚A制备过程中产生的酚类副产物)的酚类副产物。
根据本发明的示例性实施方式，酚类副产物流可供应至分解装置100并进行热分解。在分解装置100中进行的分解可以是热分解，并且用于进行此分解的分解装置100可以是热裂解器(thermal cracker)。作为具体实例，热裂解器可以是反应器-蒸馏塔集成分离装置。
从分解装置100的上部分离出有效成分，并且为了从下部有效地分离出包括焦油在内的高沸点材料，分解装置100可以在260℃至370℃、290℃至370℃或300℃至350℃的温度和0.1巴至3巴、0.1巴至2巴或0.1巴至1.0巴的压力下运行。
在分解装置100中，可从上排出流中分离出有效成分。有效成分可包括选自由例如苯酚、α-甲基苯乙烯和枯烯组成的组中的一种或多种。此外，来自分解装置100的下排出流是包含焦油的流，并且可以作为煮沸器的燃料等被回收和再利用。
由于酚类副产物包括在苯酚制备过程和双酚A制备过程中排出的酚类副产物，因此可能由于枯烯过氧化氢的酸分解反应而包含痕量的盐。来自分解装置100(高沸点材料如焦油在此分离)的下排出流中可能包含盐，因此当使用包含盐的高沸点材料作为煮沸器等的燃料时，可能引起煮沸器中的结垢。
为了去除酚类副产物中的盐，使酚类副产物流经历脱盐过程，然后供应至分解装置100，可将通过脱盐过程去除了盐的油相作为酚类副产物供应至分解装置，并热分解，但在此情况下，在脱盐过程中分离的油相中可能残留2.5重量％至5重量％的工艺水。当工艺水之后在酚类副产物的分解(用于从酚类副产物中获得有效成分)期间经过分解装置100的再沸器110时，酚类副产物中残留的工艺水被部分蒸发，并且由于水性盐的分解而造成结垢。另外，在此情况下，应进行冷却以便使在苯酚制备过程和双酚制备过程中产生的高温酚类副产物脱盐，并且用于在脱盐过程后将低温油流供应至分解装置100并加热所述流的能量增加。另外，虽然可提供单独的预热器以便减少用于分解装置100中的加热用能量，但过程变得复杂，并且投入成本和设备维护成本增加。
因此，在本发明中，工艺水的含量为2.0重量％以下，0.01重量％至1.5重量％，或0.101重量％至0.5重量％，因此，从苯酚制备过程和双酚A制备过程中排出的几乎不存在工艺水的酚类副产物可直接供应至分解装置100并分解。因此，可以防止分解装置100的再沸器110中结垢的发生，并且使包含高沸点材料的分解装置100的下排出流脱盐，从而在使用高沸点材料作为煮沸器等的燃料时防止煮沸器中结垢的发生。
根据本发明的示例性实施方式，分解装置100的下排出流可经历脱盐过程。具体地，分解装置100的下排出流可供应至混合装置200，并且来自分解装置100的侧排出流和工艺水可在混合装置200中混合。
工艺水用于将酚类副产物流中的盐溶解于其中并去除所述盐，并且除了蒸馏水之外，还可以意指包括所有各种水溶液，例如酸性水溶液和碱性水溶液。
工艺水可以具有3.5至7、3.5至5.5或3.5至4.5的pH，并且在该范围内，防止了混合装置100和层分离装置300的腐蚀，提高了盐的溶解度，并且可以提高在层分离装置中分离成油相和水相的相分离能力。
混合装置200可以是用于将来自分解装置100的下排出流、来自分解装置100的侧排出流和工艺水流混合的混合器。作为具体实例，混合器可以设置有线混合器或静态混合器，用于容易地进行来自分解装置100的下排出流、来自分解装置100的侧排出流和工艺水流的混合。
来自分解装置100的侧排出流可以分解装置100的总级数的25％至90％、40％至90％或50％至90％排出。在此情况下，可显著减少从分解装置100排出至上排出流的苯乙酮。
来自分解装置100的侧排出流可包含40重量％以上的苯乙酮。例如，来自分解装置100的侧排出流可包含40重量％至99重量％、55重量％至99重量％或60重量％至99重量％的苯乙酮。苯乙酮是酚类副产物流中包含的一种有机材料，并且由于其是作为与通过酚类副产物分解反应获得的有效成分形成对比的杂质，所以优选的是使有效成分中的苯乙酮的含量最小化。因此，当根据本发明，来自分解装置100的侧排出流包含40重量％以上的苯乙酮时，来自分解装置100的侧排出流可以被分离以最小化由酚类副产物分解反应获得的有效成分中的苯乙酮的含量，因此有利于获得有效成分。另外，来自分解装置100的具有高苯乙酮含量的侧排出流被供应至混合装置200并用作来自分解装置100的下排出流的脱盐过程的辅助，从而激活包含盐的油相和水相之间的相分离，以便将油相中残留的盐最小化。
另外，来自分解装置100的侧排出流和来自分解装置100的下排出流形成混合流，并且混合流可被供应至混合装置200。在此情况下，可改善由于具有高焦油含量而流动性较差的来自分解装置100的下排出流的流动性。具体地，来自分解装置100的侧排出流用于降低来自分解装置100的下排出流的粘度以提高流动性。
来自分解装置100的侧排出流和来自分解装置100的下排出流的混合流是从在高温下运行的分解装置100中排出的流，并且可能是热的。因此，为了在将混合流供应至混合装置200之前防止工艺水的汽化，应将混合流冷却。具体地，混合流可利用单独的冷却器400冷却，然后供应至混合装置200并与工艺水混合。
来自分解装置100的一部分上排出流经过再沸器110并循环至分解装置100，剩余的流可供应至混合装置200。
根据本发明的示例性实施方式，供应至混合装置200的来自分解装置100的下排出流、来自分解装置100的侧排出流和工艺水流的流速比可以是1:0.2～0.8:1～3、1:0.3～0.7:1.2～2.8或1:0.4～0.6:1.3～1.8。来自分解装置100的下排出流、来自分解装置100的侧排出流和工艺水流的流速比被控制在上述范围内，从而不仅提高来自分解装置100的下排出流、来自分解装置100的侧排出流和工艺水流的混合，而且提高在稍后描述的层分离装置300中分离成油相和水相的相分离能力，还提高来自分解装置100的下排出流中所含盐的去除效率。
根据本发明的示例性实施方式，来自混合装置200的排出流被供应至层分离装置300，并且可以在层分离装置300中相分离成油相和水相。具体地，在层分离装置300中，来自分解装置100的下排出流中所含的盐可被去除，并且包含去除了盐的高沸点材料的油相和含盐的水相可以相分离。
从层分离装置300排出的油流包含去除了盐的高沸点材料，并且高沸点材料可从层分离装置300中排出的油流中回收。上述回收的高沸点材料可用作煮沸器等的燃料，在此情况下，由于去除了高沸点材料中的盐，因此可以防止煮沸器中结垢的发生。
从层分离装置300排出的一部分水相流可供应至混合装置200，并且剩余的流可作为含盐的废水排出。
层分离装置300可以是用于油相和水相的相分离的鼓。
为了使来自层分离装置300的油相和水相相分离，可以包括将来自混合装置200的排出流保持在层分离装置300中1小时至10小时、2小时至8小时或3小时至5小时的步骤。由此，当从混合装置200排出的流保持在层分离装置300中时，相分离可以更明确地发生，因此来自分解装置100的下排出流中的盐可以尽可能多地去除。
根据本发明的示例性实施方式，在分解酚类副产物的方法中，如果需要的话，可以进一步安装诸如蒸馏塔(未示出)、冷凝器(未示出)、再沸器(未示出)、阀(未示出)、泵(未示出)、分离器(未示出)和混合器(未示出)等装置。
在上文中，已经描述并在附图中示出了本发明的分解酚类副产物的方法，但是描述和附图中的示出只是为了理解本发明的核心构成的描述和说明，并且除了在上文中描述和在附图中示出的过程和装置之外，未单独描述和示出的过程和装置可以适当地应用和用于实施本发明的分解酚类副产物的方法。
在下文中，将通过实施例更详细地描述本发明。然而，提供以下实施例用于说明本发明。对本领域技术人员显而易见的是，在不脱离本发明的范围和精神的情况下，可以进行各种修改和变化，并且本发明的范围不限于此。
实施例
实施例1
参照图1所示的工艺流程图，使用来自Aspen Technology,Inc.的Aspen Plus模拟器模拟所述过程。具体地，具有表1中所述的组成的酚类副产物流在211℃的温度下以1,000kg/hr的流速供应至分解装置100并热分解，从上排出流中获得有效成分。在此，分解装置100的操作压力为常压，其操作温度控制在330℃。另外，下表2中示出了来自分解装置100的侧排出流和下排出流的组成。
来自分解装置100的下排出流和侧排出流形成混合流，其经由冷却器400冷却至90℃，然后供应至混合装置200，并与供应至混合装置200的pH 4的工艺水流混合。在此，来自分解装置100的一部分下排出流经由再沸器110循环至分解装置100，剩余的流与来自分解装置100的侧排出流形成混合流，并且经由冷却器400供应至混合装置200。另外，来自分解装置100的下排出流：来自分解装置100的侧排出流：在混合装置200中混合的工艺水流的流速比被控制在1:0.5:1.5。
确认混合流的温度为270℃，并且混合流经由冷却器400被冷却至90℃，然后经由混合装置200被供应至层分离装置300，以便分离成油相和水相。
在层分离装置300中保持5小时后，从排出的油流中获得包含焦油的高沸点材料，一部分水流循环至混合装置200，剩余的流作为废水排出。
[表1]
Figure BDA0003491608810000091
[表2]
Figure BDA0003491608810000101
实施例2
以与实施例1相同的方式进行所述过程，不同之处在于，来自分解装置100的下排出流：来自分解装置100的侧排出流：工艺水流的流速比被控制在1:0.3:1.3。
比较例
比较例1
参照图2所示的工艺流程图，使用来自Aspen Technology,Inc.的Aspen Plus模拟器模拟所述过程。具体地，具有表1中所述的组成的酚类副产物流在211℃的温度下以1,000kg/hr的流速与来自分解装置100的侧排出流形成混合流，混合流经过冷却器400以便冷却至90℃，供应至混合装置200，并且与被供应至混合装置200的pH 4的工艺水混合。
酚类副产物流：来自分解装置100的侧排出流：工艺水流的流速比被控制在1:0.5:1.5。
来自混合装置200的排出流被供应至层分离装置300并在层分离装置300中保持5小时，从其中排出的油流供应至分解装置100。
从来自分解装置100的上排出流获得有效成分，一部分下排出流经由再沸器110循环至分解装置100，并且剩余的流被排出。
比较例2
参照图3所示的工艺流程图，使用来自Aspen Technology,Inc.的Aspen Plus模拟器模拟所述过程。具体地，具有表1中所述的组成的酚类副产物流在211℃的温度下以1,000kg/hr的流速经过第一预热器510并与分解装置100的侧排出流的第一流形成混合流，混合流经过冷却器400并以冷却至90℃的状态供应至混合装置200，并在混合装置200中与pH4的工艺水流混合。在混合装置200中混合的酚类副产物流：来自分解装置100的侧排出流的第一流：工艺水流的流速比被控制在1:0.5:1.5。
来自混合装置200的排出流供应至层分离装置300并在层分离装置300中保持5小时，然后从其中排出的油流在136℃经由第一预热器510供应至分解装置100。
从来自分解装置100的上排出流获得有效成分，一部分下排出流经由再沸器110循环至分解装置100，并且剩余的流与来自分解装置100的侧排出流的第二流混合并被排出。
比较例3
参照图4所示的工艺流程图，使用来自Aspen Technology,Inc.的Aspen Plus模拟器模拟所述过程。具体地，具有表1中所述的组成的酚类副产物流在211℃的温度下以1,000kg/hr的流速经过第一预热器510并与分解装置100的侧排出流的第一流形成混合流，混合流经过冷却器400并以冷却至90℃的状态供应至混合装置200，并在混合装置200中与pH4的工艺水流混合。在混合装置200中混合的酚类副产物流：来自分解装置100的侧排出流的第一流：工艺水流的流速比被控制在1:0.5:1.5。
来自混合装置200的排出流供应至层分离装置300并在层分离装置300中保持5小时，然后从其中排出的油流在190℃经由第一预热器510和第二预热器520供应至分解装置100。
从来自分解装置100的上排出流获得有效成分，一部分下排出流经由再沸器110循环至分解装置100，并且剩余的流与来自分解装置100的侧排出流的第二流混合，经过第二预热器520并被排出。
比较例4
参照图5所示的工艺流程图，使用来自Aspen Technology,Inc.的Aspen Plus模拟器模拟所述过程。具体地，以与实施例1相同的方式进行所述过程，不同之处在于，来自分解装置100的下排出流不与来自分解装置100的侧排出流混合，而是与双酚A制备过程产生的酚类副产物流混合，所述酚类副产物流具有下表3中的组成。
[表3]
Figure BDA0003491608810000111
实验例
实验例1
测量了实施例1和2与比较例1至4中的供应至层分离装置300的来自混合装置200的排出流和来自层分离装置300的去除盐后排出的油流的盐含量(ppm)和盐去除率(％)以及分解装置100中使用的每吨所需能量(Mcal/ton)，并在下表4中示出：
[表4]
Figure BDA0003491608810000121
参见表4，在酚类副产物通过本发明的方法分解的实施例1和2中，脱盐过程设计在分解过程的后期，从而防止由于冷却酚类副产物并将其再次加热而造成的能量损失，而且没有盐去除率的变化，并且没有另外提供预热器，从而减少了投入成本和设备维护成本。
相比之下，在脱盐过程设计在分解过程的前期且不安装额外的预热器的比较例1中，分解装置100中使用的每吨所需能量经确认显著增加。
另外，在分别额外安装一个和两个预热器并且将脱盐过程设计在分解过程的前期的比较例2和3中，分解装置100中使用的每吨所需能量相比于比较例1有所降低，但显示出能耗高于实施例，并且由于安装了预热器而增加投入成本和设备维护成本。
另外，在比较例4中，脱盐过程如本发明一样设计在分解过程的后期，从而没有额外出现由于安装额外的预热器和分解装置100中的所需能量的问题，但在来自分解装置100的下排出流的脱盐过程中，来自分解装置100的侧排出流没有与其混合，从而降低了盐去除效率。

Claims (12)

1.一种分解酚类副产物的方法，所述方法包括：
将酚类副产物流供应至分解装置以进行热分解；
在所述分解装置中分离包含有效成分的上排出流和包含高沸点材料的下排出流；
将来自所述分解装置的下排出流、来自所述分解装置的侧排出流和工艺水流供应至混合装置，并将所述流混合；并且
将来自所述混合装置的排出流供应至层分离装置，以将所述流分离成油相和水相。
2.如权利要求1所述的分解酚类副产物的方法，其中，所述酚类副产物包括在苯酚制备过程中产生的酚类副产物和在双酚A制备过程中产生的酚类副产物中的任何一种或多种。
3.如权利要求1所述的分解酚类副产物的方法，其中，所述酚类副产物是在苯酚制备过程中产生的酚类副产物和在双酚A制备过程中产生的酚类副产物的混合物。
4.如权利要求1所述的分解酚类副产物的方法，其中，所述酚类副产物包括选自由双酚A、苯酚、α-甲基苯乙烯、苯乙酮、枯基苯酚和α-甲基苯乙烯二聚体组成的组中的一种或多种。
5.如权利要求1所述的分解酚类副产物的方法，其中，所述酚类副产物中包含的工艺水的含量为2重量％以下。
6.如权利要求1所述的分解酚类副产物的方法，其中，从所述层分离装置排出的油流中回收所述高沸点材料。
7.如权利要求1所述的分解酚类副产物的方法，其中，将从所述层分离装置排出的一部分水流供应至所述混合装置，并且将剩余的流作为包含盐的废水排出。
8.如权利要求1所述的分解酚类副产物的方法，其中，所述有效成分包括选自由双酚A、苯酚、α-甲基苯乙烯和枯烯组成的组中的一种或多种。
9.如权利要求1所述的分解酚类副产物的方法，其中，来自所述分解装置的所述侧排出流包括40重量％以上的苯乙酮。
10.如权利要求1所述的分解酚类副产物的方法，其中，来自所述分解装置的所述下排出流和来自所述分解装置的所述侧排出流形成混合流，并且将所述混合流供应至所述混合装置。
11.如权利要求10所述的分解酚类副产物的方法，其中，所述混合流在被引入所述混合装置之前经过冷却器。
12.如权利要求1所述的分解酚类副产物的方法，其中，来自所述分解装置的所述下排出流、来自所述分解装置的所述侧排出流和所述工艺水流的流速比为1:0.2～0.8:1～3。
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