JPH0920699A - フェノールの製造方法 - Google Patents
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Abstract
を抑制し、フェノールおよびα−MSを高収率で安全か
つ安定的に製造することができる方法の提供。 【解決手段】クメンヒドロキシペルオキシドを主成分と
するクメン酸化生成物から、硫酸の存在下、フェノー
ル、アセトンおよびα−メチルスチレンを得る方法であ
って、クメン酸化生成物を完全混合反応器に供給して、
クメンヒドロキシペルオキシドの分解反応を行った後、
反応混合物をプラグフロー型反応器に供給し、反応混合
物中の未反応クメンヒドロキシペルオキシドの分解反応
とα−メチルスチレンの生成反応を過剰のアセトンの存
在下で行う工程を有するフェノールの製造方法。
Description
染料、医薬等の製造のための中間体として有用であるフ
ェノールの製造方法に関する。
て、各種の方法が提案されている。これらの方法の中で
は、クメンを出発物質としてフェノールを合成するクメ
ン法プロセスが、一般的に実用化されている。このクメ
ン法プロセスは、クメンを酸素または空気により酸化し
てクメンヒドロキシペルオキシド(以下、「CHP」と
略す)を生成し、次に、得られたCHPを酸触媒の存在
下に分解反応させてフェノールとアセトンを製造する方
法である。このクメン法プロセスでは、主生成物として
フェノールとアセトンが得られるが、同時に、クメンの
酸化反応時にジメチルフェニルカルビノール(以下、
「DMPC」と略す)が副生し、さらにそのDMPCの
脱水反応によってα−メチルスチレン(以下、「α−M
S」と略す)が副生する。このクメン法プロセスにおい
て副生するα−MSは、水素化反応により容易にクメン
に転化して、再度、原料として利用することができ、ま
た、樹脂の改質剤として工業的にも有効に活用できるも
のである。
α−MSとフェノールが反応してクミルフェノールが生
成したり、α−MSの2量化反応によりメチルスチレン
ダイマーが生成する等、CHPの分解反応による目的生
成物であるフェノール、α−MS等の収率低下の原因と
なる反応が発生する。また、CHPの分解反応において
は、微量のヒドロキシアセトン(以下、「HA」と略
す)が生成する。このHAは、フェノールと蒸留分離し
難く、かつ最終生成物である製品フェノールに混入して
いる場合、製品品質を悪化させる原因となる。例えば、
HAが混入した製品フェノールを原料として、フェノー
ルの用途の1つであるビスフェノールAを製造すると、
ビスフェノールAが着色し、商品価値を著しく低下させ
てしまう。また、このHAは水溶性のため、クメン法プ
ロセスで発生する廃水中に混入し、廃水のCOD負荷の
増大をもたらす問題がある。
びα−MSの収率の低下の原因となる副反応を抑制する
方法として、CHPをアセトン等の溶剤により希釈した
後、酸分解反応を行う方法(特公昭27−3875号公
報、同28−4619号公報等)、反応を多段階に分け
て行う方法(米国特許第2757209号明細書、特公
昭37−13464号公報等)が提案されている。これ
らの先行技術の中でも、アセトン等の溶剤により希釈し
たCHPの酸分解反応を行う方法については、溶剤によ
る希釈効果および酸触媒とCHPの接触効率の向上によ
り副反応が抑制されると記載されている。また、反応を
多段階に分けて行う方法である米国特許第275720
9号明細書に記載の方法は、第1段階の反応として、例
えば、フェノールおよびα−MSの生成反応を1段階で
終了させる方法に比して、酸触媒濃度および反応温度が
低い穏和な条件で酸分解反応を行い、反応生成物中にC
HPを数%残す。次に、第2段階の反応として、第1段
階の反応生成物をプラグフロー型反応器に導入し、反応
生成物中に存在する有機過酸化物およびDMPCを分解
する反応を行う方法である。
しては、英国特許第1231991号明細書には、CH
Pを主成分とするクメン酸化生成物の酸分解反応の反応
生成物から、アセトン、炭化水素類等の低沸点成分、お
よび未反応DMPC、クミルフェノール、メチルスチレ
ンダイマー等の高沸点化合物を蒸留分離した粗製フェノ
ールを、酸性イオン交換樹脂にて処理し、粗製フェノー
ル中に含有するHAを蒸留分離し易い高沸点化合物に転
化し、その後蒸留分離する方法が記載されている。ま
た、米国特許第5064507号明細書には、粗製フェ
ノールを有機ポリアミンで処理し、粗製フェノール中の
HAが、添加した有機ポリアミンと反応して高沸点化合
物となり、その後、この高沸点化合物を、蒸留装置によ
り分離する方法が記載されている。
は、フェノールの製造プロセスを複雑にし、かつHAの
除去のための多大な設備を必要とする等の問題がある。
そのため、クメン法プロセスにおいて、目的生成物の収
率低下の原因となるクミルフェノール、メチルスチレン
ダイマー等の高沸点化合物の生成を抑制すること、およ
び製品フェノールの品質悪化の原因物質となるHAの生
成を抑制することは、実用上重要な課題である。
第1段階として、逆混合反応器を用いて30〜100p
pmの硫酸濃度、50〜90℃の反応温度で、反応混合
物中のCHP濃度を0.5〜5重量%まで低下させて反
応を行う。この第1段階の反応においては、DMPCか
らDCPへの転化率が40mol%以上となる。次に、
第1段階の反応生成物をプラグフロー型反応器に送り、
120〜150℃の温度で第1段階の反応で生成したジ
クミルペルオキシド(以下、「DCP」と略す)を分解
する第2段階を行う方法が提案されている。
書には、第1段階の反応を、非等温状態の反応装置内で
150〜500wtppmの酸触媒濃度、50〜62℃
の温度範囲、およびアセトンを添加した条件でCHP濃
度を0.3〜1.5%まで低下させて反応を行う。次
に、第1段階の反応生成物にアンモニア水を添加した
後、プラグフロー型反応器に送り、80〜110℃の温
度で第1段階の反応で生成したDCPを分解する第2段
階を行う方法が提案されている。
解反応は、反応速度が半減期1秒以下と非常に早く、か
つその時に発生する分解反応熱は、一般的な発熱型の有
機化学反応の数倍にもなる。そのため、仮に数%のCH
Pが反応条件の変動により瞬時に分解反応を起こした場
合、反応混合物の温度が急上昇し、低沸点成分のアセト
ンが気化して反応器内の圧力が上昇し、反応器の破裂を
招く危険性がある。そのため、第1段階目の反応器内
に、未反応のCHPが存在する多段階法では、安全かつ
安定的な条件でプロセスを運転でき、しかも目的生成物
を高収率で得ることが望まれる。
で、HAの生成を抑制し、フェノールおよびα−MSを
高収率で安全かつ安定的に製造することができる方法を
提供することにある。
め、本発明者らは、多段階法によるクメン法プロセスに
おける前記問題について、検討を行った。その結果、フ
ェノールおよびα−MSの収率悪化の原因となるクミル
フェノール、メチルスチレンダイマーは、反応混合物中
のα−MS濃度が高くなると生成し易くなる傾向がある
ことを知得した。すなわち、完全混合反応器において、
反応器内の反応混合物の組成は均一であるため、反応器
内における反応混合物の組成は、反応器出口における反
応混合物の組成と同一となる。そのため、この完全混合
反応器において、DMPCからα−MSの生成反応を行
うと、反応器内のα−MS濃度は、反応器出口における
α−MS濃度と同一となるため、高濃度で存在する。そ
の結果、α−MSの重質化物であるクミルフェノールお
よびメチルスチレンダイマーの生成量が増加することを
知得した。このクミルフェノールおよびメチルスチレン
ダイマーの生成を抑制するためには、反応器内の反応混
合物の組成が反応の進行とともに変化するプラグフロー
型反応器、すなわち反応器内の組成が不均一となる反応
器において、α−MSの生成反応を行うことが好まし
く、また、反応混合物に溶剤を加えて希釈すると、より
好ましいことを知見した。また、希釈剤として用いられ
る溶剤は、反応混合物の主成分の中でも最も沸点の低い
アセトンを用いて、後段の反応器と蒸留装置の間を循環
させることが経済的であることを知見した。
最終製品となる精製フェノールに混入すると製品の品質
を悪化させるHAは、アセトンを出発物質としてCHP
の存在下で生成する。アセトンは、CHPが酸分解反応
をするとき、CHPと等モル生成するため、HAの生成
を完全に抑制することは困難であるが、CHPの酸分解
反応を、アセトン濃度が低い状態、すなわち蒸留系から
アセトンを循環しないで行うと、HAの生成が低減する
ことを知見した。
から、フェノール、アセトンおよびα−MSを効率よく
生成し、かつ精製フェノールの品質を悪化させるHAの
生成を抑制するには、反応を2段階以上に分割し、各々
の反応に適した条件にて実施する方法が好ましいとの知
見を得た。
ために、CHPを主成分とするクメン酸化生成物から、
硫酸の存在下、フェノール、アセトンおよびα−MSを
得る方法であって、クメン酸化生成物を完全混合反応器
に供給して、CHPの分解反応を行った後、反応混合物
をプラグフロー型反応器に供給し、α−MSの生成反応
を過剰のアセトンの存在下で行う工程を有するフェノー
ルの製造方法を提供するものである。
下、「本発明の方法」という)について詳細に説明す
る。
解反応を完全混合反応器で行う第1段階と、主としてα
−MSの生成反応をプラグフロー型反応器で行う第2段
階とを有する多段階法によって、CHPを主成分とする
クメン酸化生成物から、フェノール、アセトンおよびα
−MSを製造する方法である。
反応は、原料であるクメン酸化生成物の主成分であるC
HPを、完全混合反応器において、硫酸の存在下に、分
解させる反応である。原料として供されるクメン酸化生
成物は、クメンを炭酸ナトリウムの存在下に、100℃
前後の温度で空気または酸素によって酸化し、その後、
生成物を蒸留装置にて所定のCHP濃度になるように未
反応クメンを分離したものである。このクメン酸化生成
物は、通常、下記の成分組成を有するものである。 CHP 60〜90重量% DMPC 2〜10重量% クメン 10〜40重量% アセトフェノン 0.2〜2重量%
反応は、CHPからフェノールおよびアセトンを生成す
るとともに、α−MSおよびHAの生成を抑制するた
め、硫酸濃度150〜350wtppmの範囲で、CH
Pの転化率が95〜99.9%、好ましくは98〜9
9.6%となる温和な反応条件下で行われる。このと
き、反応温度は、55〜75℃の範囲が好ましい。特公
昭33−9971号公報に記載の技術では、1段階でC
HPの酸分解反応およびα−MSの生成反応を行う時の
反応温度は、50〜80℃が好ましいと記載されてい
る。これは、酸分解反応温度が、特公昭33−9971
号公報に記載の条件よりも高い場合には、CHPの熱分
解反応が起こり、その結果、フェノールおよびアセトン
の収率低下を招き、また、酸分解反応温度の低下は、反
応熱の除去のために多大な設備を必要とし、かつ酸分解
反応時の温度の安定性を悪化させるためである。本発明
においては、特公昭33−9971号公報に記載の方法
における硫酸濃度に比して低いため、最適な温度範囲
は、特公昭33−9971号公報に記載の方法における
温度範囲と比べて狭くなる。
分解反応およびα−MSの生成反応時の水濃度は、0.
5〜3重量%であるのが好ましい。CHPの酸分解反応
時における水濃度は、例えば、特公昭33−9971号
公報に記載のごとく、反応混合物が均一となるように調
整する必要がある。また、反応混合物が均一でも水濃度
が高い場合は、硫酸の酸濃度の低下を招く。そのため、
水濃度を本発明の方法における範囲よりも高くすること
は好ましくない。
応およびα−MSの生成反応を行う際の条件と比較し
て、低硫酸濃度の温和な条件で第1段階の反応を行うこ
とにより、原料であるクメン酸化生成物中のDMPC
は、CHPとの反応生成物であるDCPへの転化、もし
くは未反応の状態で反応混合物中に存在し、α−MSへ
の転化は抑制される。
運転では、通常、若干の反応条件の変動が起こる。その
とき、実用プラントでの運転時の反応混合物の組成の変
動を最小限にする必要がある。CHPからフェノール、
アセトンを生成するプロセスにおいては、酸触媒濃度と
反応温度の変動が運転安定性に影響を与える。酸触媒濃
度に関しては、反応液中の水濃度の増加や、原料である
クメン酸化生成物中に同伴するナトリウム塩の影響を受
け、酸強度および酸濃度が低下する恐れがある。そこ
で、これら因子の影響を低減するには、酸触媒濃度を1
00wtppm以上、好ましくは150wtppm以上
で反応を行う必要がある。すなわち、酸触媒濃度30〜
100wtppmの条件では、触媒濃度が低すぎるため
プラントを長期間安定的に運転することは難しく、かつ
安全性も低いと判断される。
の滞留時間は、5〜40分であり、通常、15〜30分
程度になるように調整される。
によってフェノールとアセトンが生成する際に生じる反
応熱は、一般的な有機化学反応における反応熱の数倍の
熱量となる。そのため、第1段階における反応は、発生
する反応熱を完全に除去して所定の反応温度に維持する
ことで、CHPの分解速度を一定にし、完全混合反応器
出口から成分組成が安定した反応混合物を第2段階の反
応器に供給できるように、完全混合反応器内の温度を制
御して行う必要がある。そのため、完全混合反応器は、
反応器内の温度を安定化するに適した装置であることが
要求される。反応温度を安定化するために、反応器内の
反応混合物の沸点まで反応器内の圧力を下げて、気化し
たアセトンの蒸発潜熱を除去することによって、反応器
内の温度を一定にするアセトンリフラックス法、反応器
内の反応混合物の一部を抜き出し、冷却機能を有する熱
交換器を流通させて、発生する反応熱を除去した後、反
応器内に循環させる方法を採用すると、好ましい。
完全混合反応器から第2段階の反応に供される反応混合
物は、フェノール、アセトン、DMPC、DCP、クメ
ンを主成分とするものである。この反応混合物は、第2
段階の反応を行うために、プラグフロー型反応器に供給
される。この第2段階においては、主に反応混合物中の
DMPCまたはDCPからα−MSを生成する反応が行
われる。
反応は、α−MSからクミルフェノールまたはメチルス
チレンダイマーが生成する反応を抑制するため、アセト
ンを添加して行われる。添加されるアセトンは、第2段
階の反応終了後、プラグフロー型反応器から流出する反
応生成物を蒸留装置等の分離装置によって分離回収した
ものを循環使用することが好ましい。
反応混合物中のアセトン濃度が35〜50重量%になる
ように行われる。
第2段階において、反応器内のα−MS濃度を低下させ
ることで、フェノールおよびα−MSの収率の低下につ
ながるα−MSの重質化反応を抑制することを目的とす
る。このときのアセトンの添加は、前記のとおり、反応
混合物中のアセトン濃度が、35〜50重量%になるよ
うに行う。アセトンの添加量が多い場合には、α−MS
の重質化反応はさらに抑制できるが、反応器とアセトン
の蒸留装置間を循環するアセトン量を多くする必要があ
り、その結果、アセトンを蒸留するための消費エネルギ
ーを多く必要とし、プロセス全体ではデメリットの方が
大きくなる。また、アセトンの添加量が少ない場合、α
−MSの重質化反応の抑制効果は殆ど得られない。
は、α−MSの重質化反応は起こり難い。これは、第1
段階の反応では、CHPの酸分解反応が低硫酸濃度で行
われるため、α−MSの生成が抑制され、その結果、完
全混合反応器内のα−MSの濃度は低く、α−MSを出
発物質とする重質化反応は実質的に起こり難くなるため
である。そのため、第1段階にアセトンを添加したとき
のα−MSの重質化反応の抑制効果は、第2段階におい
てアセトンを添加したときと比較して変化がない。すな
わち、第1段階にアセトンを添加したときと、第2段階
にアセトンを添加したときのフェノールおよびα−MS
の収率は、実質的に同等である。また、前記のとおり、
CHPの酸分解反応時にアセトン濃度が高いと、製品フ
ェノールの品質の悪化の原因となるHAの生成量が増加
する。本発明における第1段階の反応は、CHPの酸分
解反応を行うことを主目的としていることから、第1段
階においてアセトンの添加を行うと、HAの生成量が増
加し、製品フェノールの品質が悪化することとなる。ま
た、第2段階の反応は、α−MSの生成反応を主目的に
行っており、CHPの酸分解反応は実質的に起こらない
ため、アセトンを添加してもHAの生成の増加は生じな
い。したがって、本発明の方法において、第2段階にア
セトンを添加する場合、第1段階においてアセトンを添
加する場合と比較して、フェノールおよびα−MSの収
率は同等で、かつHAの生成量は少なくなる。
器に流通させて80〜100℃に昇温させた後、断熱型
のプラグフロー型反応器に供給される。
なると、反応速度が早くなり、反応時間を短縮する必要
がある。第2段階の反応温度が120℃を越える場合、
DCPおよびDMPCからα−MSへの転化率が70%
以上になると、α−MSの重質化物であるクミルフェノ
ール、メチルスチレンダイマーの生成速度が急激に増加
する。そのために、本発明における第2段階の反応温度
よりも高温でα−MSの生成反応を行ったときは、反応
を適切に制御できる範囲が狭くなり、例えば、商業化装
置での長期間の運転時には、運転制御が困難となるおそ
れがある。
−MSの生成反応は発熱反応であることから、断熱型の
プラグフロー型反応器にて反応を行なうと、反応器内で
は非等温状態になり、反応器の入口の温度よりも出口の
温度の方が高くなる。すなわち、反応器の入口と出口の
温度差は、第2段階で反応するDCP量に応じて変動す
るが、本発明の方法においては、通常、15〜35℃程
度になる。したがって、第2段階の出口の温度を120
℃以下、好ましくは115℃以下とするのが望ましい。
そのため、第1段階における反応混合物を昇温するとき
は、第2段階出口における反応混合物の温度が、前記範
囲内になるように調整する必要がある。
は、内径に対して長さを長くしたり、反応器の内部に邪
魔板を設けて、反応混合物のバックミキシングを抑える
必要がある。この第2段階のプラグフロー型反応器にお
ける反応混合物の滞留時間は、通常、5〜30分程度、
好ましくは10〜20分程度である。
のプラグフロー型反応器において、DCPおよびDMP
Cからα−MSの生成反応が終了した後、直ちに反応混
合物の冷却、酸触媒である硫酸の中和処理を行って反応
が停止される。反応混合物中に酸触媒が存在すると、有
機過酸化物の分解反応が終了しても、α−MSの重質化
反応、すなわちクミルフェノール、メチルスチレンダイ
マーの生成反応は進行し、α−MS、フェノール収率の
低下原因になる。そのため、有機過酸化物の分解反応が
終了したら、直ちに酸触媒を中和する必要がある。
理は、水酸化ナトリウム水溶液または水酸化ナトリウム
とフェノールの塩であるナトリウムフェノラートを用い
る方法にしたがって行うことができる。
物は、蒸留工程にてアセトン、フェノール、α−MS、
クメン等に分離する。この時、分離したアセトンの一部
は、第2段階の反応の希釈剤として循環させて使用す
る。蒸留は、中和処理した反応混合物を蒸留装置を用い
て、常圧または減圧の条件下にて行う。
本発明はこれらの実施例により限定されるものではな
い。
在下に70〜115℃で空気酸化し、次いで油水分離、
濃縮をしてクメン酸化生成物を調製した。得られたクメ
ン酸化生成物は、下記の組成を有するものであった。 CHP:81.0重量% DMPC:5.2重量% アセトフェノン:0.8重量% クメン:13.0重量%
る連続式完全混合反応器と、断熱型プラグフロー型反応
器とから構成される多段階反応装置に供給し、第1段階
におけるCHPの分解反応、ならびに第2段階における
α−MSの生成反応を行った。
濃度200wtppm、滞留時間20分の条件にて行っ
た。この第1段階における反応器内の温度は、反応混合
物の除熱と撹拌により、一定に保った。また、5%の硫
酸水溶液を反応器内の硫酸濃度が200ppmになるよ
うに連続して添加した。その結果、CHPの他成分への
転化率は98.9%、DMPCからα−MSへの転化率
は、18.0%であった。
合物に、アセトンを第1段階における反応混合物に対し
て20重量%の混合比で添加した。ここで、添加したア
セトンは、第2段階の反応生成物から蒸留分離したもの
で、アセトンよりも低沸点のアルデヒドを1000wt
ppm、水を1.8重量%含有しているものであった。
次いで、反応混合物を、熱交換器にて加熱昇温をした
後、プラグフロー型反応器に供給して第2段階の反応を
行った。この第2段階の反応時の反応混合物の滞留時間
は10分であり、出口の反応温度110℃、アセトン濃
度42.1重量%、水濃度1.0重量%であった。得ら
れた反応生成物中を分析し、フェノールおよびα−MS
の収率、ならびにHA濃度を求めた。結果を表1に示
す。
化生成物を用い、実施例1で使用した反応装置と同様の
形式の装置を用いて、反応を行った。第1段階の反応
は、反応温度60℃、硫酸濃度250wtppm、滞留
時間15分の条件で行った。また、硫酸の導入は、5%
の硫酸水溶液を反応器内の硫酸濃度が250wtppm
になるように連続で供給した。この第1段階において、
CHPの他成分への転化率は98.7%、DMPCから
α−MSへの転化率は、16.2%であった。
合物に、アセトンを第1段階の反応混合物に対して3
0.0重量%の混合比で添加した。ここで、供給したア
セトンは、第2段階の反応生成物から蒸留分離したもの
で、アセトンよりも低沸点のアルデヒドを1000wt
ppm、水を1.5重量%含有しているものであった。
次いで、反応混合物を、熱交換器にて加熱昇温をした
後、プラグフロー型反応器に供給して第2段階の反応を
行った。この第2段階の反応時の反応混合物の滞留時間
は25分であり、出口の反応温度115℃、アセトン濃
度46.4重量%、水濃度1.4重量%であった。得ら
れた反応生成物を分析し、フェノールおよびα−MSの
収率、ならびにHA濃度を求めた。結果を表2に示す。
化生成物を用い、実施例1で使用した反応装置と同様の
形式の装置を用いて、反応を行った。第1段階の反応
は、反応温度65℃、硫酸濃度250wtppm、滞留
時間15分の条件で行った。また、硫酸の導入は、20
00wtppmの硫酸アセトン溶液を、アセトンをクメ
ン酸化生成物の供給量に対して15重量%の混合比で添
加した。この時添加したアセトンは、第2段階の反応生
成物から蒸留分離したもので、アセトンよりも低沸点の
アルデヒドを1000wtppm、水を1.8重量%含
有しているものであった。この第1段階において、CH
Pの他成分への転化率は98.5%、DMPCからα−
MSへの転化率は、24.5%であった。
合物を、熱交換器にて加熱昇温をした後、プラグフロー
型反応器に供給して第2段階の反応を行った。この第2
段階の反応時の反応混合物の滞留時間は20分であり、
出口の反応温度100℃、アセトン濃度39.2重量
%、水濃度0.8重量%であった。得られた反応生成物
中を分析し、フェノールおよびα−MSの収率、ならび
にHA濃度を求めた。結果を表3に示す。
制し、高収率でフェノールおよびα−MSを製造するこ
とができる。しかも、安全かつ安定的な操業を実現する
ことができるため、本発明の方法は、実用上の価値が大
である。
Claims (15)
- 【請求項1】クメンヒドロキシペルオキシドを主成分と
するクメン酸化生成物から、硫酸の存在下、フェノー
ル、アセトンおよびα−メチルスチレンを得る方法であ
って、クメン酸化生成物を完全混合反応器に供給して、
クメンヒドロキシペルオキシドの分解反応を行った後、
反応混合物をプラグフロー型反応器に供給し、α−メチ
ルスチレンの生成反応を過剰のアセトンの存在下で行う
工程を有するフェノールの製造方法。 - 【請求項2】前記完全混合反応器におけるクメンヒドロ
キシペルオキシドの分解反応を、クメン酸化生成物に対
して150〜350wtppmの硫酸の存在下、55〜
75℃の反応温度で行う請求項1に記載のフェノールの
製造方法。 - 【請求項3】前記プラグフロー型反応器におけるα−メ
チルスチレンの生成反応を、反応混合物中のアセトン濃
度が35〜50重量%となるようにアセトンを添加して
行う請求項1記載のフェノールの製造方法。 - 【請求項4】前記のクメンヒドロキシペルオキシドの分
解反応時およびα−メチルスチレンの生成反応時に、反
応混合物の水濃度が0.5〜3.0重量%となるように
調整する請求項1記載のフェノールの製造方法。 - 【請求項5】クメンヒドロキシペルオキシド、ジメチル
フェニルカルビノール、アセトフェノンおよびクメンを
含むクメン酸化生成物を、完全混合反応器に供給して、
150〜350wtppmの硫酸の存在下に、クメンヒ
ドロキシペルオキシドの分解反応を行ってフェノールお
よびアセトンを生成する際に、完全混合反応器内の圧力
を反応混合物の蒸気圧まで下げて、気化するアセトンの
蒸発潜熱を除去した後、液化したアセトンを完全混合反
応器内に戻すことによって、クメンヒドロキシペルオキ
シドの分解反応で発生する反応熱を除去し、完全混合反
応器内の温度を55〜75℃に調整する請求項1に記載
のフェノールの製造方法。 - 【請求項6】クメンヒドロキシペルオキシド、ジメチル
フェニルカルビノール、アセトフェノンおよびクメンを
含むクメン酸化生成物を、完全混合反応器に供給して、
150〜350wtppmの硫酸の存在下に、クメンヒ
ドロキシペルオキシドの分解反応を行ってフェノールお
よびアセトンを生成する際に、反応混合物の一部を抜き
出し、熱交換器においてクメンヒドロキシペルオキシド
の分解反応で発生する反応熱を除去し、完全混合反応器
内の温度を55〜75℃にする請求項1に記載のフェノ
ールの製造方法。 - 【請求項7】前記クメンヒドロキシペルオキシドの分解
反応を、クメンヒドロキシペルオキシドの転化率が97
〜99.5%となるように行う請求項5または6に記載
のフェノールの製造方法。 - 【請求項8】前記クメンヒドロキシペルオキシドの分解
反応を、クメンヒドロキシペルオキシドの転化率が98
〜99.0%となるように行う請求項5または6に記載
のフェノールの製造方法。 - 【請求項9】フェノール、アセトン、クメン、ジメチル
フェニルカルビノールおよびジクミルペルオキシドを含
む反応混合物を、プラグフロー型反応器に供給し、反応
混合物のアセトン濃度が35〜50重量%になる様にア
セトンを添加して、ジメチルフェニルカルビノールおよ
びジクミルペルオキシドの分解反応を行うフェノールの
製造方法。 - 【請求項10】前記反応混合物を、アセトンを添加した
後、熱交換器にて80〜100℃に昇温させる請求項9
に記載のフェノールの製造方法。 - 【請求項11】昇温した混合物を非等温状態のプラグフ
ロー型反応器にてジメチルフェニルカルビノール、ジク
ミルペルオキシドからα−メチルスチレンを生成する請
求項9記載のフェノールの製造方法。 - 【請求項12】プラグフロー型反応器出口における反応
混合物の温度が120℃以下である請求項9に記載のフ
ェノールの製造方法。 - 【請求項13】プラグフロー型反応器出口における反応
混合物の温度が115℃以下である請求項9に記載のフ
ェノールの製造方法。 - 【請求項14】プラグフロー型反応器を出た反応混合物
を、直ちに冷却および中和して反応を停止させる請求項
9に記載のフェノールの製造方法。 - 【請求項15】反応を停止させた反応混合物から蒸留装
置によってアセトンを分離し、分離したアセトンの一部
を、完全混合反応器で生成した反応混合物に、アセトン
濃度が35〜50重量%となるように添加した後、プラ
グフロー型反応器に供給する請求項9に記載のフェノー
ルの製造方法。
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