JPS5938211B2 - クメンとフエノ−ル及び水との混合物からのクメンの回収方法 - Google Patents
クメンとフエノ−ル及び水との混合物からのクメンの回収方法Info
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- JPS5938211B2 JPS5938211B2 JP57133603A JP13360382A JPS5938211B2 JP S5938211 B2 JPS5938211 B2 JP S5938211B2 JP 57133603 A JP57133603 A JP 57133603A JP 13360382 A JP13360382 A JP 13360382A JP S5938211 B2 JPS5938211 B2 JP S5938211B2
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Classifications
-
- B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
- B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
- B01D—SEPARATION
- B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
- B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
- B01D3/143—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column by two or more of a fractionation, separation or rectification step
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
- C07C7/04—Purification; Separation; Use of additives by distillation
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Description
【発明の詳細な説明】
本発明はアルキル置換芳香族炭化水素のα−ハイドロパ
ーオキシ誘導体の酸分解によるフェノ−ル類の製造に関
する。
ーオキシ誘導体の酸分解によるフェノ−ル類の製造に関
する。
特に本発明はクメンハイドロパーオキサイドの酸分解に
よるフエノールの製造に関する。一般にフエノール類は
アルキル置換芳香族炭化水素、好ましくは2級アルキル
置換芳香族炭化水素を酸化し、ついで得られたα−ハイ
ドロパーオキシ誘導体を酸分解して製造される。
よるフエノールの製造に関する。一般にフエノール類は
アルキル置換芳香族炭化水素、好ましくは2級アルキル
置換芳香族炭化水素を酸化し、ついで得られたα−ハイ
ドロパーオキシ誘導体を酸分解して製造される。
この酸分解は一般に酸水溶液、通常は50〜98%の硫
酸水溶液(但し少くとも70%溶液が好ましい。)によ
つて行なわれている。他の適当な酸水溶液としては塩酸
又は過塩素酸水溶液がある。酸分解反応混合物はフエノ
ール、ケトン、水及び未反応アルキル置換芳香族炭化水
素を含んでいる。本発明は特にクメンを空気酸化し、つ
いで得られたクメンハイドロパーオキサイドを引続き硫
酸分解してフエノールを製造する方法を意図するもので
ある。この酸分解混合物はフエノール及びアセトンから
なる主製品の他に副産物として主にα−メチルスチレン
及び未反応クメンを種々の量で含んでいる。酸分解反応
混合物からフエノールを回収する方法においては反応混
合物はまず、直接苛性ソーダを添加するか又は間接的に
イオン交換樹脂と接触させることにより中和される。い
ずれの場合も中和した反応混合物は通常粗アセトン塔と
呼ばれる蒸留塔に供給され、こ\でフエノールより沸点
の低い物質は概略分離され、これにより大量の水及び未
反応クメンと共に実質的にすべてのアセトン及び低沸点
副生成物を含む塔頂留分が回収される。アセトンは引続
き粗アセトン塔の塔頂での蒸留によつて回収され、クメ
ンは粗アセトン塔に循環される。粗アセトン塔から回収
された、フエノール、クメン、α−メチルスチレン及び
水を含む塔底留分は通常、クメン又はα−メチルスチレ
ン塔と呼ばれる蒸留塔に供給される。
酸水溶液(但し少くとも70%溶液が好ましい。)によ
つて行なわれている。他の適当な酸水溶液としては塩酸
又は過塩素酸水溶液がある。酸分解反応混合物はフエノ
ール、ケトン、水及び未反応アルキル置換芳香族炭化水
素を含んでいる。本発明は特にクメンを空気酸化し、つ
いで得られたクメンハイドロパーオキサイドを引続き硫
酸分解してフエノールを製造する方法を意図するもので
ある。この酸分解混合物はフエノール及びアセトンから
なる主製品の他に副産物として主にα−メチルスチレン
及び未反応クメンを種々の量で含んでいる。酸分解反応
混合物からフエノールを回収する方法においては反応混
合物はまず、直接苛性ソーダを添加するか又は間接的に
イオン交換樹脂と接触させることにより中和される。い
ずれの場合も中和した反応混合物は通常粗アセトン塔と
呼ばれる蒸留塔に供給され、こ\でフエノールより沸点
の低い物質は概略分離され、これにより大量の水及び未
反応クメンと共に実質的にすべてのアセトン及び低沸点
副生成物を含む塔頂留分が回収される。アセトンは引続
き粗アセトン塔の塔頂での蒸留によつて回収され、クメ
ンは粗アセトン塔に循環される。粗アセトン塔から回収
された、フエノール、クメン、α−メチルスチレン及び
水を含む塔底留分は通常、クメン又はα−メチルスチレ
ン塔と呼ばれる蒸留塔に供給される。
粗アセトン塔の塔底留分は一般にクメン塔での蒸留前に
高沸点留分を分離するために処理されるが、この処理は
蒸留に続いて行なうこともできる。いずれの場合もクメ
ン塔では高沸点フエノール製品から水、クメン及びα−
メチルスチレンを含む塔頂留分を分離する条件で操作さ
れる。塔底留分として回収されたフエノールは更に不純
物として例えばメジチルオキサイド、ヒドロキシアセト
ン等を含んでいるが、これらの不純物は更に蒸留によつ
てフエノール製品から分離される。クメン塔から回収さ
れた塔頂留分は必らずフエノールとα−メチルスチレン
及び未反応クメンが混和した水との共沸混合物を含んで
いる。
高沸点留分を分離するために処理されるが、この処理は
蒸留に続いて行なうこともできる。いずれの場合もクメ
ン塔では高沸点フエノール製品から水、クメン及びα−
メチルスチレンを含む塔頂留分を分離する条件で操作さ
れる。塔底留分として回収されたフエノールは更に不純
物として例えばメジチルオキサイド、ヒドロキシアセト
ン等を含んでいるが、これらの不純物は更に蒸留によつ
てフエノール製品から分離される。クメン塔から回収さ
れた塔頂留分は必らずフエノールとα−メチルスチレン
及び未反応クメンが混和した水との共沸混合物を含んで
いる。
α−メチルスチレンは有用製品として分離回収できるが
、更に水素化してクメンに還元し、未反応クメンと混合
して前記酸化工程に循環することが多い。フエノールの
大部分は水と共沸混合状態で、従つて簡単な蒸留では除
去困難なフエノールを含むクメン塔の塔頂留分に存在す
る。このフエノールの小部分は前記不均質共沸混合物の
濃縮によつて分離される水相と共に除去される。けれど
もクメン及びα−メチルスチレンを主成分とする有機相
は水相と有機相間のフエノールの分配係数に相当するよ
うなフエノールで汚染されるものである。フエノールは
強力な酸化防止剤として周知であるから、実質的に全て
のフエノールは酸化相に循環する前にクメンから分離し
ておかなければならない。これは従来、クメン塔からの
塔頂留分を大量の苛性ソーダを含む苛性ソーダ洗浄する
ことにより行なわれていた。本発明の目的はクメンがフ
エノール中で実質的に減少し、且つ最小量の苛性ソーダ
洗浄で回収される、クメンとフエノールとの混合物から
のクメンの改良分離法を提供することである。
、更に水素化してクメンに還元し、未反応クメンと混合
して前記酸化工程に循環することが多い。フエノールの
大部分は水と共沸混合状態で、従つて簡単な蒸留では除
去困難なフエノールを含むクメン塔の塔頂留分に存在す
る。このフエノールの小部分は前記不均質共沸混合物の
濃縮によつて分離される水相と共に除去される。けれど
もクメン及びα−メチルスチレンを主成分とする有機相
は水相と有機相間のフエノールの分配係数に相当するよ
うなフエノールで汚染されるものである。フエノールは
強力な酸化防止剤として周知であるから、実質的に全て
のフエノールは酸化相に循環する前にクメンから分離し
ておかなければならない。これは従来、クメン塔からの
塔頂留分を大量の苛性ソーダを含む苛性ソーダ洗浄する
ことにより行なわれていた。本発明の目的はクメンがフ
エノール中で実質的に減少し、且つ最小量の苛性ソーダ
洗浄で回収される、クメンとフエノールとの混合物から
のクメンの改良分離法を提供することである。
本発明の広い態様の一つは(a)2級アルキルベンゼン
と水及び前記2級アルキルベンゼンのフエノール誘導体
との混合物を第一分留塔に導入して前記フエノール誘導
体の大部分を含む塔底留分と前記2級アルキルベンゼン
、水及び前記フエノール誘導体の残部を含む塔頂留分と
に分離し、(b)前記塔底留分を排出し、(c)前記塔
頂留分を凝縮して前記フエノ゛−ル誘導体の残部の小部
分を含む水相と前記2級アルキルベンゼン及び前記残部
フエノール誘導体の残りを含む水飽和有機相とに分離し
、(d)前記水相を排出し、ついで(e)この水飽和有
機相の少くとも一部を第二分留塔に導入してフエノール
誘導体塔底留分を分離すると共に、前記飽和水による共
沸混合物の場合と実質的に同等な濃度に低下したフエノ
ール誘導体を含む第二アルキルベン塔頂留分を回収する
ことを特徴とする2級アルキルベンゼンと水及び前記2
級アルキルベンゼンのフエノール誘導体との混合物から
の2級アルキルベンゼンの回収方法である。
と水及び前記2級アルキルベンゼンのフエノール誘導体
との混合物を第一分留塔に導入して前記フエノール誘導
体の大部分を含む塔底留分と前記2級アルキルベンゼン
、水及び前記フエノール誘導体の残部を含む塔頂留分と
に分離し、(b)前記塔底留分を排出し、(c)前記塔
頂留分を凝縮して前記フエノ゛−ル誘導体の残部の小部
分を含む水相と前記2級アルキルベンゼン及び前記残部
フエノール誘導体の残りを含む水飽和有機相とに分離し
、(d)前記水相を排出し、ついで(e)この水飽和有
機相の少くとも一部を第二分留塔に導入してフエノール
誘導体塔底留分を分離すると共に、前記飽和水による共
沸混合物の場合と実質的に同等な濃度に低下したフエノ
ール誘導体を含む第二アルキルベン塔頂留分を回収する
ことを特徴とする2級アルキルベンゼンと水及び前記2
級アルキルベンゼンのフエノール誘導体との混合物から
の2級アルキルベンゼンの回収方法である。
本発明の更に特別な態様は(a)クメンとフエノール及
び水との混合物を塔底温度約16『〜約180℃、塔底
圧力約600〜約760m1LH9、塔頂温度約90゜
〜約105℃及び塔頂圧力約100〜150mT!LH
9で操作された第一分留塔に導入して前記フエノールの
大部分を含む塔底留分とクメン、水及び前記フエノール
の残部を含む塔頂留分とに分離し、(b)前記塔底留分
を排出し、(c)前記塔頂留分を約40゜〜約50℃の
温度及び約75〜約125TnmHgの圧力で凝縮して
前記残部フエノールの小部分を含む水相とクメン及び前
記残部フエノールの残りを含む水飽和有機相とに分離し
、(d)前記水相を排出し、(e)前記水飽和有機相を
塔底温度約160゜〜約180℃、塔底圧力約600〜
約7607!ZmH9、塔頂温度約90゜〜約105℃
及び塔頂圧力約100〜150mmH9で操作された第
二分留塔に導入してフエノール塔底留分を分離すると共
に、前記飽和水との共沸混合物の場合とほゾ同程度に低
下した濃度のフエノールを含むクメン塔頂留分を回収す
る工程よりなるクメンとフエノール及び水との混合物か
らのクメンの回収方法に関する。
び水との混合物を塔底温度約16『〜約180℃、塔底
圧力約600〜約760m1LH9、塔頂温度約90゜
〜約105℃及び塔頂圧力約100〜150mT!LH
9で操作された第一分留塔に導入して前記フエノールの
大部分を含む塔底留分とクメン、水及び前記フエノール
の残部を含む塔頂留分とに分離し、(b)前記塔底留分
を排出し、(c)前記塔頂留分を約40゜〜約50℃の
温度及び約75〜約125TnmHgの圧力で凝縮して
前記残部フエノールの小部分を含む水相とクメン及び前
記残部フエノールの残りを含む水飽和有機相とに分離し
、(d)前記水相を排出し、(e)前記水飽和有機相を
塔底温度約160゜〜約180℃、塔底圧力約600〜
約7607!ZmH9、塔頂温度約90゜〜約105℃
及び塔頂圧力約100〜150mmH9で操作された第
二分留塔に導入してフエノール塔底留分を分離すると共
に、前記飽和水との共沸混合物の場合とほゾ同程度に低
下した濃度のフエノールを含むクメン塔頂留分を回収す
る工程よりなるクメンとフエノール及び水との混合物か
らのクメンの回収方法に関する。
本発明の他の目的及び態様は以下の詳細な説明から明ら
かとなろう。
かとなろう。
本発明が関与する全体の方法は2級アルキルベンゼン、
例えばイソプロピルベンゼン(クメン)、イソブチルベ
ンゼン、イソアミルベンゼン、1−メチル−4−イソプ
ロピルベンゼン、p−ジイソプロピルベンゼン、p−ジ
イソブチルベンゼン、1−イソプロピル−4−イソブチ
ルベンゼン、シクロヘキシルベンゼン等を酸化して相当
するハイドロパーオキサイド、例えばイソプロピルベン
ゼンハイドロパーオキサイド、イソブチルベンゼンハイ
ドロパーオキサイド、イソアミルベンゼンハイドロパー
オキサイド、1−メチル−4−イソプロピルベンゼンハ
イドロパーオキサイド、p−ジイソプロピルベンゼンハ
イドロパーオキサイド、p−イソブチルベンゼンハイド
ロパーオキサイド、1−イソブチル−4−イソプロピル
ベンゼンハイドロパーオキサイド、シクロヘキシルベン
ゼンハイドロパーオキサイド等を生成せしめる方法に関
する。
例えばイソプロピルベンゼン(クメン)、イソブチルベ
ンゼン、イソアミルベンゼン、1−メチル−4−イソプ
ロピルベンゼン、p−ジイソプロピルベンゼン、p−ジ
イソブチルベンゼン、1−イソプロピル−4−イソブチ
ルベンゼン、シクロヘキシルベンゼン等を酸化して相当
するハイドロパーオキサイド、例えばイソプロピルベン
ゼンハイドロパーオキサイド、イソブチルベンゼンハイ
ドロパーオキサイド、イソアミルベンゼンハイドロパー
オキサイド、1−メチル−4−イソプロピルベンゼンハ
イドロパーオキサイド、p−ジイソプロピルベンゼンハ
イドロパーオキサイド、p−イソブチルベンゼンハイド
ロパーオキサイド、1−イソブチル−4−イソプロピル
ベンゼンハイドロパーオキサイド、シクロヘキシルベン
ゼンハイドロパーオキサイド等を生成せしめる方法に関
する。
本発明は特にクメンハイドロパーオキサイドの酸分解で
生じる反応混合物からの未反応クメンの回収に関する。
生じる反応混合物からの未反応クメンの回収に関する。
なおこのクメンは全体のフエノール製造法の酸化相に循
環させるため実質的にフエノールを含まない状態で回収
されるものである。前記酸化反応はこの分野で周知の条
件で行なわれる。ハイドロパーオキサイド酸化製品は選
択されたアルキルベンゼンを酸素又は空気のような酸素
含有ガスによつて通常室温で直接液相酸化して作られる
。この酸化反応は初期誘導期間を経て徐徐に進行し、酸
化反応に対し触媒効果を発揮するハイドロパーオキサイ
ドの生成を伴なつて更に有効な速度に促進する。反応混
合物中に最初からハイドロパーオキサイド、通常、この
反応のハイドロパーオキサイド製品を含有させることに
より、この初期誘導期間はなくなるか、又は実質的に少
なくなる。しかし同様な触媒効果を示す他の材料もこの
分野で開示されている。酸化反応を行なう温度範囲は室
温程度から、酸化する炭化水素の沸点程度迄であり、ク
メンの場合は約305′F(約152迄C)である。一
般に約1200−約265(約49゜〜約1300C)
の範囲の高温を用いることが好ましい。最適温度は酸化
される特定のアルキルベンゼン及び別のやり方で使用し
た反応条件に依存する。酸化は大気圧程度から500p
sig(226.8Kgsig)程度の圧力で行なうこ
とができるが、一般には約90psig(40.8K9
sig)を越えない圧力が好ましい。アルキルベンゼン
を相当するハイドロパーオキサイドに完全に転化させる
よりも実質的に低位に転化させるため、酸化条件での反
応剤の接触時間は制限することが望ましい。例えばクメ
ンの酸化においては得られるクメンハイドロパーオキサ
イドの濃度が約30重量%を越えないように、クメンと
酸化剤との接触時間を制限することが望ましい。更に本
発明方法を添付図面を参照して説明する。
環させるため実質的にフエノールを含まない状態で回収
されるものである。前記酸化反応はこの分野で周知の条
件で行なわれる。ハイドロパーオキサイド酸化製品は選
択されたアルキルベンゼンを酸素又は空気のような酸素
含有ガスによつて通常室温で直接液相酸化して作られる
。この酸化反応は初期誘導期間を経て徐徐に進行し、酸
化反応に対し触媒効果を発揮するハイドロパーオキサイ
ドの生成を伴なつて更に有効な速度に促進する。反応混
合物中に最初からハイドロパーオキサイド、通常、この
反応のハイドロパーオキサイド製品を含有させることに
より、この初期誘導期間はなくなるか、又は実質的に少
なくなる。しかし同様な触媒効果を示す他の材料もこの
分野で開示されている。酸化反応を行なう温度範囲は室
温程度から、酸化する炭化水素の沸点程度迄であり、ク
メンの場合は約305′F(約152迄C)である。一
般に約1200−約265(約49゜〜約1300C)
の範囲の高温を用いることが好ましい。最適温度は酸化
される特定のアルキルベンゼン及び別のやり方で使用し
た反応条件に依存する。酸化は大気圧程度から500p
sig(226.8Kgsig)程度の圧力で行なうこ
とができるが、一般には約90psig(40.8K9
sig)を越えない圧力が好ましい。アルキルベンゼン
を相当するハイドロパーオキサイドに完全に転化させる
よりも実質的に低位に転化させるため、酸化条件での反
応剤の接触時間は制限することが望ましい。例えばクメ
ンの酸化においては得られるクメンハイドロパーオキサ
イドの濃度が約30重量%を越えないように、クメンと
酸化剤との接触時間を制限することが望ましい。更に本
発明方法を添付図面を参照して説明する。
図は本発明の好ましい実施態様の一例を示す簡単なフロ
ーダイアグラムであるが、これによつて特許請求範囲に
記載したような本発明の一般的な広い概念を不当に制限
するものではない。ある種のハードウエア一、例えばバ
ルブ、ポンプ、コンプレツサ一、熱交換器、機器の使用
及び制御等は本発明の明快な理解には必要ないので、省
略した。なお前記ハードウエア一の使用及び応用はこの
分野の精通者に周知のことである。図において1はクメ
ン塔、6は沈降槽、10はフエノール再蒸留塔、13は
苛性ソーダ洗浄塔である。
ーダイアグラムであるが、これによつて特許請求範囲に
記載したような本発明の一般的な広い概念を不当に制限
するものではない。ある種のハードウエア一、例えばバ
ルブ、ポンプ、コンプレツサ一、熱交換器、機器の使用
及び制御等は本発明の明快な理解には必要ないので、省
略した。なお前記ハードウエア一の使用及び応用はこの
分野の精通者に周知のことである。図において1はクメ
ン塔、6は沈降槽、10はフエノール再蒸留塔、13は
苛性ソーダ洗浄塔である。
粗アセトン塔(図示せず)からの塔底留分はライン2を
通つてクメン塔1に導入される。粗アセトン塔の塔底留
分は通常、1時間を基準にしてフエノール約128.7
モル、クメン約28,7モル、α−メチルスチレン約4
.8モル、水約38.4モル及びアセトン約0.3モル
と共に少量の高沸点物質を含んでいる。これらの高沸点
物質はクメン塔の前で分離してもよいし、クメン塔の後
で分離してもよい。ライン2を通る流れは前述のように
して生じた、1時間当りフエノール約3,2モルを含む
ライン12からの循環流と混合される。次にこの混合流
はライン2を経てクメン塔1に入る。クメン塔1は塔底
温度約16『〜約180入C及び塔底圧力約600〜約
760mmH9で操作される。更にこのクメン塔は塔頂
温度約90゜〜約105℃及び塔頂圧力約100〜約1
50mmH9で操作され、これにより塔頂留分は1時間
当りクメン約28,6モル及びα−メチルスチレン約4
.5モルと共にフエノール約3.4モル、アセトン0.
3モル及び水約38.4モルを含み、ライン4を通つて
回収される。フエノール製品流はライン3経由でクメン
塔1の底部から排出され、前記フエノール製品流は1時
間当りフエノール約128.5モル、クメン0.1モル
及びα−メチルスチレン0.3モルを含んでいる。この
粗フエノール流は痕跡量の水及び前記高沸点物質も含み
、ライン3を通つて更に実質的に純すいなフエノール製
品として回収するために、従来の蒸留手段(図示せず)
で処理される。ライン4を通つて回収された塔頂留分は
ライン4内に配置された凝縮手段5を通過し、得られた
凝縮物は温度約40゜〜約50℃及び圧力約75〜約1
25mmH1で操作される沈降槽6に集められ、これに
より水相が沈降し、水飽和有機相が上部液層として分離
する。
通つてクメン塔1に導入される。粗アセトン塔の塔底留
分は通常、1時間を基準にしてフエノール約128.7
モル、クメン約28,7モル、α−メチルスチレン約4
.8モル、水約38.4モル及びアセトン約0.3モル
と共に少量の高沸点物質を含んでいる。これらの高沸点
物質はクメン塔の前で分離してもよいし、クメン塔の後
で分離してもよい。ライン2を通る流れは前述のように
して生じた、1時間当りフエノール約3,2モルを含む
ライン12からの循環流と混合される。次にこの混合流
はライン2を経てクメン塔1に入る。クメン塔1は塔底
温度約16『〜約180入C及び塔底圧力約600〜約
760mmH9で操作される。更にこのクメン塔は塔頂
温度約90゜〜約105℃及び塔頂圧力約100〜約1
50mmH9で操作され、これにより塔頂留分は1時間
当りクメン約28,6モル及びα−メチルスチレン約4
.5モルと共にフエノール約3.4モル、アセトン0.
3モル及び水約38.4モルを含み、ライン4を通つて
回収される。フエノール製品流はライン3経由でクメン
塔1の底部から排出され、前記フエノール製品流は1時
間当りフエノール約128.5モル、クメン0.1モル
及びα−メチルスチレン0.3モルを含んでいる。この
粗フエノール流は痕跡量の水及び前記高沸点物質も含み
、ライン3を通つて更に実質的に純すいなフエノール製
品として回収するために、従来の蒸留手段(図示せず)
で処理される。ライン4を通つて回収された塔頂留分は
ライン4内に配置された凝縮手段5を通過し、得られた
凝縮物は温度約40゜〜約50℃及び圧力約75〜約1
25mmH1で操作される沈降槽6に集められ、これに
より水相が沈降し、水飽和有機相が上部液層として分離
する。
下部水相はライン7を通つて回収、排出される。こうし
て回収された水相は1時間当り水約38.3モル、フエ
ノール0.2モル及びアセトン0.1モルと共に痕跡量
のクメン及びα−メチルスチレンを含んでいる。水飽和
有機相はライン8経由で沈降槽から除去され、一部はタ
メン塔内の還流比約1.8を維持するため、ライン9経
由でクメン塔1の頂部に戻される。有機相の残りはライ
ン8を通つて、クメン塔1と実質的に同じ条件で操作さ
れるフエノール再蒸留塔10に導入される。このフエノ
ール再蒸留塔に入つた有機相は1時間当りクメン約28
.6モル及びα−メチルスチレン4.5モルと共にフエ
ノール約3.2モル、アセトン0.2モル及び飽和水約
0.1モルを含んでいる。再蒸留塔10では実質的にす
べてのフエノールが1時間当り約3.2モルの割合でラ
イン12経由で塔底留分として分離され、このフエノー
ルは前述のようにライン12及びライン2経由でクメン
塔1に循環される。再蒸留塔からの塔頂留分は1時間当
りクメン約28.6モル及びα−メチルスチレン4.5
モルと共に前記飽和水による共沸混合物の場合と実質的
に同等の痕跡量のフエノールを含み、ライン11を通つ
て除去され、苛性ソーダ洗浄塔13の底部に移される。
ライン14を経由して苛性ソーダ洗浄塔に入れられる水
性苛性ソーダ流は1時間当り水酸化ナトリウム約0.1
モル及び水約0.14モルを塔内に供給する。クメン/
α−メチルスチレン有機相は水性苛性ソーダ相と向流接
触して土向きに通過し、この方法でフエノールは石炭酸
ソーダとして苛性ソーダ中で回収される。水性苛性ソー
ダ相はライン16を通つて苛性ソーダ洗浄塔13から回
収され、ライン7を通る水相と一諸になり、更にフエノ
ール回収のため従来の手段(図示せず)で処理される。
実際に苛性ソーダ及び石炭酸ソーダの両者を含むクロー
ズドループは充分高い接触効率、例えば苛性ソーダ洗浄
塔で接触装置として網目板(Sievetray)を用
いた場合は充分な孔速度になるように苛性ソーダ洗浄塔
13の周囲に維持することができる。この場合、流れラ
イン14及び16は夫々、苛性ソーダ全補給ライン及び
石炭酸ソーダ除去ラインとみなすべきである。過剰の苛
性ソーダはライン14を通つて供給され、この図のライ
ン16る通つて除去される。いずれの場合も今や通常、
30ppm重量未満のフエノールを含む本質的にすべて
のクメン及びα−メチルスチレンは苛性ソーダ洗浄塔1
3から1時間当りタメン約28.6モル及びα−メチル
スチレン4.5モルの割合で塔頂ライン15を経て回収
される。この流れは普通、水素化処理してα−メチルス
チレン部分をクメンに転化し、ついでこの水素化処理し
た流れは全プロセスの酸化相に循環する。或いはα−メ
チルスチレンは従来の蒸留手段で有用な副産物として回
収し、残りのクメンは酸化反応器に循環することができ
る。前述のようにフエノールは周知の強力な酸化防止剤
であり、実質的に全てのフエノールはフエノール製造プ
ロセスの酸化相に循環する前にクメンから分離しなけれ
ばならない。
て回収された水相は1時間当り水約38.3モル、フエ
ノール0.2モル及びアセトン0.1モルと共に痕跡量
のクメン及びα−メチルスチレンを含んでいる。水飽和
有機相はライン8経由で沈降槽から除去され、一部はタ
メン塔内の還流比約1.8を維持するため、ライン9経
由でクメン塔1の頂部に戻される。有機相の残りはライ
ン8を通つて、クメン塔1と実質的に同じ条件で操作さ
れるフエノール再蒸留塔10に導入される。このフエノ
ール再蒸留塔に入つた有機相は1時間当りクメン約28
.6モル及びα−メチルスチレン4.5モルと共にフエ
ノール約3.2モル、アセトン0.2モル及び飽和水約
0.1モルを含んでいる。再蒸留塔10では実質的にす
べてのフエノールが1時間当り約3.2モルの割合でラ
イン12経由で塔底留分として分離され、このフエノー
ルは前述のようにライン12及びライン2経由でクメン
塔1に循環される。再蒸留塔からの塔頂留分は1時間当
りクメン約28.6モル及びα−メチルスチレン4.5
モルと共に前記飽和水による共沸混合物の場合と実質的
に同等の痕跡量のフエノールを含み、ライン11を通つ
て除去され、苛性ソーダ洗浄塔13の底部に移される。
ライン14を経由して苛性ソーダ洗浄塔に入れられる水
性苛性ソーダ流は1時間当り水酸化ナトリウム約0.1
モル及び水約0.14モルを塔内に供給する。クメン/
α−メチルスチレン有機相は水性苛性ソーダ相と向流接
触して土向きに通過し、この方法でフエノールは石炭酸
ソーダとして苛性ソーダ中で回収される。水性苛性ソー
ダ相はライン16を通つて苛性ソーダ洗浄塔13から回
収され、ライン7を通る水相と一諸になり、更にフエノ
ール回収のため従来の手段(図示せず)で処理される。
実際に苛性ソーダ及び石炭酸ソーダの両者を含むクロー
ズドループは充分高い接触効率、例えば苛性ソーダ洗浄
塔で接触装置として網目板(Sievetray)を用
いた場合は充分な孔速度になるように苛性ソーダ洗浄塔
13の周囲に維持することができる。この場合、流れラ
イン14及び16は夫々、苛性ソーダ全補給ライン及び
石炭酸ソーダ除去ラインとみなすべきである。過剰の苛
性ソーダはライン14を通つて供給され、この図のライ
ン16る通つて除去される。いずれの場合も今や通常、
30ppm重量未満のフエノールを含む本質的にすべて
のクメン及びα−メチルスチレンは苛性ソーダ洗浄塔1
3から1時間当りタメン約28.6モル及びα−メチル
スチレン4.5モルの割合で塔頂ライン15を経て回収
される。この流れは普通、水素化処理してα−メチルス
チレン部分をクメンに転化し、ついでこの水素化処理し
た流れは全プロセスの酸化相に循環する。或いはα−メ
チルスチレンは従来の蒸留手段で有用な副産物として回
収し、残りのクメンは酸化反応器に循環することができ
る。前述のようにフエノールは周知の強力な酸化防止剤
であり、実質的に全てのフエノールはフエノール製造プ
ロセスの酸化相に循環する前にクメンから分離しなけれ
ばならない。
この分離は普通、大量の苛性ソーダを必要とする苛性ソ
ーダ洗浄による。本発明方法苛性ソーダの量を大巾に低
減せしめると共に従つてまた廃棄前に処理すべき水の量
も低減せしめる。
ーダ洗浄による。本発明方法苛性ソーダの量を大巾に低
減せしめると共に従つてまた廃棄前に処理すべき水の量
も低減せしめる。
図は本発明の好ましい実施態様を示すフローダイアグラ
ムである。 1 ・・・・・・クメン塔、6・・・・・・沈降槽、1
0・・・・・・フエノール再蒸留塔、13・・・・・・
苛性ソーダ洗浄塔。
ムである。 1 ・・・・・・クメン塔、6・・・・・・沈降槽、1
0・・・・・・フエノール再蒸留塔、13・・・・・・
苛性ソーダ洗浄塔。
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 1 2級アルキルベンゼンと水及び前記2級アルキルベ
ンゼンのフェノール誘導体との混合物を第一分留塔に導
入して前記フェノール誘導体の大部分を含む塔底留分と
前記2級アルキルベンゼン、水及び前記フェノール誘導
体の残部を含む塔頂留分とに分離し、(b)前記塔底留
分を排出し、 (c)前記塔頂留分を凝縮して前記フェノール誘導体の
残部の小部分を含む水相と前記2級アルキルベンゼン及
び前記残部フェノール誘導体の残りを含む水飽和有機相
とに分離し、(d)前記水相を排出し、ついで (e)この水飽和有機相の少くとも一部を第二分留塔に
導入してフェノール誘導体塔底留分を分離すると共に、
前記飽和水による共沸混合物の場合と実質的に同等な濃
度に低下したフェノール誘導体を含む第二アルキルベン
塔頂留分を回収することを特徴とする2級アルキルベン
ゼンと水及び前記2級アルキルベンゼンのフェノール誘
導体との混合物からの2級アルキルベンゼンの回収方法
。 2 前記2級アルキルベンゼンがクメンであり、前記2
級アルキルベンゼンのフェノール誘導体がフェノールで
あることを更に特徴とする特許請求の範囲1項記載の方
法。 3 工程(c)の水飽和有機相の一部が、外部環流を約
1.5〜約2の内部供給比率に維持するために前記第一
分留塔に循環されることを更に特徴とする特許請求の範
囲2項記載の方法。 4 工程(e)に従つて分離されたフェノール誘導体塔
底留分が前記第一分留塔に循環されることを更に特徴と
する特許請求の範囲2項記載の方法。 5 第一分留塔が塔底温度約160℃〜約180℃、塔
底圧力約600〜750mmHg、塔頂温度約90°〜
約105℃及び塔頂圧力約100〜150mmHgで操
作されることを更に特徴とする特許請求の範囲2項記載
の方法。 6 工程(c)に関して前記塔頂留分が約40°〜約5
0℃の温度及び約75〜約125mmHgの圧力で凝縮
されることを更に特徴とする特許請求の範囲2項記載の
方法。 7 工程(e)に関して前記第二分留塔が塔底温度約1
60°〜約180℃、塔底圧力約600〜約760mm
Hg、塔頂温度約90°〜約105℃及び塔頂圧力約1
00〜150mmHgで操作されることを更に特徴とす
る特許請求の範囲2項記載の方法。
Applications Claiming Priority (2)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
US289592 | 1981-08-03 | ||
US06/289,592 US4370205A (en) | 1981-08-03 | 1981-08-03 | Recovery of cumene from a mixture thereof with phenol and water |
Publications (2)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
JPS5826827A JPS5826827A (ja) | 1983-02-17 |
JPS5938211B2 true JPS5938211B2 (ja) | 1984-09-14 |
Family
ID=23112208
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
JP57133603A Expired JPS5938211B2 (ja) | 1981-08-03 | 1982-07-30 | クメンとフエノ−ル及び水との混合物からのクメンの回収方法 |
Country Status (7)
Country | Link |
---|---|
US (1) | US4370205A (ja) |
JP (1) | JPS5938211B2 (ja) |
DE (1) | DE3224650A1 (ja) |
ES (1) | ES514646A0 (ja) |
GB (1) | GB2108145B (ja) |
IN (1) | IN158470B (ja) |
IT (1) | IT1156107B (ja) |
Families Citing this family (7)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US4877491A (en) * | 1988-11-14 | 1989-10-31 | Lloyd Berg | Separation of m-diisopropyl benzene from p-diisopropyl benzene by azeotropic distillation with ketones |
US5220103A (en) * | 1990-09-17 | 1993-06-15 | Uop | Process for the preparation of a cumene feed for cumene oxidation |
US5510543A (en) * | 1994-12-09 | 1996-04-23 | General Electric Company | Removal and neutralization of acid catalyst from products of cumene hydroperoxide cleavage |
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 |
JP4802446B2 (ja) * | 2003-11-12 | 2011-10-26 | 三菱化学株式会社 | 装置、及びこの装置を用いたジフェニルカーボネート又は芳香族ポリカーボネートの製造方法 |
US9815755B2 (en) | 2014-09-26 | 2017-11-14 | Uop Llc | Methods and apparatuses for treating an organic feed |
RU2017135448A (ru) * | 2015-03-31 | 2019-04-05 | Юоп Ллк | Способ гидрирования |
Family Cites Families (8)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US2757209A (en) * | 1951-04-26 | 1956-07-31 | Allied Chem & Dye Corp | Recovery of phenol and alphamethylstyrene from cumene oxidation reaction mixtures |
US3151047A (en) * | 1960-09-12 | 1964-09-29 | Phillips Petroleum Co | Separation of organic compounds by fractional distillation and phase separation |
GB1021759A (en) * | 1963-03-27 | 1966-03-09 | Mitsui Petrochemical Ind | A process for the manufacture of highly pure phenol |
US3365375A (en) * | 1965-04-15 | 1968-01-23 | Hercules Inc | Process for separating decomposition products of cumene hydroperoxide |
US3441618A (en) * | 1966-06-15 | 1969-04-29 | Skelly Oil Co | Hydrogenation process |
US4166772A (en) * | 1978-10-06 | 1979-09-04 | Phillips Petroleum Company | Extractive distillation separation of cumene and phenol |
US4262151A (en) * | 1979-12-31 | 1981-04-14 | Uop Inc. | Process for the recovery of phenol from a reaction mixture resulting from the acid cleavage of cumene hydroperoxide |
US4262150A (en) * | 1979-12-31 | 1981-04-14 | Uop Inc. | Process for the recovery of phenol from a reaction mixture resulting from the acid cleavage of cumene hydroperoxide |
-
1981
- 1981-08-03 US US06/289,592 patent/US4370205A/en not_active Expired - Lifetime
-
1982
- 1982-07-01 DE DE19823224650 patent/DE3224650A1/de active Granted
- 1982-07-08 IN IN518/DEL/82A patent/IN158470B/en unknown
- 1982-07-21 IT IT22501/82A patent/IT1156107B/it active
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