KR20000057572A - 큐멘으로 부터 페놀 및 아세톤을 제조하는 방법 - Google Patents

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Abstract

본 발명은 큐멘을 공업용 큐멘 과산화수소(CHP)로 산화하고 CHP를 촉매에 의해 분해시켜서 페놀과 아세톤을 제조하는 개량된 방법에 관계한다. 본 발명에 따르면 산화 생성물은 공업용 큐멘 과산화물에 21 내지 30중량%의 큐멘 함량을 갖도록 농축되며 상기 혼합물이 촉매에 의한 분해에 사용된다.

Description

큐멘으로 부터 페놀 및 아세톤을 제조하는 방법{IMPROVED METHOD FOR PRODUCING PHENOL AND ACETONE FROM CUMOL}
큐멘으로 부터 페놀 및 아세톤을 제조하는 기존의 공정은 다음 단계로 구성된다:
1. 큐켄을 큐멘 과산화수소(CHP)로 산화,
2. 산화 생성물을 증류시켜 공업용 CHP 제조,
3. CHP와 그 속에 포함된 디메틸페닐카르비놀(DMPC)를 산분해하여 최종 생성물인 페놀, 아세톤 및 α-메틸스티렌(AMS) 수득,
4. 산성 촉매를 중화시키고 반응생성물로 부터 염을 분리,
5. 반응생성물을 분리 및 정제.
대체로, 페놀 제조공정에 대한 연구는 공정중 한 단계를 개선시키는데 있다. 따라서 공정의 선택성, 에너지 특성값 및 확실성을 동시에 개선시킬려는 시도가 없었다. 가장 중요한 특성값은 증기 소모이다.
바람직하지 않은 부산물의 대부분이 CHP의 산분해 단계에서 형성되므로 대개의 연구자는 이 단계를 정확히 관찰한다. 반응성 DMPC를 포함하는 공업용 CHP의 분해과정에서 최종 생성물을 손실시키고 소위 페놀 타르라 불리는 활용하기 곤란한 폐생성물의 형성을 가져오는 화학 반응이 일어난다.
공정의 선택성의 가장 중요한 기준은 가치있는 부산물, 특히 α-메틸스티렌(AMS)의 수율이다. 알다시피 AMS는 큐멘으로 수첨반응되거나 생성물로서 직접 분리될 수 있다.
AMS 수율 증진을 위한 다양한 방법이 있다:
a) 반응 매체 조성의 선택(화학적)
b) 반응기 형태 및 열제거 방식의 선택(기술적)
c) 화학적 및 기술적 방법의 조합.
본 발명은 반응생성물의 분별증류 장치와 산성 촉매를 갖는 반응기에서 큐멘을 큐멘 과산화수소로 산화시키고 이어서 큐멘 과산화수소를 분해시켜 페놀 및 아세톤을 제조하는 개선된 공정에 관계한다.
도 1 은 페놀-아세톤 매체에서 큐멘 농도가 가변적인 경우에 CHP 분해 반응 상수(K2)의 큐멘 농도에 대한 관계가 도시된다.
도 2 는 페놀-아세톤의 비가 가변적인 경우에 CHP 분해 반응상수(K2)의 아세톤 농도에 대한 관계가 도시된다.
도 3 은 물 농도가 가변적인 경우에 CHP 분해 반응 상수(K2)의 물농도에 대한 관계가 도시된다.
도 4 는 DCP 전환율이 상이한 경우에 1t 페놀에 대한 AMS 및 페놀 타르의 수율이 도시된다.
도 5 는 분해 반응물에 용해된 Na2SO4의 함량과 그 속에 포함된 큐멘의 관계가 도시된다.
도 6 은 분해 반응물에 용해된 물의 함량과 그 속에 포함된 큐멘의 관계가 도시된다.
도 7 은 본 발명의 공정을 수행하는 장치가 도시된다.
* 부호 설명
1 ... 증류단계(1A,B) 2 ... CHP 분해 반응기(2A,B,C)
3 ... 증발기 4 ... DCP/DMCP 분해반응기
5 ... 중화기 6 ... 아세톤 분리칼럼
7 ... 큐멘 분리칼럼 8 ... 페놀/큐멘/AMS 분리칼럼
9 ... 산화단계로의 큐멘 복귀 파이프(스트림 II)
10 ... 큐멘 산화 생성물 입구(스트림 I)
11 ... 농축된 큐멘 산화 생성물 파이프
12 ... 냉각수 파이프 13 ... 산화생성물, 환류 및 촉매믹서
14 ... 펌프 15 ... 촉매(H2SO4) 입구
16 ... 열량계 △T1(관형반응기) 17 ... 아세톤 제거
18 ... 수첨반응으로의 큐멘/AMS 복귀 파이프
19 ... 중화제(NaOH) 입구 20 ... 중화 입구
21 ... 중화 제거(스트림 VI) 22 ... 폐수 제거
23 ... 중화 순환 펌프
24 ... 조잡한 아세톤 제거(스트림 VII)
25 ... 조잡한 페놀 파이프(스트림 VII)
26 ... 큐멘 복귀 파이프(스트림 IV, IVa, IVb)
27,27' ... 큐멘/H2O 분리기 28 ... 물 복귀 파이프(스트림 III)
29 ... 페놀/큐멘/AMS 파이프 30 ... 페놀/타르 제거
페놀-아세톤 반응 매체에서 촉매로 사용되는 황산의 촉매적 성질이 페놀 분자간 및 페놀과 아세톤 분자간 강한 결합의 형성과 큐멘과 같은 불활성 용매의 첨가 및 페놀-아세톤 비율의 변화에 의해 변화됨을 발견하였다. 촉매 활성의 변화는 물에 의해 강하게 영향 받는다.
페놀:아세톤:물:큐멘:황산의 다양한 비율은 도 1, 2, 3 에서 도시된 실험 데이타의 분석으로 알 수 있듯이 다성분 반응매체의 촉매성질의 정성적 변화를 가져온다.
CHP 분해의 반응상수의 변화는 다성분 용액에서 발생하는 황산의 촉매 활성 변화에 관련된다. 이러한 현상은 촉매의 변경을 설명해준다. 이것은 초강산으로 부터 약산 촉매로의 전환문제이다. 반응매체의 조성이 변화되는 다양한 특허 및 기술에서 선택성에 있어서 큰 차이가 있다. 따라서, 등가 몰량의 페놀과 아세톤 혼합물로된 반응 매체에서 AMS의 수율은 이론치의 40-45%이다(RU 1,361,937).
아세톤이 과량으로 사용되며 아세톤:페놀의 몰비가 5:1인 US 2,663,735 의 공정에서 AMS의 수율은 이론치의 55%를 초과하지 못한다.
RO 63,168에 따른 공정에서 반응 매체로서 20중량%의 큐멘을 포함하는 등가 몰량의 페놀 및 아세톤 혼합물이 사용된다. 이 경우에 AMS의 수율은 이론치의 60% 정도이다.
RO 1,563,181 에 따른 공정에서 반응 매체는 20%의 과량의 아세톤과 1 내지 2%의 큐멘을 포함한다. 이 경우에 AMS의 수율은 이론치의 70%이다.
US 5,254,751 및 US 5,530,166 에 따른 공정에서 AMS의 수율은 이론치의 80% 정도이다. 이 공정에서 최대 20중량% 큐멘과 아세톤:페놀의 몰비가 1.5:1인 반응매체가 사용된다. 동시에 혼합 반응기 및 관형 반응기를 공정에 사용한다. 위에서 언급된 AMS의 수율이 큰 공장에서 달성된다.
최대 15중량%의 큐멘 함량과 등가 몰량의 아세톤:페놀의 몰비의 경우에 (아세톤:페놀:큐멘의 몰비 = 1:1:0.23) US 4,358,618, US 5,254,751 및 US 5,520,166 에서 큰 성과를 얻을 수 있다. 이들 특허에서 혼합 반응기 및 두개의 관형 반응기의 조합이 사용된다. 따라서 모든 반응기에서 반응 혼합물의 조성은 일정하게 유지되지만 상이한 온도 범위를 사용한다: 혼합 반응기 50-90℃, 관형 반응기 120-150℃.
상기 특허 데이타와 우리 연구의 결과는 반응 매체에 추가 도입되는 큐멘과 아세톤의 양이 공정의 선택성에 중요하지만 결정적인 요소가 아님을 보여준다. 우리의 연구가 보여주는 바와 같이 위에서 언급된 모든 인자의 조합은 매우 중요하다. 즉, 아세톤:페놀:큐멘:물의 최적의 몰비율과 이러한 비율이 유지되어야 하는 반응기의 올바른 선택, 즉 CHP 분해를 위한 혼합 반응기와 디큐밀 퍼옥사이드(DCP) 및 DMPC의 분해를 위한 관형 반응기의 선택이 중요하다. 모든 특허에서 아세톤:페놀:큐멘:물의 최적의 몰비를 특징으로 하는 반응 매체의 조성이 혼합 및 관형 반응기에서 일정하다.
그러나 우리는 위에서 언급된 반응기에서 반응매체의 조성이 높은 선택성과 최소량의 부산물을 위해서 서로 달라야 함을 확인하였다(실시예 2-9).
페놀 및 아세톤의 제조공정에서 공정의 선택성이 매우 중요하지만 메시틸 옥사이드(MO) 및 히드록시아세톤(HA)과 같은 부산물의 형성량 역시 매우 중요하다. 그 이유는 이러한 부산물이 생성물 분리를 어렵게 만들며 에너지 소모를 크게 증가시키기 때문이다.
여태까지는 이러한 측면에 대한 주의가 없었다. 우리의 연구 작업이 도시하는 바와 같이(표 1) 위에서 언급된 부산물의 양을 최소화 하는 것과 AMS 수율을 위한 최적의 조건은 일치하지 않는다. 따라서, 15중량% 큐멘을 포함한 등가 몰량의 페놀-아세톤 혼합물에서 미국특허 4,358,618 에서 추천된 온도범위에서 온도의 증가는 최대 750ppm까지 MC 함량을 증가시킴을 실험적으로 확인하였다. 이것은 한편으로는 모든 공정에서 온도 증가는 AMS 수율 향상을 가져오지만 다른 한편으로는 MO의 농도가 크게 증가됨을 의미한다(표 1). 모든 공정에서 공정의 최적화 측면에서 페놀내 MO함량에 대한 엄격한 조건이 부여되며(<10-15ppm) AMS 수율 뿐만 아니라 부산물의 최소화가 매우 중요하다.
특성값 온도 ℃
100 120 140
AMS+의 수율, 이론치의 % < 70 73 78
메시틸 산화물(MO), ppm 124 319 751
+AMS의 수율은 미국특허 4,358,618의 도 1 에서 취한 것이다.
미국특허 2,663,735 및 1,109,297 과 같은 반응매체내 고함량 아세톤 함유 공정에서 분해 생성물에서 MO의 농도는 훨씬 더 높다(1200ppm). 부산물의 양이 더 많으면 에너지 소모가 더 크다.
산화에서 부터 최종 생성물의 분리까지 공정의 모든 단계에서 최종 생성물의 화학적 손실이 발생하며 전체 공정의 에너지 소모의 약 75%가 CHP 분해 생성물의 정류단계에 소모된다.
추가로 큐멘 산화단계에서 생성된 희석된 CHP를 CHP 분해단계로 공급하는데 필요한 농도로 농축시키기 위해서 상당량의 에너지가 필요하다. 산화반응의 선택성이 35% 이상에서 큐멘 반응을 강하게 감소시키므로 산화단계에서 큐멘의 전환율이 15-35%이기 때문에 수득되는 산화생성물은 농축된다. 공업용 CHP내 잔류 큐멘함량이 1-2 내지 10-15중량%이 되도록 여러 단계에서 농축이 수행된다. 산화단계에서 필요한 큐멘의 낮은 전환율 때문에 큐멘의 산화단계로의 재순환을 위해서 CHP로 부터 미반응 큐멘을 분리하도록 추가 에너지 소모가 발생한다.
1회 통과당 20%의 큐멘 전환의 경우에 1t의 큐멘을 완전 반응시키기 위해서 3.87t의 큐멘을 증류해야 한다. 따라서 증기 소모는 페놀 1ℓ당 1.2t이고 공업용 CHP내 큐멘 함량은 1-2%이다.
이 단계에서 주 증기소모 뿐만 아니라 DMPC 및 아세토페논(ACP)으로의 CHP의 부반응이 일어난다. 공업용 CHP내 잔류 큐멘함량이 1-2중량%인 경우에 부산물의 양은 20%까지 증가한다. 공업용 CHP내 큐멘함량을 10-15중량%로 증가시키면 화학적 손실이 8-10%까지 감소한다. 큐멘이 CHP의 안정성에 미치는 효과에 대해서 수행된 연구는 공업용 CHP내 큐멘 농도가 20중량% 이상에서 CHP의 열분해가 완전 방지됨을 보여준다.
공업용 CHP내 큐멘 함량이 25중량%까지 증가할 때 농축단계에서 에너지 소모는 70%까지 감소하고 페놀 1t당 증기 소모는 0.95t이 된다. 동시에, CHP의 화학적 손실은 완전 억제된다(표 2).
공업용 혼합물 CHP에서 CHP 및 큐멘 함량, 중량% 산화생성물의 농축시 DMPC 및 ACP의 함량 증가, 혼합물의 % 산화생성물의 농축시 증기소모량, 증기 t/페놀 t
CHP 큐멘
93.0 1.0 20 1.20
83.0 10.0 10 1.12
73.0 25.0 < 0.5 0.95
공업용 CHP에서 증류 안되는 큐멘 함량의 증가는 화학적 손실 및 에너지 소모를 감소시키지만 CHP의 균질적인 산분해를 어렵게 만든다. 그러므로, 10-12중량% 이상으로 공업용 CHP내 큐멘 농도를 사용하는 것은 추천되지 않지만, 언급된 특허에서 큐멘의 최대 함량은 20중량%이다.
CHP의 산분해 단계에서 높은 큐멘농도를 사용하는 것의 주문제는 이러한 측면이다. 이 문제를 해결하지 않고 증가된 큐멘 함량을 갖는 매체에서 공정을 수행하면 다음 결과가 얻어진다: CHP의 분해의 경우에 1600kJ/㎏(380kcal/㎏)의 방출열이 700℃까지 온도상승을 가져오기 때문에 발생하는 폭발과 반응기내 분해 안된 CHP의 축적.
해결되어야 할 또다른 문제는 생성물 혼합물에서 큐멘 함량이 증가될 때 분해 생성물의 정류 단계에서 에너지 소모가 증가한다는 것이다.
공지 기술의 공정에서 CHP의 농축단계에서 큐멘의 비-제거에 의한 에너지 소모의 감소는 분해 생성물을 분리하고 공정의 마지막에 분리된 큐멘을 산화단계로 재순환하는데 소모된 에너지를 훨씬 초과한다. 모든 큐멘은 모든 단계를 통과해야 하므로 수 ppm의 불순물 함량으로 페놀을 정제하는 것을 곤란하게 만든다.
복잡한 공정에서 위에서 언급된 결점이 방지되고 전체 공정을 위한 에너지 수득이 가능하다. 분해 단계에서 안전성이 선택성 증가와 부산물 양의 감소와 동시에 증가된다. 게다가, 중화단계에서 염을 크게 감소시킬 수 있다. 이러한 장점은 본 발명의 실시예 2-9 와 도 4 에 설명된 우리의 연구로 부터 나온다.
디큐밀퍼옥사이드(DCP) 및 DMPC의 전환과 CHP의 분해반응이 상이한 조성의 반응매체에서 수행될 수 있다. 더 높은 선택성과 DCP 전환율이 달성된다.
따라서 최대 15중량%의 큐멘을 포함한 등가 몰량의 페놀-아세톤 혼합물에서 최종 생성물인 페놀, 아세톤 및 AMS의 0.5% 총손실에 해당하는 0.5중량%의 잔류 DCP 함량의 경우에 최적의 선택성이 달성된다.
페놀:아세톤:큐멘의 몰비가 1:(1-0.77):(0.35-0.87)인 반응 매체에서 잔류 DCP 함량이 0.06-0.09중량%인 경우에, 즉 거의 100%의 DCP가 반응하는 경우에 페놀 타르 형성 뿐만 아니라 페놀 1t으로 언급된 큐멘 소모와 AMS 수율 측면에서 최상의 결과를 수득할 수 있다. 동시에 최소한의 페놀 타르 형성과 큐멘의 최상의 활용성이 최대 수율이 아닌 AMS에 의해 달성된다(도 4).
도 4 는 AMS 수율에 기초한 다양한 기술의 효율성 비교가 정확하지 않으며 페놀로 언급된 큐멘 소모를 기초로 공정의 효율을 비교하는 것이 더 정확함을 보여준다.
도 5 및 도 6 에서 큐멘이 없으면 분해 반응물(RMS)에 용해된 Na2SO4의 양은 2000ppm이지만 큐멘 함량이 RMS에서 40중량%인 경우에 2ppm으로 감소됨을 보여준다. 본 발명에 따라서 DCP의 전환단계에서 반응매체의 조성을 변화시키고 중화단계에 큐멘을 추가 도입하여 이러한 효과가 달성된다. 동시에 이러한 조건하에서 RMS에 용해된 물의 양은 3.5중량%까지 감소된다.
본 발명에 따른 공정은 반응매체의 조성을 변화시켜 다음과 같은 기술적 문제점을 해결한다:
1. 분리단계까지 통과하는 생성물로 부터 나트륨염(Na2SO4, NaHSO4, Na 페놀레이트)의 효과적인 제거,
2. RMS에서 큐멘의 증발열(326kJ/㎏, 78kcal/㎏)보다 증발열이 높은(2255kJ/㎏, 539kcal/㎏) 물함량을 감소시켜 에너지 소모를 감소시킴,
3. CHP의 학실한 분해 보장
4. 반응기에서 DCP 및 DMPC의 높은 선택성
5. 부산물인 메시틸 산화물과 히드록시아세톤의 수율 감소(표 3).
본 발명을 실행하는 장치가 도 7 에 도시된다.
산화생성물은 입구(10)를 통해 장치(1A)에 공급되고, 산화생성물에 포함된 열에 의해 거기서 일부 큐멘이 증발되고 파이프(9)를 통해 산화장치에 간다. 장치(1B, 1C)(1C는 도시되지 않음)에서 외부로 부터 도입된 열에 의해 공업용 CHP내 큐멘 함량이 21% 이상 30중량% 미만이 되도록 농축이 수행된다.
산화 생성물 증류 설비로서 통상 사용되는 표준장치(외부 또는 내부 순환 증발기가 있는 진공 증발기, 필름 콘덴서가 있는 박층 증발기)가 사용될 수 있다. 증발기의 형태에 무관하게 생성물의 큐멘함량은 26-28중량%이다. 수득되는 공업용 CMP는 다음 조성을 가진다(중량%):
CHP 75-64, 특히 67-65,
큐멘 21-30, 특히 28-26,
DMPC 8-3,
ACP 1.2-0.4,
DCP 0.5-0.2.
DMPC, ACP 및 DCP의 농도는 산화정도, 산화반응기에서 매체의 pH 및 온도에 따라 크게 변화될 수 있으므로 위에서 언급된 조성에 국한되지 않는다. 제한은 단지 큐멘과 CHP의 농도에 대한 것이다.
CHP의 분해를 위해서 파이프에 흐르는 물에 의해 냉각되는 3개 이상의 열교환기(A, B, C)로 구성된 장치가 사용되며(도 7), CHP와 순환하는 분해 생성물은 맨틀공간에 존재한다. 냉각수는 파이프(12)를 통해 공급되며 파이프(11)를 통해 농축된 산화 생성물에 공급된다. 믹서(13)에서 산화생성물은 반응기(2)에서 순환하는 분해 생성물 및 촉매와 혼합된다. CHP의 분해는 황산 촉매를 써서 수행되며, 그 농도는 200-300ppm이고 전도도 측정 장치(도시안된)에 의해 자동 조절된다. 황산은 파이프(15)를 통해 펌프(14)에 의해 반응물에 공급된다. CHP의 분해는 페놀:아세톤의 몰비 = 1:1 에서 28-26중량% 큐멘을 함유하는 매체에서 수행된다. 큐멘 농도는 21 내지 30중량%로 변화될 수 있다.
위에서 언급된 장치에서 가변적 농도의 큐멘을 포함한 공업용 CHP의 분해는 큐멘 함량에 따라 다음 수학식 1 과 같이 수행된다:
G순환은 순환하는 산화 생성물의 양(t/h)이고 GtCHP는 공급되는 공업용 CHP의 양(t/h)이고 % 큐멘은 공업용 CHP에서 큐멘의 중량%이다.
위에서 기술된 방식으로 CHP를 분해하면 공업용 CHP내 가변적 큐멘함량, 즉 페놀:아세톤:큐멘 = 1:1:(0.38-0.01) 의 몰비를 특징으로 하는 반응매체의 가변적 조성의 경우에 안정성과 안전성이 보장된다.
공업용 CHP내 큐멘 함량이 가변적인 경우에 수학식 1 에 대응하는 CHP 전환율은 일정하게 유지되고 도 7 에 도시된 소형 튜브 반응기를 나타내는 열량계(16)의 온도차이(△T1)의 크기를 통해 보정된다. 1회 통과당 CHP 전환율은 76-86%이다. 수학식 1 을 써서 결정된 비율에 편차가 있을 경우에 신호 △T1는 반응기(2A, 2B, 2C)에서 냉각수의 통과량에 의해 보정된다.
△T1에 따라 CHP 분해 반응기에서 냉각수의 통과량을 조절하는 플랩에 대한 보정작용과 수학식 1 의 비율간의 관계는 CHP 분해 공정을 이중으로 보호하고 이합체 AMS 및 복잡한 페놀의 형성을 최소화 한다.
미반응 CHP를 포함한 CHP 분해 생성물은 분해 반응의 방출열에 의해 아세톤이 방출되는 증발기(3)에 들어와서 이의 농도와 DCP 및 DMPC의 전환 반응기(4)에서 아세톤으로 부터 형성된 MO 및 HA 의 양을 감소시킨다. 아세톤의 증발은 400-666 hPa(300-500토르)의 진공이나 정상 압력하에서 단열적으로 이루어진다. 아세톤은 파이프(17)를 통해 제거된다.
아세톤이 희박해진 생성물은 증발기(3)의 하부에서 관형 반응기 원리에 따라 작동하는 DCP 및 DMPC 분해 반응기(4)에 들어온다. 이 스트림에서 CHP의 농도는 0% 이다. 증발기(3)에서 아세톤을 방출시킴으로써 혼합물 반응기(2)에서 CHP의 분해가 수행되는 반응매체와는 상이한 반응매체에서 반응기(4)에서 DCP의 분해 및 DMPC의 탈수반응이 일어난다.
AMS 수율 증가를 위해 반응매체의 조성을 최적화 하도록 큐멘(스트림 IV)과 순환수(스트림 III)가 파이프(26,28)을 통해서 관형 반응기(4)에 공업용 CHP 1t당 160㎏ 및 1 내지 30㎏의 양으로 공급된다. 그 결과 반응매체의 조성은 반응기(4)에서 수행된 변화에 따라 페놀:아세톤:큐멘 몰비 = 1:(1-0.77):(0.35-0.87) 에 해당한다.
공급된 큐멘과 물의 양에 따라 관형 반응기(4)에서 DCP 및 DMPC의 분해가 실시예 2-9 에 기술된 대로 151-168℃의 온도에서 수행된다.
DCP 및 DMPC 분해반응의 조절은 △T1/△T2의 비율이 1.5 내지 21.4의 범위에 유지되도록 수행된다.
△T1은 소형반응기(열량계, 16)의 입구 및 출구에서 분해생성물의 온도차이를 나타낸다. △T2는 DCP 전환 반응기(4)의 입구 및 출구에서 온도차이를 나타낸다. 상기 비율은 1.5 내지 21.4로 유지되어야 하며 최상의 비율은 3-8이다. 이러한 조건은 DCP가 97% 이상 전환하는 경우에 CHP의 분해와 DCP의 선택적인 전환을 가능하게 한다.
반응기(4)에서 나온후 분해 생성물은 30-50℃의 온도로 냉각된다. 파이프 (26)를 통해서 공업용 CHP 1t당 최대 255㎏의 큐멘이 칼럼(7)의 상부로 부터, 분별기(27')에서 나오는 최대 20㎏의 물이 칼럼(8)의 헤드로 공급된다.
분해 생성물은 여전히 황산을 포함하며 이를 제거하기 위해 파이프(20)를 통해 중화기(5)에 통과한다. 황산의 중화는 파이프(19)를 통해 NaOH, Na2CO3및 Na 페놀레이트와 같은 알카리제를 공급하여 이루어진다. 중화단계에서 펌프(23) 및 파이프(22)를 통해 제거되는 농축된 수성상으로서 장치(5)의 하부에서 황산 나트륨이 분리된다. 분해 생성물에 큐멘을 공급함으로써 달성되는 반응매체의 조성 변화는 공지기술에서 보다 2 내지 3배 더 빠르게 형성된 염을 유기상으로 부터 분리할 수 있게 하며 효율이 더 크다(95% 이상). 파이프(21)를 통해 통과하는 유기상(스트림 VI)내 염의 농도는 10-20ppm 이하이다.
기존 기술에서 염을 분리하는데 훨씬 더 시간이 걸린다(1.5 내지 24h). 따라서 더 큰 용량을 갖는 설비를 사용할 필요가 있다. 그럼에도 불구하고 염의 분리 효율은 90%를 초과하지 않는다. 그러므로 분리칼럼의 열교환기의 일부에 특수한 응집 필터가 설치될 필요가 있다. 본 발명에 따르면 필터를 사용하지 않고도 10-20ppm까지 분해 생성물내 염함량을 낮춘다.
아세톤의 공급후 파이프(17)를 통해 증발기(3)에서 분리된 아세톤은 칼럼(6)에서 분해생성물로 부터 분리되고 파이프(24)를 통과하여 더욱 처리된다. 아세톤으로 부터 분리된 분해 생성물(스트림 VIII)은 칼럼(6)으로 부터 제거되고 파이프 (25)를 통해 더욱 정류된다.
분해생성물로 부터 큐멘의 분리는 두 개의 연속으로 놓인 칼럼(7,8)에서 수행된다. 칼럼(7)에서 헤드 생성물로서 1% 미만의 AMS 및 0.3중량% 미만의 페놀을 포함한 큐멘함유 성분이 분리된다. 칼럼의 헤드 위에서 사실상 모든 물이 제거되고 이어서 분리기(27)에서 큐멘 분율에서 분리되고 칼럼(8)에 통과된다. 칼럼(7)의 생성물로서 조잡한 페놀이 파이프(29)를 통해 칼럼(8)으로 간다. 칼럼(8)의 헤드 생성물로서 큐멘-AMS(스트림 IX)이 파이프(18) 및 분리기(27')를 통해 제거된다. 칼럼(8)의 하부 생성물로서 큐멘과 AMS를 포함하지 않은 조잡한 페놀이 파이프(30)를 통해 제거된다.
칼럼(8)의 헤드를 통해 모든 물이 제거되고 분리기(27')에서 큐멘 및 AMS로 부터 분리되고 이후에 DCP 및 DMPC 전환 반응기(4)에 통과된다. 이것은 공정수 양 및 폐수의 양을 2 내지 3배 낮출 수 있게 한다. 본 발명에 따른 공정에서 에너지 소모의 총 감소는 분리에 사용되는 분해 생성물 조성물에서 물의 용해도 감소가 10-12 내지 3.0-3.5중량%이기 때문이다.
본 공정에서 필요한 증기의 총 감소는 산화 생성물의 농축 단계와 분해 생성물의 분리단계에서 열의 절약으로 인해 0.4-0.6t/페놀t 이다.
본 공정과 RU 1,361,937, US 2,663,735, RO 1,563,181, US 5,254,751, US 5,530,166, US 4,358,618 의 차이는 다음과 같다:
1. CHP의 농축단계가 21 내지 30중량%, 특히 26-28중량%의 최대 잔류 큐멘함량에서 수행된다.
2. 위에서 언급된 반응기에서 반응매체의 조성이 상이한 상태에서 CHP 및 DCP 의 분해가 혼합반응기 또는 관형반응기에서 수행되지만 공지 기술에서 반응매체는 일정하게 유지된다.
3. 관형 반응기에서 DCP 및 DMPC 의 분해가 다음 조건에서 수행된다:
a) 아세톤 일부를 사전 제거하거나 큐멘 및 물을 추가 공급하여 달성되는 반응 매체내 적은 아세톤 함량에서,
b) DMPC의 전환 반응 평형을 AMS쪽으로 이동시켜 100%의 전환을 허용하는 온도에서, 공지 기술에서는 반응 매체에서 페놀:아세톤 비율이 1:1 내지 1:1.5이며 추가 아세톤이 공급될 경우가 있다. 반응매체에서 감소된 아세톤 함량을 사용하는 본 발명의 공정은 이전에는 사용되지 않았다(DCP 및 DMPC의 분해 반응기에 물과 큐멘이 동시 공급되는 공정). 언급된 공정의 조합으로 높은 선택성이 가능하며 공지 기술에서는 달성하지 못한(선택성이 90% 미만) 거의 100% 전환율이 달성된다.
4. △T1/△T2비율에 의해 CHP 및 DCP/DMPC 분해 공정이 조절되며, △T2는 DCP 및 DMPC 분해 반응기에서 입구와 출구간의 온도 차이이며 △T1은 CHP의 분해 장치에서 열량계의 온도차이이며, 공정의 안전성과 고 선택성이 동시에 달성된다. 공지 기술에서는 공정의 안전성을 위해 열량계(△T1) 공정만이 사용된다.
5. 중화단계에서 형성된 염의 효과적인 제거를 위해 추가량의 큐멘이 첨가된다. 이전에는 그렇지 않았다.
6. 중화단계후 분해 생성물의 물함량이 5중량%를 초과하지 않으므로 에너지 소모가 감소된다. 공지 기술에서는 물함량이 6-12중량%이다.
7. DCP 및 DMPC 분해 반응기에 도입된 큐멘과 염 제거단계가 칼럼에 의해 분리되고 이들 단계에 복귀된다.
8. 공정에서 공정수 및 물정제 비용이 감소된다.
실시예 1: 비교실시예
다음 조성의 산화생성물이 농축 단계로 가서 공업용 CHP가 수득되며 총 선택성은 93.17몰%이다.
산화 생성물의 조성 큐멘 CHP DMPC ACP DCP 총
중량% 71.536 26.7 1.436 0.239 0.089 100
t/h 147.056 54.887 2.952 0.491 0.183 205.569
선택성, 몰% 93.17
농축후 공업용 CHP는 다음 조성을 가지며, 산화 및 농축을 거친 총 선택성은 92.7몰%이다.
공업용 CHP의 조성 큐멘 CHP DMPC ACP DCP 총
중량 % 12.31 81.9 4.7 0.8 0.3 100
t/h 6.2184 41.5314 2.3762 0.4044 0.1517 50.502
선택성, 몰% 92.7
농축단계에서 CHP의 DMPC 및 ACP로의 분해로 인한 선택성 손실은 0.47%이다. 농축 단계에서 증기 소모는 100% CHP에 대해 0.69t이고 수득된 페놀 1t에 대해 1.12t이다.
50.502t/h의 양으로 포함되는 CHP가 분해단계에 들어간다. 분해는 조성이 수득된 분해 생성물, CHP 및 추가 공급된 아세톤에 의해 결정되는 반응 매체에서 200-300ppm H2SO4의 존재하에서 일어난다.
US 5,530,166 (실시예 2)에 따르면 분해 생성물의 순환에 의해 혼합이 이루어지는 혼합 반응기의 원리에 따라 작동하는 3개의 반응기로 구성된 반응기 블럭에서 분해가 수행된다.
마지막 CHP 분해 반응기에서 나오는 분해 생성물은 관형 반응기의 원리에 따라 작동하는 DCP 분해 반응기에 들어간다.
CHP 분해가 일어나는 반응매체에 6025㎏/h의 양으로 아세톤이 공급된다.
추가량의 아세톤 첨가후 반응매체는 1:1.36:0.2의 페놀:아세톤:큐멘의 몰비를 특징으로 하는 조성을 가진다.
CHP 및 DCP 분해 반응기에서 동일 조성의 반응 매체가 유지된다.
DCP 분해 반응기의 온도는 90-100℃이고 물의 농도는 1.38-1.7중량%이다. 주어진 실시예에서 물의 농도는 1.5중량%이다.
CHP 분해단계에서 반응 매체에 도입된 추가 아세톤은 DCP 분해 반응기 다음에 위치한 증발기에서 제거된다. 증발기에서 방출되어 냉각기에서 응축된 아세톤이 CHP 분해 단계로 복귀된다.
최종 생성물인 페놀과 AMS의 손실을 감소시키기 위해서 황산의 부분 중화용 암모니아 용액이 증발기에 첨가된다.
분해생성물의 순환파이프와 DCP 분해 반응기에서 생성물의 입구 파이프에 설치된 두개의 열량계간에 온도차이 유지에 의한 안전성 때문에 CHP의 분해가 조절된다. 증발기 이후의 생성물 스트림에서 가장 중요한 혼합물과 부산물의 농도는 다음과 같다:
부산물 농도, 중량% 혼합물 농도, ppm
AMS AMS 이합체 DMPC ACP 큐밀-페놀 DCP HA MO
3.17 0.33 0.34 0.8 0.50 0.24 1500 300
분해 단계후 AMS의 수율은 이론치의 76%이고 페놀 타르 형성률은 페놀 1톤당 44㎏이다.
수득된 분해 생성물은 10-12중량%의 물함량까지 물로 혼합된 NaOH를 써서 중화되고 염분리단계로 들어간다. 염 분리후 분해반응물(RMS)에서 염의 함량은 2000 ppm이다.
12중량% 물을 포함한 RMS가 통상의 방식으로 큐멘-AMS 혼합물, 페놀과 타르 농축 생성물로 부터 아세톤의 분리가 수행되는 분리단계에 들어간다.
아세톤과 큐멘-AMS 혼합물의 분리단계에서 증기 소모는 2.9t/페놀t 이다.
큐멘/페놀 소모계수는 분해 단계에서 1318㎏/t이다.
그 결과는 아래와 같다:
생성물, ㎏/h 페놀 25470.4 아세톤 15869.4 α-메틸스티렌 1616
큐멘 과산화수소 분해동안 장치 출구의 부산물㎏/t 페놀 "페놀 타르"44
증기 소모량t/t 페놀 증류의 경우에1.12 분해의 경우에0.07 아세톤과 AMS/큐멘의 분리의 경우에 2.9
"페놀 타르"의 열분해를 포함한 큐멘/페놀 총 소모계수㎏/t 페놀 1313
실시예 2
선택도가 93.17몰이고 조성이 실시예 1 과 동일한 큐멘 산화반응 생성물이 CHP 농축단계로 들어간다. 농축후 공업용 CHP는 다음 조성을 가진다.
공업용 CHP의 조성 큐멘 CHP DMPC ACP DCF 총
중량 % 30.0 65.68 3.52 0.59 0.21 100
t/h 18.900 41.3784 2.2176 0.3717 0.1323 63
총 선택도, 몰% 93.17
두 단계후 총 선택도는 93.17몰%로서 농축단계에서 CHP의 비선택적인 분해가 없다.
농축단계에서 증기 소모는 100% CHP에 대해서 0.576t, 페놀 1t당 0.933t이다.
63t/h의 양으로 수득된 공업용 CHP가 분해단계에 들어간다.
분해는 페놀:아세톤:큐멘 = 1:1:0.61 의 몰비율이 유지되는 반응매체에서 진행한다.
순환 생성물의 공급은 G순환= (480 ×63)/30 = 1008 t/h 에 따라 조절된다. 통과시 전환율은 일정하게 유지된다. 전환율은 순환 생성물과 혼합후 반응기(A)로의 입구 및 반응기(C)로 부터 출구에서 CHP의 농도차로서 계산되며 (4.3 - 0.73)/4.3 ×100 = 83% 이다.
△T2/△T1= 2.3 이다. △T2/△T1= 2.3 및 G순환= 1008 t/h 에서 CHP의 분해온도는 50℃이다. 반응기(2A,B,C)의 열교환기에 냉각수 공급을 변화시켜서 분해온도가 달성된다.
RMS는 증발기에 들어와서 아세톤, 큐멘, 물 및 페놀의 혼합물이 453hPa(340 토르)하에서 4400㎏/h의 양으로 증류된다.
증발기(3) 하부로 부터 나오는 생성물 스트림에 10,000㎏/h 큐멘과 1000㎏/h 물이 첨가된다. 그러면 반응 매체는 페놀:아세톤:큐멘의 몰비가 1:0.78:0.87이 된다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기에 들어오는 생성물내 물의 농도는 2.50중량%가 된다. DMPC 및 DCP의 분해 공정은 168℃의 온도에서 이루어진다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기 이후의 스트림내 혼합물 및 부산물의 농도가 아래에 도시된다:
부산물 농도, 중량 % 혼합물 농도, ppm
AMS AMS 이합체 DMPC ACP 큐밀-페놀 DCP HA MO
2.55 0.13 0.04 0.53 0.19 0.01 950 70
DCP 및 DMPC 분해단계후 AMS의 수율은 이론치의 90.6%이고 페놀 타르의 형성량은 페놀 1톤당 24.4㎏이다.
수득된 분해생성물은 NaOH를 써서 중화되고 3.5중량%의 물함량으로 탈수되고 염분리단계로 들어간다.
분해생성물내 큐멘 함량을 40중량%로 증가시킴으로써 염의 분리가 효과적으로 진행되고 중화단계 출구에서 유기상내 염의 농도는 3ppm이 된다.
염으로 부터 정제된 생성물(스트림 VI)은 칼럼(6)에 들어오고 아세톤이 헤드 생성물(스트림 VII)로서 제거된다. 이 칼럼의 하부 생성물은 칼럼(7)에 들어가서 큐멘과 물이 분리기에서 분리된다. 10,000㎏/h의 양으로 큐멘이 반응기(4)에 들어오고 1000㎏/h의 양으로 수상(스트림 III)이 칼럼(7)의 분리기로 부터 칼럼(8)에 들어오고 큐멘과 물이 헤드 생성물로서 제거된다. 분리기에서 분리후 큐멘-AMS가 수첨반응되고 물이 DCP 및 DMPC 분해장치에 들어온다.
아세톤과 큐멘-AMS 혼합물의 분리단계에서 증기소모량은 페놀 1톤당 2.46t이다.
분해단계에서 큐멘/페놀 소모 계수는 1300㎏/t이다.
결과는 다음과 같다:
생성물 ㎏/h 페놀 25573.6 아세톤 15817.5 α-메틸스티렌 1794
큐멘 과산화수소 분해장치 출구에서 부산물㎏/페놀t "페놀 타르"24.4
증기 소모t/페놀t 증류시0.93 분해시0.08 아세톤과 AMS-큐멘 혼합물 분리시 2.46
"페놀 타르" 열분해를 포함한 큐멘/페놀 총 소모계수㎏/페놀 t 1302
실시예 3
공업용 CHP의 조성이 다음과 같도록 공정이 실시예 2 와 같이 수행된다:
공업용 CHP의 조성 큐멘 CHP DMPC ACP DCP 총
중량 % 28.0 67.47 3.69 0.62 0.22 100
t/h 17.1679 41.3686 2.2625 0.3801 0.1349 61.314
총 선택도, 몰 % 93.10
두 단계에 걸쳐서 총 선택도는 93.1몰%로서 농축단계에서 CHP가 조금 분해됨을 의미한다(0.07%).
농축단계에서 증기 소모는 100% CHP에 대해서 0.58t, 페놀 1t당 0.94t이다.
61.314t/h의 양으로 수득된 공업용 CHP가 분해 단계에 들어간다.
분해는 페놀:아세톤:큐멘=1:1:0.55의 몰비율이 유지되는 반응매체에서 진행한다.
순환 생성물의 공급은 G순환= (480 ×61.31)/28 = 1061 t/h에 따라 조절된다. △T2/△T1= 1.5인 경우에 CHP의 전환율은 76%이다.
RMS는 증발기에 들어와서 아세톤, 큐멘, 물 및 페놀의 혼합물이 460hPa(345 토르)하에서 4400㎏/h의 양으로 증류된다.
증발기(3) 하부로 부터 나오는 생성물 스트림에 6200㎏/h 큐멘과 900㎏/h 물이 첨가된다. 그러면 반응 매체는 페놀:아세톤:큐멘의 몰비가 1:0.67:0.70이 된다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기에 들어오는 생성물내 물의 농도는 2.175중량%가 된다. DMPC 및 DCP의 분해 공정은 160℃의 온도에서 이루어진다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기 이후의 스트림내 혼합물 및 부산물의 농도가 아래에 도시된다:
부산물 농도, 중량 % 혼합물 농도, ppm
AMS AMS 이합체 DMPC ACP 큐밀-페놀 DCP HA MO
2.81 0.14 0.05 0.59 0.20 0.02 920 60
DCP 및 DMPC 분해단계후 AMS의 수율은 이론치의 90.3%이고 페놀 타르의 형성량은 페놀 1톤당 25.4㎏이다.
큐멘과 AMS의 총함량이 40중량%가 되도록 큐멘이 수득된 분해 생성물에 첨가된다. 칼럼(7)의 헤드 생성물로서 분리된 큐멘은 8790㎏/h이고, 그중 6200㎏/h가 DCP 및 DMPC 분해 단계에 공급되고 2590㎏/h가 중화단계에 들어간다.
반응 생성물로 부터 염의 분리와 산의 중화는 실시예 2와 유사하게 수행된다. RMS내 염의 함량은 17ppm이다.
아세톤 및 큐멘-AMS 혼합물의 분리단계에서 증기 소모는 2.46t/페놀t이다.
분해단계에서 큐멘/페놀 소모계수는 1301㎏/t이다.
결과는 다음과 같다.
생성물 ㎏/h 페놀 25564.5 아세톤 15812.2 α-메틸스티렌 1825
큐멘 과산화수소 분해장치 출구에서 부산물㎏/페놀t "페놀 타르"25.4
증기 소모t/페놀t 증류시0.94 분해시0.08 아세톤과 AMS-큐멘 혼합물 분리시 2.46
"페놀 타르" 열분해를 포함한 큐멘/페놀 총 소모계수㎏/페놀t 1303
실시예 4
공업용 CHP의 조성이 다음과 같도록 공정이 실시예 2 와 같이 수행된다:
공업용 CHP의 조성 큐멘 CHP DMPC ACP DCP 총
중량 % 21.01 73.94 4.09 0.70 0.26
t/h 11.7522 41.3591 2.2878 0.3916 0.1453 55.936
총 선택도, 몰 % 93.0
두 단계에 걸쳐서 총선택도는 93몰%로서 농축단계에서 CHP의 손실은 0.17%이다.
농축단계에서 증기 소모는 100% CHP 1t에 대해서 0.63t, 페놀 1t당 1.027t이다.
55.94t/h의 양으로 수득된 공업용 CHP가 분해 단계에 들어간다.
분해는 페놀:아세톤:큐멘 = 1:1:0.38 의 몰비율이 유지되는 반응매체에서 진행한다.
순환 생성물의 공급은 G순환= (480 ×55.94)/21 = 1.061t/h 에 따라 조절된다. △T2/△T1= 3.76 인 경우에 CHP의 전환율은 88.0%이다.
RMS는 증발기에 들어와서 아세톤, 큐멘, 물 및 페놀의 혼합물이 453hPa(340 토르)하에서 4400㎏/h의 양으로 증류된다.
증발기(3) 하부로 부터 나오는 생성물 스트림에 8500㎏/h 큐멘과 1000㎏/h 물이 첨가된다. 그러면 반응 매체는 페놀:아세톤:큐멘의 몰비가 1:0.77:0.61이 된다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기에 들어오는 생성물내 물의 농도는 2.8중량%가 된다. DMPC 및 DCP의 분해 공정은 151℃의 온도에서 이루어진다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기 이후의 스트림내 혼합물 및 부산물의 농도가 아래에 도시된다:
부산물 농도, 중량 % 혼합물 농도, ppm
AMS AMS 이합체 DMPC ACP 큐밀-페놀 DCP HA MO
2.94 0.16 0.07 0.63 0.24 0.05 890 50
DCP 및 DMPC 분해단계후 AMS의 수율은 이론치의 88.6%이고 페놀 타르의 형성량은 페놀 1톤당 28.1㎏이다.
큐멘과 AMS의 총함량이 40중량%가 되도록 큐멘이 수득된 분해 생성물에 첨가된다. 칼럼(7)의 헤드 생성물로서 분리된 큐멘은 14200㎏/h이고, 그중 8500㎏/h가 DCP 및 DMPC 분해 단계에 공급되고 5700㎏/h가 중화단계에 들어간다.
반응 생성물로 부터 염의 분리와 산의 중화는 실시예 2 와 유사하게 수행된다. RMS내 염의 함량은 15ppm이다.
아세톤 및 큐멘-AMS 혼합물의 분리단계에서 증기 소모는 2.55t/페놀t이다.
분해단계에서 큐멘/페놀 소모계수는 1303㎏/t이다.
결과는 다음과 같다.
생성물 ㎏/h 페놀 25548.26 아세톤 15805.8 α-메틸스티렌 1814
큐멘 과산화수소 분해장치 출구에서 부산물㎏/페놀t "페놀 타르"28.1
증기 소모t/페놀t 증류시0.93 분해시0.08 아세톤과 AMS-큐멘 혼합물 분리시 2.55
"페놀 타르" 열분해를 포함한 큐멘/페놀 총 소모계수㎏/페놀 t 1304
실시예 5
공업용 CHP의 조성이 다음과 같도록 공정이 실시예 4 와 같이 수행된다:
공업용 CHP의 조성 큐멘 CHP DMPC ACP DCP 총
중량 % 28.00 67.47 3.69 0.62 0.22 100
t/h 17.1679 41.3686 2.2625 0.3801 0.1349 61.314
총 선택도, 몰 % 93.1
61.31t/h의 양으로 수득된 공업용 CHP가 분해 단계에 들어간다.
분해는 페놀:아세톤:큐멘 = 1:1:0.38 의 몰비율이 유지되는 반응매체에서 진행한다.
순환 생성물의 공급은 G순환= (480 ×61.314)/28 = 1051t/h에 따라 조절된다. △T2/△T1= 2.3인 경우에 CHP의 전환율은 76.0%이다.
반응 매체는 페놀:아세톤:큐멘의 몰비가 1:1:0.53 이 된다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기에 들어오는 생성물내 물의 농도는 2.8중량%가 된다. DMPC 및 DCP의 분해 공정은 156℃의 온도에서 이루어진다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기 이후의 스트림내 혼합물 및 부산물의 농도가 아래에 도시된다:
부산물 농도, 중량 % 혼합물 농도, ppm
AMS AMS 이합체 DMPC ACP 큐밀-페놀 DCP HA MO
2.85 0.18 0.06 0.61 0.27 0.00 910 55
DCP 및 DMPC 분해단계후 AMS의 수율은 이론치의 88.31%이고 페놀 타르의 형성량은 페놀 1톤당 27.7㎏이다.
큐멘과 AMS의 총함량이 40중량%가 되도록 큐멘이 수득된 분해 생성물에 첨가된다. 칼럼(7)의 헤드 생성물로서 분리된 큐멘은 10915㎏/h 이고, 이것이 중화단계에 들어간다.
반응 생성물로 부터 염의 분리와 산의 중화는 실시예 2 와 유사하게 수행된다. RMS내 염의 함량은 18ppm이다.
아세톤 및 큐멘-AMS 혼합물의 분리단계에서 증기 소모는 2.46t/페놀t이다.
분해단계에서 큐멘/페놀 소모계수는 1302㎏/t이다.
결과는 다음과 같다.
생성물 ㎏/h 페놀 25553.8 아세톤 15799.0 α-메틸스티렌 1784.6
큐멘 과산화수소 분해장치 출구에서 부산물㎏/페놀t "페놀 타르"27.7
증기 소모t/페놀t 증류시0.94 분해시0.08 아세톤과 AMS-큐멘 혼합물 분리시 2.46
"페놀 타르" 열분해를 포함한 큐멘/페놀 총 소모계수㎏/페놀 t 1304
실시예 6
큐멘의 산화단계 생성물은 다음 조성을 가진다:
산화생성물의 조성 큐멘 CHP DMPC ACP DCP 총
중량 % 72.374 24.2 2.931 0.382 0.113 100
t/h 152.646 53.346 3.759 0.519 0.152 219.905
총 선택도, 몰 % 86.47
이것은 선택도가 86.47몰%로서 이것이 농축단계에 공급되어 공업용 CHP가 수득된다.
농축후 공업용 CHP는 다음 조성을 갖는다:
공업용 CHP의 조성 큐멘 CHP DMPC ACP DCP 총
중량 % 72.374 24.2 2.931 0.382 0.113 100
t/h 152.646 53.346 3.759 0.519 0.152 219.905
총 선택도, 몰 % 86.47
상기 조성의 CHP의 총 선택도는 산화 및 농축단계후 86.3몰%이다. CHP가 농축단계에서 DMPC 및 ACP로 부분적 분해됨으로써 선택도가 0.17% 손실된다. 58.09t/h의 양으로 수득된 공업용 CHP가 분해단계에 들어간다.
8.36중량% DMPC를 함유한 공업용 CHP가 실시예 1(비교실시예)에 기술된 대로 분해될 때 아세톤 증발기 출구상의 스트림에서 다음 혼합물 및 부산물이 수득된다:
부산물 농도, 중량 % 혼합물 농도, ppm
AMS AMS 이합체 DMPC ACP 큐밀-페놀 DCP HA HO
5.72 0.56 0.32 0.89 0.84 0.01 1500 300
DCP 및 DMPC 분해 단계후 AMS의 수율은 이론치의 77.8%이고 페놀 타르 형성량은 페놀 1톤당 77.66㎏이다.
아세톤과 큐멘-AMS 혼합물 분리단계에서 증기소모는 3.2t/페놀t이다. 분해단계에서 큐멘/페놀 소모계수는 1350㎏/t이다.
생성물 ㎏/h 페놀 24651.8 아세톤 15351.8 α-메틸스티렌 3336
큐멘 과산화수소 분해장치 출구에서 부산물,㎏/페놀 t "페놀 타르"44
증기 소모t/페놀 t 증류시1.12 분해시0.07 아세톤과 AMS-큐멘 혼합물 분리시 3.2
"페놀 타르" 열분해를 포함한 큐멘/페놀 총 소모계수,㎏/페놀 t 1332
공업용 CHP 분해는 페놀:아세톤:큐멘 = 1:1:0.42 의 몰비율이 유지되는 반응매체에서 진행한다.
순환 생성물의 공급은 G순환= (480 ×58.09)/21 = 1328 t/h에 따라 조절된다. △T2/△T1= 5.9 인 경우에 CHP의 전환율은 77.09%이다. △T2/△T1= 5.9이고 52℃의 G순환= 1328t/h의 경우에 분해온도는 반응기(2A,B,C)의 열교환기에서 냉각수를 변화시켜 조절된다.
증발기(3) 하부로 부터 나오는 생성물 스트림에 1156㎏/h 물이 첨가된다. 그러면 DCP 및 DMPC 분해반응기에서 반응 매체는 페놀:아세톤:큐멘의 몰비가 1:1:0.39이 된다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기에 들어오는 생성물내 물의 농도는 3.0중량%가 된다. DMPC 및 DCP의 분해 공정은 168℃의 온도에서 이루어진다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기 이후의 스트림내 혼합물 및 부산물의 농도가 아래에 도시된다:
부산물 농도, 중량 % 혼합물 농도, ppm
AMS AMS 이합체 DMPC AC{ 큐밀-페놀 DCP HA MO
6.19 0.53 0.11 1.1 0.79 0.02 950 70
DCP 및 DMPC 분해단계후 AMS의 수율은 이론치의 85.4%이고 페놀 타르의 형성량은 페놀 1톤당 60.4㎏이다.
큐멘과 AMS의 총함량이 40중량%가 되도록 큐멘이 수득된 분해 생성물에 첨가된다. 칼럼(7)의 헤드 생성물로서 분리된 큐멘은 13710㎏/h이고, 이것이 중화단계에 들어간다.
반응 생성물로 부터 염의 분리와 산의 중화는 실시예 2 와 유사하게 수행된다. RMS내 염의 함량은 8ppm이다.
아세톤 및 큐멘-AMS 혼합물의 분리 단계에서 증기 소모는 2.8t/페놀 t이다.
분해단계에서 큐멘/페놀 소모계수는 1334㎏/t이다.
결과는 다음과 같다.
생성물 ㎏/h 페놀 24717.8 아세톤 15364.6 α-메틸스티렌 3665.6
큐멘 과산화수소 분해장치 출구에서 부산물,㎏/페놀 t "페놀 타르"60.4
증기 소모t/페놀 t 증류시1.03 분해시0.08 아세톤과 AMS-큐멘 혼합물 분리시 2.8
"페놀 타르" 열분해를 포함한 큐멘/페놀 총 소모계수,㎏/페놀 t 1322
실시예 7
공업용 CHP의 조성이 다음과 같도록 공정이 실시예 3 과 같이 수행된다:
공업용 CHP의 조성 큐멘 CHP DMPC ACP DCP 총
중량 % 21.01 73.94 4.09 0.70 0.26 100
t/h 17.7522 41.3591 2.2878 0.3916 0.1453 55.936
총 선택도, 몰 % 93.0
55.94t/h의 양으로 수득된 공업용 CHP가 분해 단계에 들어간다.
분해는 페놀:아세톤:큐멘 = 1:1:0.55 의 몰비율이 유지되는 반응매체에서 진행한다.
순환 생성물의 공급은 G순환= (480 ×55.94)/21 = 1279t/h에 따라 조절된다. △T2/△T1= 5-7 인 경우에 CHP의 전환율은 88%이다.
RMS는 증발기에 들어와서 아세톤, 큐멘, 물 및 페놀의 혼합물이 550hPa(330 토르)하에서 4400㎏/h의 양으로 증류된다.
증발기(3) 하부로 부터 나오는 생성물 스트림에 8500㎏/h 큐멘과 580㎏/h 물이 첨가된다. 그러면 반응 매체는 페놀:아세톤:큐멘의 몰비가 1:0.77:0.61 이 된다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기에 들어오는 생성물내 물의 농도는 2.1중량%가 된다. DMPC 및 DCP의 분해 공정은 151℃의 온도에서 이루어진다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기 이후의 스트림내 혼합물 및 부산물의 농도가 아래에 도시된다.
부산물 농도, 중량 % 혼합물 농도, ppm
AMS AMS 이합체 DMPC ACP 큐밀-페놀 DCP HA MO
2.93 0.20 0.06 0.64 0.29 0.01 890 50
DCP 및 DMPC 분해단계후 AMS의 수율은 이론치의 87.6%이고 페놀 타르의 형성량은 페놀 1톤당 28.8㎏이다.
큐멘과 AMS의 총함량이 40중량%가 되도록 큐멘이 수득된 분해 생성물에 첨가된다. 칼럼(7)의 헤드 생성물로서 분리된 큐멘은 14100㎏/h이고, 그중 8500㎏/h가 DCP 및 DMPC 분해 단계에 공급되고 5600㎏/h가 중화단계에 들어간다.
반응 생성물로 부터 염의 분리와 산의 중화는 실시예 2 와 유사하게 수행된다. RMS내 염의 함량은 17ppm이다.
아세톤 및 큐멘-AMS 혼합물의 분리 단계에서 증기 소모는 1.55t/페놀 t이다.
분해단계에서 큐멘/페놀 소모계수는 1305㎏/t이다.
결과는 다음과 같다.
생성물 ㎏/h 페놀 25545.5 아세톤 15812.7 α-메틸스티렌 1794
큐멘 과산화수소 분해장치 출구에서 부산물,㎏/페놀 t "페놀 타르"28.8
증기 소모t/페놀 t 증류시1.03 분해시0.08 아세톤과 AMS-큐멘 혼합물 분리시 2.55
"페놀 타르" 열분해를 포함한 큐멘/페놀 총 소모계수,㎏/페놀 t 1305
실시예 8
공업용 CHP의 조성이 다음과 같도록 공정이 실시예 3 과 같이 수행된다:
공업용 CHP의 조성 큐멘 CHP DMPC ACP DCP 총
중량 % 21.01 73.94 4.09 0.70 0.26 100
t/h 17.7522 41.3591 2.2878 0.3916 0.1453 55.936
총 선택도, 몰 % 93.0
55.94t/h의 양으로 수득된 공업용 CHP가 분해 단계에 들어간다.
분해는 페놀:아세톤:큐멘 = 1:1:0.38 의 몰비율이 유지되는 반응매체에서 진행한다.
순환 생성물의 공급량(335㎥/h)은 △T2/△T1= 21.4 가 되도록 조절된다.
RMS는 증발기에 들어와서 아세톤, 큐멘, 물 및 페놀의 혼합물이 440hPa(330 토르)하에서 4400㎏/h의 양으로 증류된다.
증발기(3) 하부로 부터 나오는 생성물 스트림에 1700㎏/h 물이 첨가된다. 그러면 반응 매체는 페놀:아세톤:큐멘의 몰비가 1:0.78:0.35 이 된다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기에 들어오는 생성물내 물의 농도는 4.5중량%가 된다. DMPC 및 DCP의 분해 공정은 168℃의 온도에서 이루어진다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기 이후의 스트림내 혼합물 및 부산물의 농도가 아래에 도시된다:
부산물 농도, 중량 % 혼합물 농도, ppm
AMS AMS 이합체 DMPC ACP 큐밀-페놀 DCP HA MO
3.19 0.21 0.116 0.71 0.31 0.33 950 70
DCP 및 DMPC 분해단계후 AMS의 수율은 이론치의 83.0%이고 페놀 타르의 형성량은 페놀 1톤당 35.6㎏이다.
큐멘과 AMS의 총함량이 40중량%가 되도록 큐멘이 수득된 분해 생성물에 첨가된다. 칼럼(7)의 헤드 생성물로서 분리된 큐멘은 14200㎏/h이고, 이것이 중화단계에 들어간다.
반응 생성물로 부터 염의 분리와 산의 중화는 실시예 2 와 유사하게 수행된다. RMS내 염의 함량은 18ppm이다.
아세톤 및 큐멘-AMS 혼합물의 분리 단계에서 증기 소모는 2.55t/페놀t 이다.
분해단계에서 큐멘/페놀 소모 계수는 1309㎏/t이다.
결과는 다음과 같다.
생성물 ㎏/h 페놀 25487.8 아세톤 15773.5 α-메틸스티렌 1719.1
큐멘 과산화수소 분해장치 출구에서 부산물,㎏/페놀 t "페놀 타르"35.6
증기 소모t/페놀 t 증류시1.03 분해시0.08 아세톤과 AMS-큐멘 혼합물 분리시 2.5
"페놀 타르" 열분해를 포함한 큐멘/페놀 총 소모계수,㎏/페놀 t 1308
실시예 9
공업용 CHP의 조성이 다음과 같도록 공정이 실시예 5 와 같이 수행된다:
공업용 CHP의 조성 큐멘 CHP DMPC ACP DCP 총
중량 % 28.00 67.47 3.69 0.62 0.22 100
t/h 17.1679 41.3686 2.2625 0.3801 0.1349 61.314
총 선택도, 몰 % 93.1
61.314 t/h의 양으로 수득된 공업용 CHP가 분해 단계에 들어간다.
분해는 페놀:아세톤:큐멘 = 1:1:0.55의 몰비율이 유지되는 반응매체에서 진행한다.
순환 생성물의 공급은 G순환= (480 ×61.314)/28 = 1051t/h 에 따라 조절된다. △T2/△T1= 3.16 인 경우에 CHP의 전환율은 76%이다.
DCP 및 DMPC 분해 반응기의 반응 매체는 페놀:아세톤:큐멘의 몰비가 1:1.8:0.51 이 된다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기에 들어오는 생성물내 물의 농도는 1.3중량%가 된다. DMPC 및 DCP의 분해 공정은 150℃의 온도에서 이루어진다. DMPC 및 DCP의 분해 반응기 이후의 스트림내 혼합물 및 부산물의 농도가 아래에 도시된다:
부산물 농도, 중량 % 혼합물 농도, ppm
AMS AMS 이합체 DMPC ACP 큐밀-페놀 DCP HA MO
2.55 0.24 0.02 0.55 0.30 0.01 870 55
DCP 및 DMPC 분해단계후 AMS의 수율은 이론치의 85.7%이다.
큐멘과 AMS의 총함량이 40중량%가 되도록 큐멘이 수득된 분해 생성물에 첨가된다. 칼럼(7)의 헤드 생성물로서 분리된 큐멘은 9434㎏/h이고, 이것이 중화단계에 들어간다.
반응 생성물로 부터 염의 분리와 산의 중화는 실시예 2 와 유사하게 수행된다. RMS내 염의 함량은 19ppm이다.
아세톤 및 큐멘-AMS 혼합물의 분리 단계에서 증기 소모는 2.46t/페놀t 이다.
분해단계에서 큐멘/페놀 소모 계수는 1306㎏/t이다.
결과는 다음과 같다.
생성물 ㎏/h 페놀 25634.4 아세톤 12518.5 α-메틸스티렌 1752.6
큐멘 과산화수소 분해장치 출구에서 부산물,㎏/페놀 t "페놀 타르"30.3
증기 소모t/페놀 t 증류시0.94 분해시0.08 아세톤과 AMS-큐멘 혼합물 분리시 2.46
"페놀 타르" 열분해를 포함한 큐멘/페놀 총 소모계수,㎏/페놀 t 1305

Claims (10)

  1. 큐멘을 공업용 큐멘 과산화수소(CHP)로 산화시키고 CHP를 촉매에 의해 분해시켜 페놀 및 아세톤을 제조하는 방법에 있어서,
    공업용 큐멘 과산화수소내 큐멘 함량이 21 내지 30중량%까지 되도록 산화 생성물이 농축되고, 이 혼합물이 촉매에 의한 분해반응을 받음을 특징으로 하는 제조방법.
  2. 제 1 항에 있어서, 공업용 큐멘 과산화수소 분해반응을 혼합 반응기에서 수행하고 부산물로서 형성된 디큐밀퍼옥사이드의 분해가 관형 반응기에서 수행되며 상기 반응기의 반응 매체의 조성이 상이함을 특징으로 하는 제조방법.
  3. 제 2 항에 있어서, 혼합 반응기에서 공업용 큐멘 과산화수소를 분해하는 단계동안 반응 매체는 페놀:아세톤:큐멘의 몰비가 1:1:(0.38-0.61)이 되도록 유지됨을 특징으로 하는 제조방법.
  4. 제 2 항에 있어서, 혼합 반응기에서 공업용 큐멘 과산화수소의 분해동안 포함된 큐멘의 함량에 따라 다음 비율이 유지됨을 특징으로 하는 제조방법:
    여기서, G순환은 순환하는 분해 생성물의 양(t/h)이며 GtCHP는 분해반응에 공급되는 공업용 GHP의 양(t/h)이며 큐멘 %는 공업용 CHP내 큐멘 중량%이다.
  5. 제 2 항에 있어서, 디큐밀 퍼옥사이드 및 디메틸페닐카르비놀의 분해반응기 관형 반응기에서 페놀:아세톤:큐멘의 몰비 = 1:(1-0.77):(0.35-0.87)의 반응 매체에서 150-168℃의 온도에서 수행됨을 특징으로 하는 제조방법.
  6. 제 5 항에 있어서, 디큐밀 퍼옥사이드 및 디메틸페닐카르비놀의 분해 반응기에 공업용 큐멘 과산화수소 1t당 160㎏의 양으로 큐멘이 공급됨을 특징으로 하는 제조방법.
  7. 제 5 항 또는 6 항에 있어서, 디큐밀 퍼옥사이드 및 디메틸페닐카르비놀의 분해 반응기에 공업용 큐멘 과산화수소 1t당 1-30.4㎏의 양으로 물이 공급됨을 특징으로 하는 제조방법.
  8. 제 2 항 내지 9 항중 한 항에 있어서, 디큐밀 퍼옥사이드 및 디메틸페닐카르비놀 분해 공정은 △T2/△T1의 비율을 1.5 내지 21.4, 특히 3-8로 조절함으로써 조절됨을 특징으로 하는 제조방법. 여기서 △T2는 디큐밀 퍼옥사이드 및 디메틸페닐카르비놀의 분해 반응기 입구 및 출구에서 생성물의 온도차이며 △T1은 공업용 큐멘 과산화수소의 분해 생성물 순환파이프에 설치된 열량계의 입구 및 출구에서 생성물의 온도 차이이다.
  9. 제 5 항에 있어서, 디큐밀 퍼옥사이드 및 디메틸페닐카르비놀의 분해가 관형 반응기에서 낮아진 함량의 아세톤 함유 반응매체에서 수행되며 아세톤 함량의 저하는 아세톤 일부를 제거하거나 분해 생성물에 추가량의 큐멘과 물을 도입하거나 양자를 모두 사용함으로써 수행됨을 특징으로 하는 제조방법.
  10. 제 9 항에 있어서, 황산 중화단계에서 탄화수소 공급에 의해 큐멘과 α-메틸스티렌의 총함량은 40중량%가 되고 물함량은 3.6중량%가 되며 황산 중화단계후 분해생성물내 염의 농도는 3 내지 20ppm이 됨을 특징으로 하는 제조방법.
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Families Citing this family (19)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
ES2262341T3 (es) * 1998-09-04 2006-11-16 Illa International L.L.C. Procedimiento altamente selectivo de produccion de fenol y de acetona.
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
US7109385B2 (en) * 2004-03-31 2006-09-19 General Electric Company 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
AU2006292708A1 (en) * 2005-09-16 2007-03-29 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. A method of making aromatic products
US20100063329A1 (en) * 2006-05-16 2010-03-11 John Charles Saukaitis 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
ES2621142T3 (es) * 2008-12-17 2017-07-03 Borealis Ag Mejora de la oxidación de cumeno
US8952202B2 (en) 2008-12-17 2015-02-10 Borealis Ag Multistage cumene oxidation
US20110306800A1 (en) 2010-06-09 2011-12-15 Scott Roy Keenan Method for the decomposition of cumene hydroperoxide
US8884068B2 (en) * 2010-09-14 2014-11-11 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 (ko) 1949-12-30
FR1598110A (ko) 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

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