TH21054B

TH21054B - Method for producing phenol and acetone from cumene

Info

Publication number: TH21054B
Application number: TH9701004999A
Authority: TH
Inventors: ไมเคิลโลวิช ซาโคแซนสกีย์ นายเวลมิร์
Original assignee: นายธเนศ เปเรร่า; นายโรจน์วิทย์ เปเรร่า; นายโรจน์วิทย์ เปเรร่า นายธเนศ เปเรร่า; อิลลา อินเตอร์เนชั่นแนล แอลทีดี
Filing date: 1997-12-08
Publication date: 2006-12-14

Abstract

DC60 (03/03/41) กระบวนการผลิตฟีนอล และอาซีโตน ซึ่งประกอบด้วยการทำให้ผลผลิตของการ ออกซิไดซ์คิวมีนเข้มข้นจนถึงจุดที่รักษาปริมาณของคิวมีน และเหลือไว้ได้ไม่ต่ำกว่า 21 เปอร์เซ็นต์ โดยน้ำหนัก การสลายคิวมีนไฮโดรเปอร์ออกไซด์ ด้วยกรดกำมะถันในตัวกลางที่เป็นฟีนอล- อาซีโตน-คิวมีน ที่เป็นเนื้อเดียวกันในปฏิกรณ์ผสมในขณะที่รักษาอัตราส่วนโดยโมลของฟีนอล- อาซีโตน-คิวมีนไว้ที่ 1:1:(0.38-0.61) และต่อมาเป็นการสลายไดคิวมิลเปอร์ออกไซด์ ที่เกิด ขึ้นในปฏิกรณ์ปลั๊กโฟลว์ที่ใช้อัตราส่วนโดยโมลของฟีนอล-อาซีโตน-คิวมีนเท่ากับ 1:(1-0.77) : (0.35-0.87) ที่อุณหภูมิสูงกว่า 150 องศาเซลเซียสโดยที่มีการเติมส่วนที่เป็นคิวมีน และน้ำ ส่วนที่เป็นคิวมีนเพิ่มเติมที่มีอยู่ในผลผลิตของการแตกตัวจะผ่านไปทางปลายกระแส โดยที่ไปผ่านกระบวนการฟีนอล และเข้าไปในขั้นตอนของการทำให้ผลผลิตของการแตกตัวเป็น กลาง และขั้นตอนที่ส่วนที่เป็นคิวมีนถูกแยกเอาออกด้วยการกลั่น และเวียนบางส่วนกลับเข้าสู่ ขั้นตอนของการสลายไดคิวมิลเปอร์ออกไซด์ ปริมาณคิวมีนที่เพิ่มขึ้น ของกระแสผลผลิตของการแตกตัวให้ผลเป็นการแยกเฟสที่ดีขึ้น ในขั้นตอนของการทำให้ผลผลิตจากการแตกตัวเป็นกลางอันเป็นผลให้มีเกลือน้อยกว่า 20 ส่วนต่อ ล้านส่วน และน้ำที่ละลายอยู่ต่ำกว่า 3.5 เปอร์เซ็นโดยน้ำหนักที่ผ่านไปทางปลายกระแสไปสู่ ขั้นตอนของการทำให้สารบริสุทธิ์ การใช้ไอน้ำโดยรวมของกระบวนการลดลง 0.4-0.6 ตัน/ตัน ของฟีนอล เนื่องจากความต้องการที่ลดลงในการทำให้ผลผลิตของการออกซิไดซ์เข้มข้น และใน การกำจัดน้ำออกจากผลผลิตของการแตกตัวที่ทำให้เป็นกลางแล้วขั้นตอนทำให้สารบริสุทธิ์ทาง ปลายกระแส กระบวนการมีคุณลักษณะอยู่ที่การเลือกทำปฏิกิริยาสูง การใช้คิวมีนต่ำเพียง 1302- 1305 กิโลกรัม/ฟีนอลหนึ่งตัน รวมทั้งการเกิดผลพลอยได้ที่เป็นไฮดรอกซีอาซีโตน และเมซิดิล- ออกไซด์ลดลงอีกด้วย กระบวนการผลิตฟีนอล และอาซีโดน ซึ่งประกอบด้วยการทำให้ผลผลิตของการ ออกซิไดซ์คิวมีนเข้มข้นจนถึงจุดที่รักษาปริมาณของคิวมีน และเหลือไว้ได้ไม่ต่ำกว่า 21 เปอร์เซ็นต์ โดยน้ำหนัก การสลายคิวมีนไฮโดรเปอร์ออกไซด์ ด้วยกรดกำมะถันในตัวกลางที่เป็นฟีนอล- อาซีโตน-คิวมีน ที่เป็นเนื้อเดียวกันในปฏิกรณ์ผสมในขณะที่รักษาอัตราส่วนโดยโมลของฟีนอล- อาซีโตน-คิวมีนไว้ที่ 1:1:(0.38-0.61) และต่อมาเป็นการสลายไดคิวมิลเปอร์ออกไซด์ ที่เกิด ขึ้นในปฏิกรณ์ปลั๊กโฟลว์ที่ใช้อัตราส่วนโดยโมลของฟีนอล-อาซีโตน-คิวมีนเท่ากับ 1:(1-0.77) : (0.35-0.87) ที่อุณหภูมิสูงกว่า 150 องศาเซลเซียสโดยที่มีการเติมส่วนที่เป็นคิวมีน และน้ำ ส่วนที่เป็นคิวมีนเพิ่มเติมที่มีอยู่ในผลผลิตของการแตกตัวจะผ่านไปทางปลายกระแส โดยที่ไปผ่านกระบวนการฟีนอล และเข้าไปในขั้นตอนของการทำให้ผลผลิตของการแตกตัวเป็น กลาง และขั้นตอนที่ส่วนที่เป็นคิวมีนถูกแยกเอาออกด้วยการกลั่น และเวียนบางส่วนกลับเข้าสู่ ขั้นตอนของการสลายไดคิวมิลเปอร์เซ็นต์ออกไซด์ ปริมาณคิวมีนที่เพิ่มขึ้น ของกระแสผลผลิตของการแตกตัวให้ผลเป็นการแยกเฟสที่ดีขึ้น ในขั้นตอนของการทำให้ผลผลิตจากการแตกตัวเป็นกลางอันเป็นผลให้มีเกลือน้อยกว่า 20 ส่วนต่อ ล้านส่วน และน้ำที่ละลายอยู่ต่ำกว่า 3.5 เปอร์เซ็น โดยน้ำหนักที่ผ่านไปทางปลายกระแสไปสู่ ขั้นตอนของการทำให้สารบริสุทธิ์ การใช้ไอน้ำโดยรวมของกระบวนการลดลง 0.4-0.6 ตัน/ตัน ของฟีนอล เนื่องจากความต้องการที่ลดลงในการทำให้ผลผลิตของการออกซิไดซ์เข้มข้น และใน การกำจัดน้ำออกจากผลผลิตของการแตกตัวที่ทำให้เป็นกลางแล้วขั้นตอนทำให้สารบริสุทธิ์ทาง ปลายกระแส กระบวนการมีคุณลักษณะอยู่ที่การเลือกทำปฏิกิริยาสูง การใช้คิวมีนต่ำเพียง 1302- 1305 กิโลกรัม/ฟีนอลหนึ่งตัน รวมทั้งการเกิดผลพลอยได้ที่เป็นไฮดรอกซีอาซีโตน และเมซิดิล- ออกไซด์ลดลงอีกด้วยDC60 (03/03/41) The phenol and acetone production process involves concentration of the cumene oxidizing product to a point where the cumene content is maintained at or less than 21% by weight. Cumene hydroperoxide is decomposed with sulfuric acid in a homogeneous phenol-acetone-cumene medium in a mixed reactor while maintaining a phenol-acetone-cumene molar ratio of 1:1:(0.38-0.61). Subsequently, the resulting dicumyl peroxide is decomposed in a plug-flow reactor using a phenol-acetone-cumene molar ratio of 1:(1-0.77) : (0.35-0.87) at temperatures above 150 °C with the addition of cumene and water. The additional cumene present in the decomposition product passes through the downstream, through the phenol process, into the decomposition product neutralization step, and finally, the cumene is separated by distillation. A portion is recirculated back into the cumene peroxide decomposition step. The increased cumene content of the decomposition product stream results in better phase separation in the decomposition product neutralization step, resulting in less than 20 ppm of salt and less than 3.5% by weight of dissolved water passing through the stream to the purification step. The overall steam consumption of the process is reduced by 0.4-0.6 tonnes/tonne of phenol due to the reduced need for oxidizing product concentration and dewatering of the neutralized decomposition product in the downstream purification step. The process is characterized by high selectivity, low cumene consumption of only 1302-1305 kg/tonne of phenol, and reduced byproducts of hydroxyaacetone and mesidyl oxide. The phenol and acetone production process involves concentrating the cumene oxidizing product to the point where the cumene content is maintained at no less than 21% by weight, followed by the decomposition of cumene hydroperoxide. With sulfuric acid in a homogeneous phenol-acetone-cumene medium in a mixed reactor while maintaining a phenol-acetone-cumene molar ratio of 1:1:(0.38-0.61), and subsequently the decomposition of dicumyl peroxide occurring in a plug-flow reactor using a phenol-acetone-cumene molar ratio of 1:(1-0.77) : (0.35-0.87) at temperatures above 150 °C with the addition of cumene and water, the additional cumene present in the decomposition product passes through the end stream, through the phenol process, into the decomposition product neutralization step, and the cumene separation step by distillation, and is partially recirculated back into the dicumyl peroxide decomposition step. Increasing the cumene content of the decomposition product stream results in better phase separation. In the neutralization phase, resulting in less than 20 ppm of salt and less than 3.5% by weight of dissolved water, the process is streamlined to the purification stage. The overall steam consumption is reduced by 0.4-0.6 tonnes/ton of phenol due to decreased requirements for oxidizing product concentration and dewatering of the neutralizing products in the downstream purification step. The process is characterized by high selectivity, low cumene consumption of only 1302-1305 kg/ton of phenol, and reduced byproducts of hydroxyacetone and mesidyl oxide.

Claims

1. An improved process for the production of phenol and acetone involves the oxidation of technical-grade cumene hydroperoxide (CHP) with catalytic cracking. This process is characterized by concentrating the oxidizing product to a cumene content of 21 to 30% by weight in technical-grade cumene hydroperoxide. This mixture is then used in the catalytic cracking process, and in the case of cracking, the molar ratio of phenol:acetone:cumene of 1:1; 0.77; 0.35-0.87 is maintained.

2. The process as defined in Claim 1 is characterized as the technical cracking of cumene hydroperoxide in a mixed reactor and the cracking of dicumyl perside as a byproduct in a tubular reactor containing a mixture of different reaction media in the aforementioned reactor.

3. The process as defined in claim 2, which is characterized by the reaction medium in the technical cumene hydroperoxide decomposition step in the mixed reactor being maintained at a molar ratio of phenol : acetone : cumene of 1 : 1 : ( 0.38-0.61).

4. The process as defined in Claim 2, which is characterized as follows, for the cracking of technical-grade cumene hydroperoxide in a mixed reactor, is maintained depending on the amount of cumene available at the following ratio (chemical formula), where Gcirc represents the circulating cracking product volume (tons/hour), GtHPC - the amount of technical-grade CHP fed into the cracking (tons/hour), and % cumene - percentage by weight of technical-grade CHP.

5. The process described in claim 2 is characterized by the decomposition of dicumyl peroxide and dimethylphenylcarbinol in a tubular reactor in a reaction medium with a molar ratio of phenol:acetone:cumene of 1:(1-0.77):(0.35-0.87) and proposed to be carried out at a temperature of 150-168°C.

6. The process as defined in Claim 5 is specified as follows: the cumene fraction shall be fed in an amount not exceeding 160 kg/ton of technical grade cumene hydroperoxide into the cracking reactor of dicumyl peroxide and dimethylphenol carbinol.

7. The process as defined in Claim 5 or 6 is characterized by the feeding of water in quantities of 1–30.4 kg/ton of technical grade cumene hydroperoxide into the cracking reactor of dicumyl peroxide and dimethylphenylcarbinol.

8. The process as defined in one of the claims 2-7 shall be controlled by determining the triangle T2/triangle T1 ratio in the range of 1.5 to 21.4, proposed as 3-8 in the apparatus, where triangle T2 is the product temperature difference at the inlet and outlet of the dicumyl peroxide and dimethylphenylcarbinol cracking reactor, and triangle T1 is the product temperature difference at the inlet and outlet of the calorimeter installed in the product circulation pipe of cumene hydroperoxide cracking. Technical level.

9. The process specified in Relief 5, which is characterized by the decomposition of dicumyl peroxide and dimethylphenylcarbinol, shall be carried out in a tubular reactor in a reaction medium containing a low concentration of acetone, whereby the low concentration of acetone is obtained by the removal of a portion of the acetone, or by the help of the introduction of additional amounts of cumene and water into the products of decomposition, or by the use of both processes.

10. The process as defined in claim 9 is characterized that, at the sulfuric acid neutralization step, the total amount of cumene and (alpha)-methyl-styrene in the cracking products by hydrocarbon fraction feeding shall be 40 percent by weight, the amount of water shall be 3.6 percent by weight, and the concentration of salts in the cracking products after the sulfuric acid neutralization step shall be 3 to 20 ppm.