WO2004014828A1 - フェノールを含むビスフェノールａの精製方法 - Google Patents

フェノールを含むビスフェノールａの精製方法 Download PDF

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Hiroaki Kimura
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Mitsubishi Chemical Corporation
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    • C07C39/12—Compounds having at least one hydroxy or O-metal group bound to a carbon atom of a six-membered aromatic ring polycyclic with no unsaturation outside the aromatic rings
    • C07C39/15—Compounds having at least one hydroxy or O-metal group bound to a carbon atom of a six-membered aromatic ring polycyclic with no unsaturation outside the aromatic rings with all hydroxy groups on non-condensed rings, e.g. phenylphenol
    • C07C39/16—Bis-(hydroxyphenyl) alkanes; Tris-(hydroxyphenyl)alkanes

Definitions

  • the present invention relates to a method for purifying bisphenol A by removing phenol from bisphenol A containing phenol (that is, 2,2-bis (4-hydroxyphenyl) propane).
  • Bisphenol A is an important chemical as a raw material for polycarbonate resins and epoxy resins, and is manufactured on a large scale by the reaction of phenol and acetone. Bisphenol A is obtained from the reaction mixture by first concentrating the reaction mixture, cooling it, and crystallizing bisphenol A as an adduct with phenol, and then removing the mother liquor by an appropriate solid-liquid separation means such as a centrifugal separator. Separate from
  • Japanese Patent Application Laid-Open No. 6-107579 discloses that a melt of an additive of bisphenol A and phenol is supplied to a flash evaporator, and the gas phase composed of phenol and phenol are not more than 4% by weight. And then separate the liquid phase into a centrifugal thin-film evaporator. It is described that the phenol is supplied to an apparatus and the phenol is removed by evaporation. However, in order to reduce the phenol content of the liquid phase to less than 4% by weight by flash evaporation, a large amount of phenol must be evaporated, which requires flash evaporation under high vacuum or high temperature.
  • Japanese Patent Application Laid-Open No. 63-2755539 discloses that when bisphenol A is recovered from the bottom of a distillation column using a distillation column, a part of the liquid obtained from the bottom of the distillation column is circulated. It is stated that it is desirable to feed the crystals of the adduct, the melt thereof or a mixture thereof into the distillation column, and to heat the circulating liquid by an amount of heat necessary for evaporating the phenol.
  • it is necessary to overheat this fluid which is not necessarily the best method.
  • the present invention seeks to provide an improved method for obtaining purified bisphenol A by evaporating phenol from bisphenol A containing phenol.
  • FIG. 1 is an example of a flow sheet showing an embodiment of the present invention.
  • FIG. 2 is an example of a flow sheet showing a comparative example. Disclosure of the invention
  • the coarse molten bisphenol A containing phenol is flash-steamed. 09707
  • crude molten bisphenol A containing phenol to be purified is first supplied to a flash evaporator in the first step and flash-evaporated, and the gas phase composed of phenol, bisphenol A and the residue that has not evaporated And a liquid phase consisting of phenol.
  • the crude molten bisphenol A containing phenol include a melt of an adduct of bisphenol A and phenol (which usually contains 30 to 60% by weight of phenol and other light boilers).
  • phenol it is preferable to use one obtained by evaporating a part of the phenol from the melt, and it is possible to reduce the amount of phenol to be evaporated in the first step.
  • a part of phenol is removed from the adduct of bisphenol A and phenol and the concentration of bisphenol A is increased to 65% by weight or more, preferably 70% by weight or more, and the concentrate is used in the first step.
  • Supply It is most preferable to use a bisphenol A having a concentration of 73 to 77% by weight.
  • the thin film evaporators are roughly classified into a centrifugal thin film evaporator in which a raw material thin film is formed on the inner wall of a cylindrical evaporator cylinder by a wiper, and a natural falling liquid film thin film evaporator in which the raw material flows naturally along the evaporation wall.
  • a naturally falling liquid film type thin film evaporator with a simple device and easy maintenance is used.
  • it is used.
  • This evaporator is equipped with a number of vertically arranged heating tubes, which are heated to cause phenol or other heat to flow while the melt of the adduct of bisphenol A and phenol flows down along the walls of the heating tubes.
  • Light boilers evaporate.
  • the pressure in the evaporator is preferably maintained at 60 to 400 Torr, especially 100 to 300 Torr.
  • the heating tube is maintained at 160 to 220 ° C, preferably 170 to 200 ° C, by steam heating.
  • the heating temperature is preferably 200 ° C or less, particularly preferably 190 ° C or less.
  • the vapor of the light-boiling substance and the concentrated liquid can be separately discharged from the thin-film evaporator, respectively.However, they are discharged in cocurrent and guided to the gas-liquid separator, where the gas-liquid separation is performed sufficiently. Thereafter, it is preferable to supply the liquid phase to the first step. If desired, a circulation operation may be performed in which a part of the liquid phase passed through the thin film evaporator is mixed with the melt of the adduct of bisphenol A and phenol and supplied to the thin film evaporator again. .
  • the flash evaporation in the first step is, of course, performed at a pressure lower than the operating pressure of the above-described thin film evaporation apparatus. Usually, it is preferably performed at 10 OTorr or less, preferably at 60 Torr or less, particularly preferably at 10 to 60 Torr.
  • the coarse molten bisphenol A containing phenol obtained by the above-mentioned thin film evaporator still contains a large amount of phenol. Therefore, if this is supplied to the flash evaporator as it is, the temperature drop accompanying the evaporation of the phenol will increase, and bisphenol A crystals may precipitate in the flash evaporator.
  • a solution in which the bisphenol A obtained in the second step is concentrated is mixed with the crude molten bisphenol containing this phenol to increase the concentration of bisphenol A.
  • a flash evaporator To a flash evaporator. Thereby, the temperature drop in the flash evaporator can be reduced.
  • bisphenol A has a melting point of 156-157 ° C
  • a mixture of crude molten bisphenol A containing phenol and a concentrated liquid of bisphenol A circulated from the second step The ratio is preferably determined so that the temperature in the apparatus does not fall below the desired amount of phenol due to flash evaporation.
  • the liquid phase obtained by flash evaporation in the first step is then heated in a thin-film evaporator in a second step to separate into a gas phase composed of phenol and a liquid phase composed of bisphenol A and the remaining phenol.
  • a thin film evaporator it is preferable to use a naturally falling liquid film type thin film evaporator as in the case of evaporating light boilers from the melt of the adduct of bisphenol A and phenol.
  • the pressure in the evaporator is usually maintained at the same or higher pressure as the flash evaporator in the first step.
  • the heating temperature is usually from 170 to 200 ° C, preferably from 180 to 190 ° C.
  • the vapor and the liquid can be separately discharged from the thin film evaporator in the second step, it is preferable that the vapor and the liquid be discharged together and supplied to the gas-liquid separator, where the gas and liquid are sufficiently separated.
  • a part of the liquid phase obtained by the gas-liquid separation is circulated in the first step as described above and mixed with the crude molten bisphenol A containing phenol supplied to the first step. This circulation of liquid not only reduces the temperature drop during flash evaporation in the first step, as described above, but also flash-evaporates thermal decomposition products generated by heating in the second step together with phenol.
  • the concentrated liquid of bisphenol A obtained in the second step is preferably further purified by steam stripping.
  • a concentrated liquid of bisphenol A is supplied from the upper part of the packed tower, steam is supplied from the lower part of the tower, and the flowing liquid and the ascending steam are brought into countercurrent contact with each other.
  • This is an operation that removes phenol by entraining it in the outflowing steam.
  • This operation is preferably carried out at the same pressure as in the second step or at a lower pressure, and is usually carried out at a top pressure of 10 to 6 Torr.
  • the temperature is preferably such that purified bisphenol A obtained from the bottom of the column has a temperature of 160 to 220 ° C, preferably 170 to 190 ° C. If the temperature is high, bisphenol A may be thermally decomposed.
  • the ratio of steam to the concentrated liquid of bisphenol A supplied to the packed column is usually 2 to 8 (weight)%.
  • the concentration of bisphenol A in the liquid flowing out of the evaporator 2 is 73.6% by weight, the concentration of bisphenol A in the liquid extracted from the gas-liquid separator 3 is 74.5% by weight, and the concentration of isoprophenol phenol is It was 5 (weight) ppm.
  • the remaining part of the liquid extracted from the gas-liquid separator 3 excluding the circulated 15 parts by weight / Hr is mixed with the liquid circulated from the gas-liquid separator 8 at 20 parts by weight Hr to 15 Torr.
  • the liquid was supplied to a flash evaporator 6 held in the furnace and flash-evaporated.
  • the liquid (bisphenol A concentration 97.5% by weight, temperature 156.7 ° C) flowing out of the flash evaporator 6 was allowed to flow into the naturally falling liquid film type thin film evaporator 7 as it was.
  • the evaporator 7 was heated with steam so that the liquid flowing out became 180 ° C.
  • the liquid and gas flowing out of the evaporator 7 flow into the gas-liquid separator 8 to be separated into gas and liquid.
  • the same pressure is applied from the flash evaporator 6 to the gas-liquid separator 8.
  • the liquid extracted from the gas-liquid separator 8 had a concentration of bisphenol A of 98.8% by weight and a concentration of isopropenylphenol of 6 (wt) ppm. Therefore evaporator
  • the increase in the concentration of bisphenol A in the liquid phase at position 7 was 1.3% by weight.
  • the remainder of this liquid excluding the circulated 20 parts by weight / Hr was supplied to the packed tower 9.
  • Steam was supplied to the lower part of the packed tower through a conduit 10 at a rate of 0.5 parts by weight / Hr, and steam stripping was performed.
  • Bisphenol A obtained from the bottom of the column had a phenol concentration of 10 (weight) ppm and an extremely high quality hue of APHA ⁇ 5. Table 1 shows the results.
  • Bisphenol A was purified under the same operating conditions as in Example 1, except that the pressure of the flash evaporator 6 was increased from 15 Torr to 60 Torr. Table 1 shows the results.
  • Example 1 The same operating conditions as in Example 1 were used, except that the pressure of the flash evaporator 6 was increased from 15 torr to 60 torr, and the liquid temperature at the outlet of the evaporator 7 was increased from 180 ° C to 200 ° C. Bisphenol A was purified. The results are shown in Table 1.
  • Bisphenol A was purified under the same operating conditions as in Example 1 except that the circulation of a part of the liquid extracted from the gas-liquid separator 8 to the flash evaporator 6 was stopped. Table 1 shows the results. However, after a while, the liquid dispersion plate of the evaporator 7 was blocked by crystals of bisphenol A, and the liquid stopped flowing from the flash evaporator 6 to the evaporator 7. The liquid bispheno at the outlet of the flash evaporator 6 at this time The A concentration was 93.9% by weight and the temperature was 131.7 ° C.
  • the concentration of bisphenol A in the liquid flowing out of the evaporator 2 is 73.6% by weight, the concentration of bisphenol A in the liquid discharged from the gas-liquid separator 3 is 74.5% by weight, and the concentration of isoprophenol phenol is 5%. (Weight) ppm.
  • the remaining part of the liquid extracted from the gas-liquid separator 3 excluding the circulated 15 parts by weight ZH r is mixed with the liquid circulated from the heater 5 at 20 parts by weight / H and held at 6 OTorr. It was supplied to the flash evaporator 6 and flash evaporated. Liquid flowing out of flash evaporator 6 (bisphenol A concentration A part (20 parts by weight ZH) of 5% by weight and a temperature of 156.7 ° C) was passed through the heater 5 to raise the liquid temperature to 249 ° C, and then circulated to the gas-liquid separator 3. On the other hand, the remainder excluding the circulated 20 parts by weight / H was supplied to the packed tower 9.
  • high-quality bisphenol A can be stably obtained from bisphenol A containing phenol.

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Abstract

フェノールを含む粗溶融ビスフェノールAをフラッシュ蒸発装置に供給して、フェノールから成る気相とビスフェノールA及び残余のフェノールから成る液相とに分離する第一工程、第一工程で得られた液相を薄膜蒸発装置で加熱してフェノールから成る液相とビスフエノール及び残余のフェノールから成るビスフェノールAの濃縮された液相とに分離する第二工程とを含み、第二工程で得られた液相の一部を第一工程に循環して粗溶融ビスフェノールAと共に、フラッシュ蒸発装置に供給する。斯かる方法によれば、フェノールを含むビスフェノールAから高品質のビスフェノールAを安定して取得することができる。

Description

明 細 書 フエノールを含むビスフヱノール Aの精製方法 技術分野
本発明はフエノールを含むビスフエノール A (すなわち 2 , 2 _ビス （4 —ヒドロキシフエニル） プロパン） からフエノールを除去するビスフエノール Aの精製方法に関するものである。 背景技術
ビスフエノール Aはポリカーボネート樹脂やエポキシ樹脂の原料として重要 な化学品であり、 フエノールとアセトンとの反応により大規模に製造されてい る。 反応混合物からのビスフエノール Aの取得は、 先ず反応混合物を濃縮した のち冷却して、 ビスフエノール Aをフエノールとの付加体として晶出させ、 遠 心分離機などの適宜の固液分離手段により母液から分離する。
ビスフエノール Aとフエノールとの付加体は次いで溶融したのち蒸留して、 ビスフエノール Aとフエノールとに分離する。 ビスフエノール Aは高温にさら されると熱分解してィソプロぺニルフエノールなどに変化し易いので、 ビスフエ ノール Aとフエノールとの蒸留分離は一般に減圧下で fi1われている。 例えば特 開平 5— 2 9 4 8 7 4号公報には、 ビスフエノール Aとフエノールとの付加体 を溶融して遠心式薄膜蒸発装置に供給し、 減圧下かつ 4 5 T o r r以上の圧力 下でフエノールを蒸発させて除去することが記載されている。 し し真空度を それほど高めずになおかつフエノールを十分に除去するには、 操作温度を高く しなければならず、 ビスフエノール Aが熱分解するおそれがある。
特開平 6 _ 1 0 7 5 7 9号公報には、 ビスフエノール Aとフエノールとの付 加体の溶融物をフラッシュ蒸発装置に供給して、 フエノールから成る気相とフエ ノールが 4重量％以下の液相とに分離し、 次いでこの液相を遠心式薄膜蒸発装 置に供給してフエノールを蒸発させて除去することが記載されている。 しかし フラッシュ蒸発により液相のフエノール含量が 4重量％以下にするには大量の フエノールを蒸発させねばならず、 そのためには高真空下ないしは高温下でフ ラッシュ蒸発させることが必要である。 しかし高真空下でフラッシュ蒸発させ ると温度が下がりすぎてビスフエノール Aやビスフエノール Aとフエノールと の付加体が固体として析出するおそれがある。 また高温下でフラッシュ蒸発さ せようとすると、 加熱時にビスフエノーリレ Aが分解してイソプロぺニルフエノー ルなどが生成し、 ビスフエノール Aの色相を悪化させる。
また、 特開昭 6 3 - 2 7 5 5 3 9号公報には蒸留塔を用いて塔底よりビスフエ ノール Aを回収する際に、 蒸留塔底より得られた液の一部を循環して該付加物 の結晶あるいはその融液あるいはこれら混合物と併せて該蒸留塔内にフィード し、 またこのときフエノールを蒸発させるのに必要な熱量分だけ循環液を加熱 することが望ましいとしている。 しかし、 単蒸留 （フラッシャー） システムで 多量の残フエノールを蒸発させることを目的に循環液の加熱を行う場合、 この 液を過剰に加熱する必要があり、 必ずしも最良の方法とは云えない。
上記のように、 フエノールを含むビスフエノール Aから、 フエノールを蒸発 させてビスフエノール Aを取得する方法はいくつも提案されているが、 いずれ も未だ満足すべきものではない。 従って本発明は、 フエノールを含むビスフエ ノール Aからフエノールを蒸発させて、 精製されたビスフエノ一ル Aを取得す る改良された方法を提供しょうとするものである。 図面の簡単な説明
図 1は、 本発明の実施例を示すフローシートの 1例である。 図 2は、 比較例 を示すフローシートの 1例である。 発明の開示
本発明によれば、 フエノールを含む粗溶融ビスフエノール Aをフラッシュ蒸 09707
3 発装置に供給して、 フェノールから成る気相とビスフエノール A及び残余のフェ ノールから成る液相とに分離する第一工程、 第一工程で得られた液相を薄膜蒸 発装置で加熱してフエノールから成る気相とビスフエノール A及び残余のフェ ノールから成るビスフエノール Aの濃縮された液相とに分離する第二工程とを 含み、 第二工程で得られた液相の一部を第一工程に循環して粗溶融ビスフエノー ルと共に、 フラッシュ蒸発装置に供給する精製方法を行うことにより、 フエノー ルを含む粗溶融ビスフエノール Aから高品質のビスフエノール Aを安定して取 得することができる。
以下、 本発明を詳細に説明する。
本発明では、 精製に供するフエノールを含む粗溶融ビスフエノール Aを、 先 ず第一工程においてフラッシュ蒸発装置に供給してフラッシュ蒸発させ、 フェ ノールから成る気相とビスフエノール A及び蒸発しなかつた残余のフエノール から成る液相とに分離する。 フエノールを含む粗溶融ビスフエノール Aとして は、 ビスフエノール Aとフエノールとの付加体の溶融物 （このものは通常はフエ ノールその他の軽沸物を 3 0〜6 0重量％含有している） を用いることもでき るが、 この溶融物からフエノールの一部を蒸発させて除去したものを用いるの が好ましく、 これにより第一工程で蒸発させるべきフエノール量を削減するこ とができる。 通常はビスフエノール Aとフエノ一ルとの付加体からフエノール の一部を除去してビスフエノール Aの濃度を 6 5重量％以上、 好ましくは 7 0 重量％以上に濃縮したものを第一工程に供給する。 ビスフエノ一ル Aの濃度が 7 3〜7 7重量％に濃縮されたものを用いるのが最も好ましい。
ビスフエノール Aとフエノールとの付加体の溶融物からフエノールその他の 軽沸物を除去してビスフエノール Aを濃縮するには、.薄膜蒸発装置を用いるの が好ましい。 薄膜蒸発装置には、 大別して、 円筒形の蒸発筒内壁にワイパーに よって原料の薄膜を形成させる遠心式薄膜蒸発装置と、 蒸発壁面に沿つて原料 を自然流下させる自然流下液膜式薄膜蒸発装置とがあり、 いずれをも用いるこ とができるが、 装置が簡単でかつ保守の容易な自然流下液膜式薄膜蒸発装置を 用いるのが好ましい。 この蒸発装置は垂直に配置された多数の加熱管を備えて おり、 この加熱管の壁面に沿ってビスフエノール Aとフエノールとの付加体の 溶融物が流下する間に、 加熱されてフエノールその他の軽沸物が蒸発する。 蒸発装置内の圧力は 60〜400To r r、 特に 100〜300To r rに 保持するのが好ましい。 また加熱管はスチーム加熱により 160〜220°C, 好適には 170〜200°Cに維持する。 ビスフエノール Aの熱分解を抑制する ためには加熱温度は 200°C以下、 特に 190°C以下が好ましい。 一方、 蒸発 を促進するためには 170 C以上、 特に 180°C以上に加熱するのが好ましい。 薄膜蒸発装置からは軽沸物の蒸気と濃縮された液とをそれぞれ別個に流出させ ることもできるが、 並流で流出させて気液分離装置に導き、 ここで十分に気液 分離させたのち、 液相を第一工程に供給するのが好ましい。 なお所望ならば、 薄膜蒸発装置を通過させた液相の一部を、 ビスフエノール Aとフエノールとの 付加体の溶融物に混合して再び薄膜蒸発装置に供給する循環操作を行ってもよ い。
第一工程におけるフラッシュ蒸発は、 当然のことながら、 上記の薄膜蒸発装 置の操作圧力よりも低い圧力で行う。 通常は 10 OTo r r以下、 好ましくは 60 To r r以下、 特に 10〜60To r rで行うのが好ましい。 ところで上 記の薄膜蒸発装置で得られたフエノールを含む粗溶融ビスフエノール A中には、 なお多量のフエノールが含まれている。 従って、 これをそのままフラッシュ蒸 発装置に供給すると、 フエノールの蒸発に伴う温度低下が大きくなり、 フラッ シュ蒸発装置内でビスフエノール Aの結晶が析出する恐れがある。 本発明では ビスフエノール Aの結晶析出を避けるため、 このフエノールを含む粗溶融ビス フエノールに第二工程で得られたビスフエノ一ル Aが濃縮された液を混合して、 ビスフエノール Aの濃度を高めてフラッシュ蒸発装置に供給する。 これにより フラッシュ蒸発装置における温度低下を小さくすることができる。 ビスフエノー ル Aの融点は 156— 157°Cなので、 フエノールを含む粗溶融ビスフエノー ル Aと第二工程から循環されてくるビスフエノール Aの濃縮された液との混合 比率は、 フラッシュ蒸発により所望量のフエノールが蒸発しても、 装置内の温 度がこれを下廻らないように決定するのが好ましい。
第一工程でのフラッシュ蒸発により得られた液相は、 次いで第二工程で薄膜 蒸発装置で加熱して、 フエノールから成る気相とビスフエノール A及び残余の フエノールから成る液相とに分離する。 薄膜蒸発装置としては、 前記したビス フエノール Aとフエノールとの付加体の溶融物から軽沸物を蒸発させる場合と 同じく、 自然流下液膜式薄膜蒸発装置を用いるのが好ましい。 蒸発装置内の圧 力は通常は第一工程のフラッシュ蒸発装置の圧力と同じ又は高い圧力に保たれ る。 また加熱温度は通常は 1 7 0〜2 0 0 °C、 好ましくは 1 8 0〜 1 9 0 °Cで ある。 第二工程の薄膜蒸発装置からも蒸気と液とを別々に流出させることもで きるが、 一緒に流出させて気液分離装置に供給し、 ここで十分に気液分離させ るのが好ましい。 気液分離により得られた液相の一部は、 前述のように第一ェ 程に循環して、 第一工程に供給されるフエノ一ルを含む粗溶融ビスフエノール Aに混合する。 この液の循環は、 前述のように第一工程におけるフラッシュ蒸 発に際しての温度低下を小さくする以外に、 第二工程での加熱により生成した 熱分解物などをフエノールと一緒にフラッシュ蒸発させるという効果もある。 第二工程で得られたビスフエノール Aの濃縮された液は、 スチームストリッ ビングにより更に精製するのが好ましい。 スチームストリツビングは、 充填塔 の上部からビスフエノール Aの濃縮された液を供給し、 塔の下部からスチーム を供給して、 流下する液と上昇するスチームとを向流接触させ、 塔頂から流出 するスチームにフエノールを同伴させて除去する操作である。 この操作は第二 工程と同じ圧力ないしは更に低い圧力で行うのが好ましく、 通常は塔頂圧力 1 0〜6 O T o r rで行う。 また温度は、 塔底から得られる精製されたビスフエ ノール Aが 1 6 0〜2 2 0 °C、 好ましくは 1 7 0〜1 9 0 °Cとなるようにする のが好ましい。 温度が高いとビスフエノール Aが熱分解する ¾れがある。 また 充填塔に供給するビスフェノール Aの濃縮された液に対するスチームの比率は、 通常は 2〜8 (重量） ％である。 このスチ一ムストリッピングを施すと、 極め TJP2003/009707
て高純度で色相の優れたビスフエノ一ル Aが得られる。 発明を実施するための最良の形態
以下に実施例により本発明を更に具体的に説明する。
実施例 1
図 1に示すフローシートに従い、 ビスフエノール Aとフエノールとの付加体 の溶融物 （ビスフエノ一ル A 56重量％、 フエノール 44重量％、 イソプロべ ニルフエノール 0重量％) の精製を行った。
導管 1を経て供給されるビスフエノール Aとフエノールとの付加体の溶融物 (150°C) 23. 4重量部 ZHrと、 気液分離装置 3から導管 4を経て循環 されてきた液 15重量部/ Hrとを混合して、 内圧が 30 OTo r rに保持さ れている自然流下液膜式薄膜蒸発装置 2に供給した。 蒸発装置 2は流出する液 が 180°Cになるようにスチームで加熱した。 蒸発装置 2から流出した液とガ スとは気液分離装置 3に流入させ、 300 T o r rで気液分離した。 蒸発装置 2から流出した液のビスフエノール Aの濃度は 73. 6重量％、 気液分離装置 3から抜出した液のビスフエノ一ル Aの濃度は 74. 5重量％、 イソプロべ二 ルフエノールの濃度は 5 (重量） ppmであった。
気液分離装置 3から抜出した液のうち循環させた 15重量部/ H rを除く残 部は、 気液分離装置 8から 20重量部 H rで循環されてきた液と混合して 1 5To r rに保持されているフラッシュ蒸発装置 6に供給してフラッシュ蒸発 させた。 フラッシュ蒸発装置 6から流出した液 （ビスフエノール A濃度 97. 5重量％、 温度 156. 7°C) は、 そのまま自然流下液膜式薄膜蒸発装置 7に 流入させた。 蒸発装置 7は流出する液が 180°Cとなるようにスチームで加熱 した。 蒸発装置 7から流出した液とガスとは気液分離装置 8に流入させ気液分 離した。 フラッシュ蒸発装置 6から気液分離装置 8までは同一圧力である。 気液分離装置 8から抜出した液のビスフエノール Aの濃度は 98. 8重量％、 イソプロぺニルフエノールの濃度は 6 (重量） ppmであった。 従って蒸発装 置 7における液相のビスフエノール Aの濃度上昇は 1. 3重量％であった。 こ の液のうち循環させた 20重量部/ H rを除く残部は、 充填塔 9に供給した。 充填塔の下部には導管 10を経てスチームを 0. 5重量部/ Hrで供給して、 スチ一ムストリッビングを行った。 塔底から得られたビスフエノール Aのフエ ノール濃度は 10 (重量） ppm、 色相は APHA<5と極めて高品質であつ た。 結果を表 1に示す。
実施例 2
フラッシュ蒸発装置 6の圧力を 15To r rから 60 To r rに上昇させた 以外は、 実施例 1と同一の運転条件でビスフエノール Aの精製を行った。 結果 を表 1に示す。
実施例 3
フラッシュ蒸発装置 6の圧力を 15To r rから 60To r rに上昇させ、 かつ蒸発装置 7の出口の液温を 180°Cから 200°Cに上昇させた以外は、 実 施例 1と同一の運転条件でビスフエノール Aの精製を行った。 結果を表 1に示 す。
比較例 1
フラッシュ蒸発装置 6の圧力を 15To r rから 60To r rに上昇させ、 蒸発装置 7の出口の液温を 180°Cから 200°Cに上昇させ、 かつ気液分離装 置 8から抜出した液の一部をフラッシュ蒸発装置 6へ循環するのを中止した以 外は、 実施例 1と同一の運転条件でビスフエノール Aの精製を行った。 結果を 表 1に示す。
比較例 2
気液分離装置 8から抜出した液の一部をフラッシュ蒸発装置 6へ循環するの を中止した以外は、 実施例 1と同一の運転条件でビスフエノール Aの精製を行つ た。 結果を表 1に示す。 しかし、 しばらくすると、 蒸発装置 7の液分散板がビ スフヱノ一ル Aの結晶で閉塞してフラッシュ蒸発装置 6から蒸発装置 7へ液が 流れなくなった。 このときのフラッシュ蒸発装置 6の出口の液のビスフエノー ル A濃度は 93. 9重量％、 温度は 131. 7°Cであった。
比較例 3
図 2に示すフローシートに従い、 ビスフエノール Aとフエノールとの付加体 の溶融物 （ビスフエノール A 56重量％、 フエノール 44重量％、 イソプロべ ニルフエノール 0重量％) の精製を行った。
導管 1を経て供給されるビスフエノール Aとフエノールとの付加体の溶融物 ( 150 °C) 23. 4重量部 ZH rと、 気液分離装置 3から導管 4を経て循環 されてきた液 15重量部/ Hrとを混合して、 内圧が 30 OTo r rに保持さ れている自然流下液膜式薄膜蒸発装置 2に供給した。 蒸発装置 2は流出する液 が 180°Cになるようにスチームで加熱した。 蒸発装置 2から流出した液とガ スとは気液分離装置 3に流入させ、 300 T o r rで気液分離した。 蒸発装置 2から流出した液のビスフエノール Aの濃度は 73. 6重量％、 気液分離装置 3から抜出した液のビスフエノール Aの濃度は 74. 5重量％、 イソプロべ二 ルフエノールの濃度は 5 (重量） ppmであった。
気液分離装置 3から抜出した液のうち循環させた 15重量部 ZH rを除く残 部は、 加熱器 5から 20重量部/ Hで循環されてきた液と混合して 6 OTo r rに保持されているフラッシュ蒸発装置 6に供給してフラッシュ蒸発させた。 フラッシュ蒸発装置 6から流出した液 （ビスフエノール A濃度
Figure imgf000009_0001
5重量％、 温度 156. 7°C) のうち一部 （20重量部 ZH) は加熱器 5に通して 249 °Cまで液温度を上げた後、 気液分離装置 3へ液を循環した。 一方、 循環させた 20重量部/ Hを除く残部は、 充填塔 9に供給した。 充填塔の下部には導管 1 0を経てスチームを 0. 5重量部/ Hrで供給して、 スチームストリツビング を行つた。 その結果、 フラッシュ蒸発装置 6の温度は 200 に、 ビスフエノー ル A濃度は 97. 2 %まで到達し、 充填塔 9への供給液中の I P P濃度は 91 重量 p pmに上昇しており、 充填塔 9の塔底のビスフエノール Aの APHAは 50に上昇し品質が悪化した。 実施例 比較例
1 2 3 1 2 フラッシュ蒸発装置（6)の圧力（Torr) 15 60 60 60 15 薄膜蒸発装置（7)の出口の液温 (°C) 180 180 200 200 180 気液分離装置（8)からフラッシュ蒸発装
20 20 97.2 0 0 置（6)への循環量（重量部/ Hr)
気液分離装置 (8)から抜出されるビ
98.8 95 97.2 97.2 98.8 スフエノ-ル Aの濃度（重量％)
気液分離装置 (8)から抜出されるビ
スフエノ-ル A中の "。 ニルフ Iノ-ル濃度 6 6 21 32 10
(重量％)
充填塔（9)の塔底から得られるビス
10 100 12 12 10 フエノ-ル A中のフエノ-ル濃度（重量％)
充填塔 (9)の塔底から得られるビス
5> 5> 10 20 5> フエノ-ル Aの色相（APHA)
運 転 安定 安定 安定 安定 閉塞
産業上の利用可能性
本発明によれば、 フエノールを含むビスフエノ一ル Aから高品質のビスフェ ノ一ル Aを安定して取得することができる。

Claims

請 求 の 範 囲
1 . フエノールを含む粗溶融ビスフエノール Aをフラッシュ蒸発装置に供給し て、 フエノールから成る気相とビスフエノール A及び残余のフエノールから成 る液相とに分離する第一工程、 第一工程で得られた液相を薄膜蒸発装置で加熱 してフエノールから成る気相とビスフエノール A及び残余のフエノールから成 るビスフエノール Aの濃縮された液相とに分離する第二工程とを含み、 第二ェ 程で得られた液相の一部を第一工程に循環して粗溶融ビスフエノール Aと共に フラッシュ蒸発装置に供給することを特徴とする、 フエノ一ルを含むビスフェ ノール Aの精製方法。
2 . 第一工程で、 フラッシュ蒸発装置に供給するフエノールを含む粗溶融ビス フエノール Aが、 ビスフエノール Aとフエノールとの付加体を溶融し、 これを 薄膜蒸発装置で加熱してフエノールを含む軽沸物を除去する軽沸除去工程を経 たものである 1に記載の方法。
3 . フエノールを含む軽沸物の除去が、 ビスフエノール Aとフエノールとの付 加体を溶融し、 これを薄膜蒸発装置で加熱したのち気液分離装置に供給して、 フエノールを含む軽沸物から成る気相と、 ビスフエノール A及び残余のフエノー ルから成る液相とに分離することにより行われる 2に記載の方法。
4. フエノールを含む軽沸物の除去を、 減圧下かつ 6 0 T o r rより大きな圧 力下で行う 2又は 3に記載の方法。
5 . 軽沸除去工程で用いる薄膜蒸発装置が、 自然流下液膜式薄膜蒸発装置であ る 2ないし 4のいずれかに記載の方法。
6 . 第二工程で用いる薄膜蒸発装置が自然流下液膜式薄膜蒸発装置である 1な いし 5のいずれかに記載の方法。
7 . 第一工程を 6 O T o r r以下の圧力下で行う 1ないし 6のいずれかに記載 の方法。
8 . 第二工程における気相と液相への分離を 6 O T o r r以下の圧力下で行う 1ないし 7のいずれかに記載の方法。
9 . 第二工程で得られたビスフエノ一ル Aの濃縮された液相を充填塔の上部に 供給して塔内を流下させ、 充填塔の下部からは水蒸気を吹込んで塔内を上昇さ せることにより、 ビスフエノール Aの濃縮された液相中のフエノールを上昇す る水蒸気に同伴させて除去する水蒸気精製工程を行う 1ないし 8のいずれかに 記載の方法。
10. ビスフエノール Aとフエノールとの付加体を溶融したものを、 減圧下かつ
1 0 O T o r r以上に保持されている自然流下液膜式薄膜蒸発装置に供給し、
1 6 0〜2 2 0 °Cに加熱してフエノールを含む軽沸物を蒸発させてビスフエノー ル A及び残余のフエノールを含む粗溶融ビスフエノール Aを取得し、 これを 6 0 T o r r以下に保持されているフラッシュ蒸発装置に供給してフラッシュ蒸 発により液相と気相とに分離し、 液相は 6 O T o r r以下に保持されている自 然流下式薄膜蒸発装置に供給し、 1 7 0〜2 0 0 °Cに加熱してフエノールを蒸 発させてビスフエノール Aの濃縮された液相を取得し、 この液相の一部は前記 のフラッシュ蒸発装置に供給する粗溶融ビスフエノール Aに混合してフラッシュ 蒸発に供し、 残部は下部から水蒸気が吹込まれている充填塔の上部に供給して 塔内を流下させることにより、 残存しているフエノールを水蒸気に同伴させて 除去することを特徴とするフエノールを含むビスフエノール Aの精製方法。
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