CN105669367B - 一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种提高苯酚丙酮装置过氧化氢异丙苯分解收率的方法，(1)将一级分解液冷却后经过特殊的分布器循环回分解器；(2)浓硫酸催化剂从两个不同点加入分解液循环***；(3)降低分解器中硫酸的浓度；(4)提高分解液在分解器中停留时间、降低分解器反应温度；(5)提高分解液在二级分解器中的停留时间；(6)提高二级分解反应温度；(7)将二级分解出料闪蒸回收能量并将全部或者部分闪蒸冷凝液循环回分解器、其余部分送到苯酚丙酮装置下游的粗丙酮塔；(8)将部分分解器蒸汽冷凝液送到苯酚丙酮装置下游的精丙酮塔或者进料进料槽。本发明主要解决现有苯酚丙酮生产技术中分解收率较低、焦油副产物较多、精馏进料含盐较高等问题。

Description

一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法

技术领域

本发明涉及苯酚丙酮生产技术领域，具体的说，是一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法。

背景技术

苯酚和丙酮都是用途很广的有机化工产品。通常的生产方法是，使用异丙苯为原料，通过异丙苯的空气氧化生成过氧化氢异丙苯，浓缩后的过氧化氢异丙苯(通常的浓度为含过氧化氢异丙苯82％左右)由浓硫酸催化剂催化下分解并经过一系列净化后同时得到苯酚和丙酮两种产品。过氧化氢异丙苯分解也有使用固体酸作为催化剂的。过氧化氢异丙苯的分解是强放热反应，分解过程会产生许多种副产物，这些副产物会影响分解的收率即原料异丙苯的消耗，也会影响苯酚和丙酮产品的质量。通常通过控制较低的反应温度、一定的硫酸浓度、一定的水含量和分解的停留时间等来得到较高的收率。

美国专利US5245090(美国Aristech Chemical Corporation)介绍了一种没有循环丙酮、分解产品大量循环的过氧化氢异丙苯分解方法，其使用硫酸作为催化剂，一级分解反应在较高的温度(77～88℃)、二级分解反应在较低的温度(66～121℃)下进行，通过提高一级分解温度、降低二级分解温度来提高过氧化氢异丙苯分解的收率。这与本发明的理念正好相反。

美国专利US5998677(日本三井油化公司)介绍了一种在一级反应器(分解器)出料中加入更多的丙酮(来自净化过程产生的产品丙酮)并以较低的温度(120℃)完成第二级分解的方法，通过提高苯酚丙酮净化过程的能耗(循环丙酮)来提高分解过程的收率。

中国专利CN102186799A(沙伯基础创新公司)介绍了一种使用羟基苯磺酸作为催化剂，并添加氨水的过氧化氢异丙苯分解方法。

中国专利CN101343212(中石油)介绍了一种固体酸为催化剂的过氧化氢异丙苯分解方法。

目前，国内外苯酚丙酮装置主要使用两种类型的的过氧化氢异丙苯分解技术。一类技术为丙酮真空蒸发移热、两步法浓硫酸催化剂分解技术，第一步为过氧化氢异丙苯分解过程、丙酮蒸发移去反应热、硫酸浓度为300～500ppm、操作温度为75～88℃，第二步为副产物分解过程、使用管式反应器、操作温度110～122℃。另一类技术为分解液大量外循环移热、两步法浓硫酸催化剂分解技术，第一步为过氧化氢异丙苯分解过程、外循环移去反应热、循环比为25～100∶1、硫酸浓度为30～60ppm、操作温度为40～70℃，第二步为副产物分解过程、使用管式反应器、操作温度115～125℃。各种技术安全上都比较可靠，但原料异丙苯的消耗普遍较高、焦油生成量较高，异丙苯的消耗均高于各家技术专利商宣扬的数值。而蒸发移热分解技术中，由于分解液中丙酮含量较高，使苯酚丙酮装置下游中和工序不容易除盐、并造成精馏***严重的结垢。

此外，使用固体酸作为过氧化氢异丙苯分解催化剂的技术，其分解过程会生成更多的焦油，异丙苯消耗较高。这种技术目前不再使用。

本发明针对现有蒸发移热分解技术中原料异丙苯消耗较高及分解液中丙酮过高的的问题，通过一系列工艺改进措施来降低原料异丙苯的消耗、降低分解单元出料中丙酮的含量。

发明内容

本发明的目的在于克服现有技术的不足，提供一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法。

针对现有苯酚丙酮装置分解单元存在的问题，本发明将通过改进分解***的工艺流程和操作条件来解决现有苯酚丙酮装置中分解单元原料异丙苯消耗高及分解液中丙酮含量高的问题，包括增加分解器循环冷却器、确定新的分解操作条件、增加分解液出料闪蒸***等。

本发明的目的是通过以下技术方案来实现的：

一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法，其具体步骤为：

a)苯酚丙酮装置氧化工序生产的浓过氧化氢异丙苯先与循环的分解蒸发冷凝液混合后从分解器的上部进入分解器，过氧化氢异丙苯在分解器中经过硫酸的催化下分解为苯酚和丙酮产品，并生成副产物；通过控制分解器在适当的硫酸浓度、适当的温度、适当的压力、适当的水含量和适当的停留时间下操作来得到期望的分解收率；

浓过氧化氢异丙苯含过氧化氢异丙苯的质量分数为75～85％；

副产物包括过氧化二异丙苯、焦油等；

过氧化氢异丙苯分解使用的催化剂为浓硫酸，硫酸浓度为90～98％。硫酸至少从两个点加入该分解循环***中；优先选择两个点，两个点加入硫酸量的比例为0.1～6.2∶1；一个加入点为量热器的入口；另一个加入点为分解器循环冷却器的出口；

分解器内的硫酸浓度为30～500ppmwt。优选为70～280ppmwt。

分解器的操作压力为360～560mmhg，分解器的操作温度为50～86℃。

分解器内物料停留时间为3～10分钟。

一定量的水加入分解器，分解器内水的含量为0.3～3％。

分解过程中不需要加丙酮。其特点在于：对分解本身，有利于减少羟基丙酮的生成量。对苯酚丙酮装置来讲，有利于提高装置的生产能力、降低丙酮分离的能耗。

b)分解器的釜液出料分为三股，第一股物料进入到二级分解器，第二股物料经过冷却后循环回分解器，并通过分布器与分解液混合，第三股物料经过量热器与第二股合并循环回分解器；

浓硫酸催化剂分别加入上述第二股和第三股分解液循环物料中；

两个循环回路的控制是分解控制的关键；

第二股分解液相对于分解第一股分解液的循环比为0.1～3∶1

分解液经过循环冷却器降温幅度为10～48℃。

物料进入分解器内设置的内部分布器，分布器型式为排管式或者环管式，分布器材质应该比分解器使用的材质更耐腐蚀。

分布器需设置在分解器液体液面之下，分布器设有向下喷射的园孔，孔的数量为3～12个，喷射速度为3～12米/秒。

此步骤的特点：增加专用的分解液循环冷却回路、进入分解器硫酸浓度更低、两个点加酸，前两项消除了分解器内由于硫酸局部浓度过高而产生更多的焦油、后一项使分解***更安全(对过氧化氢异丙苯分解来讲，为了保证安全，必须使***中总有硫酸存在。使用两个点加入，使***即使一个点故障，另一个点也可以继续加入)。现有技术中，硫酸通过量热器一个点加入，分布器在液面之上，分布器出口硫酸浓度较高，焦油生成量多，而且有安全顾虑。

c)分解器蒸发蒸汽依次经过循环水及冷冻水冷凝器冷凝，冷凝液一部分循环回分解器，其余部分送苯酚丙酮装置的精丙酮塔或者精馏进料槽；

分解器蒸发蒸汽冷凝液的一部分作为分解出料送至下游精丙酮塔或者精馏进料槽，这股物料占总冷凝器液的比例为0～30％。

d)分解器的釜液物料在二级分解器中将分解器出料中的主要副产物过氧化二异丙苯(简称DCP)分解为苯酚、丙酮和α-甲基苯乙烯(简称AMS)，同时分解液中的二甲基苄醇(简称DMPC)也脱水生成α-甲基苯乙烯，控制二级分解器中合适的硫酸浓度、合适的温度和合适的停留时间来得到期望的反应收率。

分解***中硫酸浓度75～285ppm，优先选择80～160ppm；

二级分解器为平推流管式反应器，操作温度为110～166℃，操作压力为0.46～0.86Mpag。

二级分解器内物料停留时间为0.5～6分钟。

二级分解器由外部加热介质如低压水蒸汽或者导热油加热；

相对于现有技术，分解更完全，AMS的收率更高

e)二级分解器的出料送入真空绝热闪蒸槽，利用二级分解器出料的热值闪蒸蒸发分离丙酮、异丙苯等，闪蒸蒸汽经过冷却水冷凝及冷冻水冷凝后一部分冷凝液返回分解器，其余部分冷凝液送到苯酚丙酮装置的精馏进料槽或者粗丙酮塔，真空绝热闪蒸槽的釜液由分解单元出料泵送到苯酚丙酮装置中和单元，通过控制真空绝热闪蒸槽的操作温度和压力来调节闪蒸槽的闪蒸率；

真空绝热闪蒸槽为立式绝热闪蒸分离器，操作温度为70～96℃，操作压力为350～660mmhg。

闪蒸蒸汽冷凝液的一部分作为分解出料送至下游粗丙酮塔或者精馏进料槽，这股物料占总冷凝液量的比例为0～100％。

闪蒸槽中分解液闪蒸率为8～36％，相对于进料量而言。

回收出料的热量，不需要丙酮循环(来自下游)，分解出料中丙酮含量低、精馏进料盐含量低。

上述技术方案中优先选择：

过氧化氢异丙苯分解使用的催化剂为浓硫酸，浓硫酸至少从两个点加入该分解循环***中。优先选择两个点，两个点加入硫酸量的比例(物流12量与物流13量的比例)为0.1～6.2，优先选择0.2～3.6。

分解***中硫酸浓度为70～285ppmwt，优先选择80-160ppmwt。

分解器操作压力为360～560mmhg，优先选择380～480mmhg。

分解器操作温度为50～86℃，优先选择60～72℃。

循环回分解器的物料相对于主出料的循环比为10～300％，优先选择38～120％。循环冷却器降温幅度为10～48℃，优先选择26～38℃。

循环物料进入分解器内设置内部分布器，分布器为排管式或者环管式，分布器材质应该比分解器使用的材质更耐腐蚀如哈氏合金。该分布器需设置在分解器内液体液面之下，分布管上开向下喷射的园孔，孔的数量为3-12个，优先选择4～8个，喷射速度为3～12米/秒，优先选择5～8米/秒。

一定量的工艺水加入分解器，分解***水的含量为0.3～3％，优先选择0.8～1.6％。

分解器蒸发蒸汽冷凝液的一部分丙酮出料作为分解出料送至下游精丙酮塔或者精馏进料槽，这股物料占该总冷凝器液的比例为0～30％，优先选择10～20％。

二级分解器为平推流管式反应器，操作温度110～166℃，优先选择120～148℃，操作压力0.46～0.86Mpag，优先选择0.56～0.76Mpag。

分解液闪蒸槽为带除沫器的立式绝热闪蒸分离器，操作温度70～96℃，优先选择76～90℃，操作压力350～660mmhg，优先选择380～500mmhg。

闪蒸蒸汽冷凝液的一部分或者全部作为分解出料送至下游精馏进料槽或者粗丙酮塔，这股物料占总冷凝液的比例为0～100％，优先选择45～75％。

闪蒸槽中分解液闪蒸率(相对于进料)为8～36％，优先选择10～25％。

分解器内物料停留时间为3～10分钟，优先选择4～8分钟。

二级分解器内物料停留时间为0.5～6分钟，优先选择1～2.5分钟。

与现有技术相比，本发明的积极效果是：

本发明在试验数据的基础上进行了进一步的改进，形成新的技术。本发明在降低苯酚丙酮装置异丙苯消耗的同时，也降低了硫酸催化剂的消耗，降低了装置的能耗，提高了装置的开车率(减少了精馏***的停车)。

本发明所解决的问题是苯酚丙酮装置中过氧化氢异丙苯分解单元原料消耗高及分解液中盐含量高的问题，发明通过改进现有的分解流程、设计新的操作条件、增加分解液闪蒸设施等，来减少分解过程中焦油的生成量，降低原料异丙苯的消耗，降低催化剂硫酸的消耗，并通过降低分解液中丙酮的含量、使分解的出料更有利于苯酚丙酮装置后续中和除酸及除盐过程的完成，也避免后续单元将丙酮循环回分解而降低其负荷(即提高设备效率和降低公用工程消耗)，提高苯酚丙酮装置的开车率，降低生成成本。

本发明与现有技术的主要不同点：分解***更低的硫酸浓度(降低焦油生成)，分解器更低的温度(降低焦油生成)，增加(相对于现有技术)分解液循环冷却(稀释硫酸、降低分解器温度，降低焦油生成)，分布器出口局部硫酸浓度更低(降低焦油生成)，分解器蒸汽冷凝液部分作为分解的产品送出(可以用于生产低甲醇含量的丙酮)，二级分解更高的温度(过氧化二异丙苯、二甲基苄醇分解更完全)，增加分解液闪蒸***(回收热量、消除丙酮产品循环、降低精馏进料盐含量)。

附图说明：

图1过氧化氢异丙苯分解工艺流程图见。

附图中的标记为：

R-1为分解器，R-2为二级分解器，P-1为分解器出料泵，P-2为分解单元出料泵，E-1为分解循环冷却器，E-2为分解蒸汽冷凝器，E-3为分解尾气冷凝器，E-4为闪蒸蒸汽冷凝器，E-5为闪蒸尾气冷凝器，M-1为量热器，V-1为闪蒸槽。

1为浓过氧化氢异丙苯溶液，2为工艺调节水，3为丙酮出料，4为回流丙酮，5为不凝性尾气，6为冷冻水，物流7为循环水，8为主出料，9为主循环物料，10为小流量物料，11为循环冷却水，12为硫酸I，13为硫酸II，14为闪蒸回流冷凝液，15为闪蒸出料冷凝液，16为不凝性气体，17为第二冷冻水，18为循环冷却水，19为蒸汽或导热油，20为分解液，21为分解单元出料。

具体实施方式

以下提供本发明一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法的具体实施方式。

附图及说明：过氧化氢异丙苯分解工艺流程图见附图1。过程说明：

苯酚丙酮装置中，工艺生产使用异丙苯为原料，同时生产苯酚和丙酮两种产品。异丙苯先经过氧化生成过氧化氢异丙苯，过氧化氢异丙苯在硫酸催化下分解为苯酚、丙酮及其它副产物，分解液经过中和除酸除盐、精馏、催化处理等一系列净化过程得到苯酚和丙酮。

原料异丙苯首先在氧化单元中由空气中的氧气氧化生成过氧化氢异丙苯，氧化出料(称为氧化液)中过氧化氢异丙苯的浓度一般为20～36％，压力氧化(压力一般为0.3Mpag)工艺中氧化液浓度较低为含过氧化氢异丙苯20～26％，近常压氧化(压力一般为0.03Mpag)工艺中氧化液浓度较高为含过氧化氢异丙苯28～36％。氧化液在进入分解单元前通过真空浓缩提高过氧化氢异丙苯的浓度，浓氧化液的浓度一般为78～85％。

浓过氧化氢异丙苯溶液1与回流丙酮4混合后由分解器R-1上部进入分解器内，由氧化单元的泵送入分解单元的分解器；精馏单元回收的真空***冷凝水作为工艺调节水2由精馏单元泵送入分解器，调节水的组成是含水98.71％、丙酮1.06％、苯酚0.23％；浓度为98％的浓硫酸分两股(具体为硫酸I12和硫酸II13)由分解器出料泵P-1送入分解器循环管内；

过氧化氢异丙苯在分解器内在硫酸催化下分解为苯酚、丙酮、过氧化二异丙苯及其它副产品。过氧化氢异丙苯分解为快速放热反应，反应热通过丙酮的蒸发和分解液循环冷却器E-1移出。分解器蒸发的丙酮等从分解器顶部出来，依次经过循环水7(温度一般为30℃)分解液蒸汽冷凝器E-2和冷冻水6(温度一般为0℃)分解尾气冷凝器E-3冷凝，不凝性尾气5去真空***，冷凝液大部分的回流丙酮循环回分解器，少部分丙酮出料3作为分解出料之一送到装置下游的精丙酮塔或者精馏进料槽。

分解器的液体出料由泵送出，并分为三股。第一股出料为主循环物料9，经过冷却水11(温度一般为30℃)冷却器冷却后与主要的硫酸II混合后一起循环回分解器。第二股出料为小流量物料物流10，经过量热器与硫酸I混合后并入主循环物流，通过测量量热器进出料的温度变化来观察控制分解的程度。第三股出料为主出料8，首先经过蒸汽19加热的二级分解器将分解过程的副产品过氧化二异丙苯分解为苯酚、丙酮和α-甲基苯乙烯，氧化产生的副产品二甲基苄醇在二级分解器中脱水生成α-甲基苯乙烯。

二级分解器的分解液20直接送入闪蒸槽V-1，闪蒸蒸发其中的一部分丙酮和异丙苯等组分。闪蒸出的蒸汽依次经过循环水18(温度一般为30℃)闪蒸蒸汽冷凝器E-4和第二冷冻水17(温度一般为0℃)闪蒸尾气冷凝器E-5冷凝，不凝性尾气16去真空***，闪蒸回流冷凝液14一部分循环回分解器，另一部分闪蒸出料冷凝液15作为分解出料之一送到装置下游的精馏进料槽或者粗丙酮塔。闪蒸槽的分解出料21由分解单元出料泵P-2送到装置下游的中和单元。

实施例1

苯酚丙酮装置氧化单元来的浓过氧化氢异丙苯溶液含有过氧化氢异丙苯81.92％、异丙苯14.33％、二甲基苄醇3.36％、苯乙酮0.39％，由氧化单元的泵送入分解单元的分解器R-1；精馏单元回收的真空***冷凝水作为工艺调节水由精馏单元泵送入分解器，工艺调节水的组成是含水98.71％、丙酮1.06％、苯酚0.23％；浓度为98％的浓硫酸分两股((具体为硫酸II13和硫酸I12))由分解器出料泵泵P-1送入分解器循环管内；过氧化氢异丙苯在硫酸催化剂下发生分解放热反应，分解器温度为62℃、压力为426mmhg，硫酸浓度为100ppm，分解水含量为1％，反应热量使分解器内的大量丙酮及少量异丙苯、α-甲基苯乙烯等蒸发，这股蒸汽经过冷凝器冷凝后冷凝液大部分循环回分解器，丙酮出料作为分解单元的一股产品送出到苯酚丙酮装置的精丙酮塔或者精馏进料槽，丙酮出料占总冷凝液的比为1∶10，不凝性尾气5送真空***；分解器釜液由泵送出，一部分(循环主循环物料和小流量物料)、另一部分送入二级分解器，循环部分物流与净出料的比值为0.76∶1；二级分解器使用1.0Mpag低压蒸汽加热，二级分解器内温度为136℃、压力为0.72Mpag；二级分解器出料进入闪蒸槽闪蒸分离，闪蒸蒸汽经过两级冷凝后一部分去分解器、另一部分去下游苯酚丙酮装置的精馏进料槽或者粗丙酮塔，，闪蒸出料冷凝液和闪蒸回流冷凝液的比例为0.5∶1，闪蒸槽温度为86℃、压力为450mmhg，闪蒸槽釜液由分解单元出料泵送到苯酚丙酮装置的中和单元。

表1实施例1各物流组成(质量分率)表

表中，代号CHP表示过氧化氢异丙苯，代号AMS表示α-甲基苯乙烯，代号DMPC表示二甲基苄醇，代号DCP表示过氧化二异丙苯。

实施例2

实施例1中，对于生产能力20万吨苯酚丙酮/年的装置，两股的硫酸的比例为10∶1(具体为硫酸II13和硫酸I12)，循环冷却器出口温度为52℃，进入量热器的流量)为1.6m³/h，量热器硫酸加入量为1kg/h，分解器内循环分布器采用排管式，喷射孔直径为6mm，孔数量为6个。

节约异丙苯原料2529吨/年，硫酸(浓度98％)原料91吨/年，烧碱(浓度32％)原料229吨/年，循环水656110吨/年，蒸汽3568吨/年。

实施例3

实施例1中，对于生产能力35万吨苯酚丙酮/年的装置，两股的硫酸的比例为16∶1((具体为硫酸II13和硫酸I12))，循环冷却器出口温度为56℃，量热器流量为2.6m³/h，量热器硫酸加入量为1.7kg/h，分解器内循环分布器采用排管式，喷射孔直径为7mm，孔数量为8个。

节约异丙苯原料4492吨/年，硫酸(浓度98％)原料158吨/年，烧碱(浓度32％)原料406吨/年，循环水1173170吨/年，蒸汽6331吨/年。

实施例4

现有分解单元改进，分解蒸汽冷凝液和闪蒸蒸汽冷凝液均不作为产品出料，即丙酮出料3和闪蒸出料冷凝液15流量均为零。

苯酚丙酮装置氧化单元来的浓过氧化氢异丙苯溶液含有过氧化氢异丙苯81.92％、异丙苯14.33％、二甲基苄醇3.36％、苯乙酮0.39％，由氧化单元的泵送入分解单元的分解器；精馏单元回收的真空***冷凝水作为工艺调节水由精馏单元泵送入分解器，工艺调节水的组成是含水98.71％、丙酮1.06％、苯酚0.23％；浓度为98％的硫酸分两股(具体为硫酸I12和硫酸II13)由泵送入分解器循环管内；过氧化氢异丙苯在硫酸催化剂下发生分解放热反应，分解器温度为65℃、压力为460mmhg，硫酸浓度为100ppm，分解水含量为1％，反应热量使分解器内的大量丙酮及少量异丙苯、α-甲基苯乙烯等蒸发，这股蒸汽经过冷凝器冷凝后全部分循环回分解器，不凝性尾气送真空***；分解器釜液由泵P-1送出，一部分循环(循环主循环物料和小流量物料)、另一部分送入二级分解器R-2，循环部分物流与净出料的比值为0.68∶1；二级分解器使用1.0Mpag低压蒸汽加热，二级分解器内温度为128℃、压力为0.72Mpag；二级分解器出料20进入闪蒸槽闪蒸分离，蒸汽经过两级冷凝后全部循环回分解器，闪蒸槽温度为83℃、压力为430mmhg，闪蒸槽釜液由分解单元出料泵送到苯酚丙酮装置的中和单元。

表2实施例4各物流组成(质量分率)表

表中，代号CHP表示过氧化氢异丙苯，代号AMS表示α-甲基苯乙烯，代号DMPC表示二甲基苄醇，代号DCP表示过氧化二异丙苯。

实施例5

实施例4中，对于生产能力20万吨苯酚丙酮/年的装置，两股的硫酸的比例为10∶1(具体为硫酸II13和硫酸I12)，循环冷却器出口温度为56℃，量热器流量为2.6m³/h，量热器硫酸加入量为1.6kg/h，分解器内循环分布器采用排管式，喷射孔直径为6mm，孔数量为8个。

节约异丙苯原料2480吨/年，硫酸(浓度98％)原料91吨/年，烧碱(浓度32％)原料229吨/年，循环水637000吨/年，蒸汽3464吨/年。

实施例6

实施例4中，对于生产能力35万吨苯酚丙酮/年的装置，两股的硫酸的比例为16∶1(具体为硫酸II13和硫酸I12)，循环冷却器出口温度为59℃，量热器流量为4.5m³/h，量热器硫酸加入量为2.6kg/h，分解器内循环分布器采用排管式，喷射孔直径为7mm，孔数量为10个。

节约异丙苯原料4400吨/年，硫酸(浓度98％)原料158吨/年，烧碱(浓度32％)406吨/年，循环水1139220吨/年，蒸汽6146吨/年。

实施例7

分解器蒸汽冷凝液不作为分解单元产品送出，闪蒸槽蒸汽冷凝液全部作为分解单元产品送出。

苯酚丙酮装置氧化单元来的浓过氧化氢异丙苯溶液含有过氧化氢异丙苯81.92％、异丙苯14.33％、二甲基苄醇3.36％、苯乙酮0.39％，由氧化单元的泵送入分解单元的分解器R-1；精馏单元回收的真空***冷凝水作为工艺调节水由精馏单元泵送入分解器，调节水的组成是含水98.71％、丙酮1.06％、苯酚0.23％；浓度为98％的硫酸分两股((具体为硫酸II13和硫酸I12))由泵送入分解器循环管内；过氧化氢异丙苯在硫酸催化剂下发生分解放热反应，分解器温度为66℃、压力为460mmhg，硫酸浓度为100ppm，分解水含量为1％，反应热量使分解器内的大量丙酮及少量异丙苯、α-甲基苯乙烯等蒸发，这股蒸汽经过冷凝器冷凝后冷凝液全部循环回分解器，不凝性尾气5送真空***；分解器釜液由泵P-1送出，一部分循环(循环主循环物料和小流量物料)、另一部分送入二级分解器，循环部分物流与净出料的比值为1∶1；二级分解器使用1.0Mpag低压蒸汽加热，二级分解器内温度为128℃、压力为0.72Mpag；二级分解器出料20进入闪蒸槽闪蒸分离，蒸汽经过两级冷凝后冷凝液全部去下游苯酚丙酮装置的精馏进料槽或者粗丙酮塔，不凝性尾气16送真空***，闪蒸槽温度为80℃、压力为410mmhg，闪蒸槽釜液由分解单元出料泵送到苯酚丙酮装置的中和单元。

表3实施例7各物流组成(质量分率)表

表中，代号CHP表示过氧化氢异丙苯，代号AMS表示α-甲基苯乙烯，代号DMPC表示二甲基苄醇，代号DCP表示过氧化二异丙苯。

实施例8

实施例7中，对于生产能力20万吨苯酚丙酮/年的装置，两股的硫酸的比例为10∶1((具体为硫酸II13和硫酸I12))，循环冷却器出口温度为58℃，量热器流量为2.6m³/h，量热器硫酸加入量为1.6kg/h，分解器内循环分布器采用排管式，喷射孔直径为6mm，孔数量为8个。

节约异丙苯原料2487吨/年，硫酸(浓度98％)原料91吨/年，烧碱(浓度32％)原料229吨/年，循环水668850吨/年，蒸汽3637吨/年。

实施例9

实施例7中，对于生产能力35万吨苯酚丙酮/年的装置，两股的硫酸的比例为16∶1((具体为硫酸II13和硫酸I12))，循环冷却器出口温度为55℃，量热器流量为4.5m³/h，量热器硫酸加入量为2.6kg/h，分解器内循环分布器采用排管式，喷射孔直径为7mm，孔数量为10个。

节约异丙苯原料4413吨/年，硫酸(浓度98％)原料158吨/年，烧碱(浓度32％)原料406吨/年，循环水1196180吨/年，蒸汽6453吨/年。

实施例1是实施例2和3的总括，具体降低的量在实施例2和3列出。实施例4和7也类似。

以上所述仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员，在不脱离本发明构思的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围内。

Claims (9)

1.一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法，其特征在于，其具体步骤为：

a) 苯酚丙酮装置氧化工序生产的浓过氧化氢异丙苯先与循环的分解蒸发冷凝液混合后从分解器的上部进入分解器，过氧化氢异丙苯在分解器中在硫酸的催化下分解为苯酚和丙酮，并生成副产物；

分解过程中不需要外加丙酮；

b) 分解器的釜液出料分为三股，第一股物料进入到二级分解器，第二股物料经过冷却后循环回分解器，并通过分布器与分解液混合，第三股物料经过量热器与第二股物料合并循环回分解器；

浓硫酸催化剂分别加入上述第二股和第三股分解液循环物料中；

c）分解器蒸发蒸汽依次经过循环水及冷冻水冷凝器冷凝，冷凝液一部分循环回分解器，其余部分送苯酚丙酮装置的精丙酮塔或者精馏进料槽；

d) 二级分解器将分解器液体出料中的主要副产物过氧化二异丙苯分解为苯酚、丙酮和α-甲基苯乙烯，同时分解液中的二甲基苄醇也脱水生成α-甲基苯乙烯；

e) 二级分解器的出料送入真空绝热闪蒸槽，利用二级分解器出料的热值闪蒸蒸发分离丙酮和异丙苯，闪蒸蒸汽经过冷却水冷凝及冷冻水冷凝后一部分冷凝液返回分解器，其余冷凝液送到苯酚丙酮装置的精馏进料槽或者粗丙酮塔，真空绝热闪蒸槽的釜液由分解单元出料泵送到苯酚丙酮装置中和单元。

2.如权利要求1所述的一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法，其特征在于，在所述步骤a）中，分解器的操作压力为360～560mmHg，分解器的操作温度为50～86℃；分解器内物料停留时间为3～10分钟。

3.如权利要求1所述的一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法，其特征在于，在所述步骤a）中，过氧化氢异丙苯分解使用的催化剂为浓硫酸，硫酸浓度为90～98%；硫酸至少从两个点加入该分解循环***中；两个点加入硫酸量的比例为0.1～6.2:1；一个加入点为量热器的入口；另一个加入点为分解器循环冷却器的出口；

分解器内的硫酸浓度为30～500ppmwt；

分解器内水的含量为0.3～3%。

4.如权利要求1所述的一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法，其特征在于，在所述步骤b）中，第二股物料相对于分解第一股物料的循环比为0.1～3:1；分解液经过循环冷却器降温幅度为10～48℃。

5.如权利要求1所述的一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法，其特征在于，在所述步骤b）中，物料进入分解器内设置的分布器，分布器型式为排管式或者环管式，分布器材质应该比分解器使用的材质更耐腐蚀；

分布器需设置在分解器液体液面之下，分布器设有向下喷射的园孔，孔的数量为3～12个，喷射速度为3～12米/秒。

6.如权利要求1所述的一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法，其特征在于，在所述步骤c）中，分解器蒸发蒸汽冷凝液的一部分作为分解出料送至下游精丙酮塔或者精馏进料槽，这股物料占总冷凝器液的比例为0～30%。

7.如权利要求1所述的一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法，其特征在于，在所述步骤d）中，二级分解器为平推流管式反应器，操作温度为110～166℃，操作压力为0.46～0.86MPaG。

8.如权利要求1所述的一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法，其特征在于，在所述步骤d）中，二级分解器内物料停留时间为0.5～6分钟。

9.如权利要求1所述的一种提高过氧化氢异丙苯分解收率的方法，其特征在于，在所述步骤e）中，真空绝热闪蒸槽为立式绝热闪蒸分离器，操作温度为70～96℃，操作压力为350～660mmHg；闪蒸槽中分解液闪蒸率为8～36%。