JP2002524432A

JP2002524432A - フェノール及びアセトン製造の高度に選択的な方法

Info

Publication number: JP2002524432A
Application number: JP2000568802A
Authority: JP
Inventors: ザコシヤンスキ，ウラデイミール・ミカイロビチ; グリアズノフ，アンドレイ・コンスタンテイノビチ; ワシリーバ，イリナ・イワノブナ
Original assignee: イラ・インターナシヨナル・エル・エル・シー
Priority date: 1998-09-04
Filing date: 1999-09-03
Publication date: 2002-08-06
Anticipated expiration: 2019-09-03
Also published as: EP1042264B1; WO2000014042A1; CN1287550A; DE69930402D1; AU6135999A; EP1042264A1; ES2262341T3; EP1042264A4; DE69930402T2; CN1227202C; ATE320411T1; JP4558936B2

Abstract

(57)【要約】工業用クメンヒドロペルオキシド（ＣＨＰ）の、フェノール、アセトン及びα−メチルスチレンへの開裂方法が開示されている。第１の段階においては、ＣＨＰ開裂方法は、各ＣＨＰ開裂反応器内の発熱速度及び除熱速度を平衡して維持するような方法で実施される。ＣＨＰ開裂法は４７〜５０℃の範囲内の温度で、実質的に等温条件下で実施される。工程の第２の段階においては、ジクミルペルオキシド（ＤＣＰ）及びジメチルベンゼンアルコール（ＤＭＢＡ）の開裂を、制御された温度上昇における非等温条件下で、多区分栓流反応器内で実施する。温度は反応器の各区分内に設置された熱電対の使用により制御される。得られた温度プロファイルを反応器の各区分内のΔＴに基づいた速度論的模型により要求される温度プロファイルと比較する。あらゆる得られた変動に基づいて、反応器に追加して供給された水量、温度並びに硫酸のＮＨ₄ＨＳＯ₄への転化率の少なくとも１項目が調整される。

Description

【発明の詳細な説明】

【０００１】

【発明の背景】

本発明は石油化学合成の分野、そしてなかでも、クメン法による、フェノール
、アセトン及びアルファ−メチルスチレン（ＡＭＳ）の製造法に関する。

【０００２】工業用クメンヒドロペルオキシド（ＣＨＰ）の酸性開裂法を使用することによ
りフェノール及びアセトンを製造することが知られている、数々の方法がある。
既知の方法の間の主要な差異は、異なる反応媒質の使用及び、ＣＨＰの開裂工程
中に発生される熱（３８０Ｋｋａｌ／ｋｇ）の除去のための代替法である。

【０００３】これらの従来の当該技術分野の方法における最善の選択性は、反応媒質として
フェノール及びアセトンの等モル混合物を使用することにより得られる。相対的
基礎に基づいて、工業用ＣＨＰに対し１５〜３０％のアセトンがこの混合物に添
加される。これは、１９９４年３月１日付けの、ロシア出願第９４００７３６／
０４／００７２２９号及び米国特許第４，３５８，６１８号に開示されている。
これは、工業用クメンヒドロペルオキシド中に存在するジメチルベンゼンアルコ
ール（ＤＭＢＡ）から形成される所望される副生物、ＡＭＳの収率により決定さ
れるように、良好な工程選択性を獲得可能にさせる。得られたＡＭＳ収率は約８
０％である。

【０００４】ＣＨＰ開裂過程中に発生された熱は除去される。米国特許第２，６６３，７３
５号に記載の方法において、熱はアセトンの蒸発及び反応器へのアセトンの再循
環により除去される。発熱はまた冷却水のような冷却媒質の使用により除去する
ことができる。

【０００５】１００％のＣＨＰの断熱開裂中に、温度は酸性触媒の影響下で約７００℃に上
昇される。熱は自然に発生する。急速な熱放出のために、ＣＨＰの開裂法は非常
に危険であると考えられる。その結果、工程の安全性を改善するためには、発熱
及び熱除去の組み合わせが著しく優先される。

【０００６】米国特許第２，６６３，７３５号の方法において、反応熱はアセトン蒸発によ
り除去され、発熱及び除熱は完全に組み合わされている。ＣＨＰ１トンを開裂す
る工程で発生する熱は反応器への約２．２〜３トンのアセトンの供給を要する。
蒸発されたアセトンは反応器から排出され、濃縮されて、反応器に連続的に再循
環される。その結果、反応器は工程の安全性に必要なように熱安定な方法で操作
される。

【０００７】しかし、熱安定状態は１２００〜１３００ｐｐｍの比較的高い硫酸濃度の使用
によってのみ得られる。しかし、開裂生成物中に供給される大量のアセトンによ
り要求される高いＨ₂ＳＯ₄濃度は、ＣＨＰの開裂の触媒である硫酸の活性を減少
させる。従って、高い酸濃度は所望の生成物の低い収率及び、高い含量の、フェ
ノールの品質を実質的に悪化させるメシチルオキシド、ヒドロキシアセトン、及
び２−メチルベンゾフランのような微量不純物（約１５００ｐｐｍ）をもたらす
。工程の化学は約１００〜３００ｐｐｍの低い濃度の硫酸を必要とするが、これ
は、ＣＨＰが、大量の熱放散をもたらすＣＨＰの開裂速度の急激な減少のために
、反応器の底部に蓄積するので、実際に達成することができない、すなわち、硫
酸濃度を減少する時に、反応器は不安定な熱条件下で操作される。実際、本法は
高い硫酸濃度においてのみ熱安定性を達成するが、これは低い工程の選択性をも
たらす。従って、アセトン蒸発を利用する工程においては、熱安定性の目的と、
高い工程選択率を得ることが調和できない矛盾にある。

【０００８】前記に引用されたロシア出願書、米国特許第４，３５８，６１８号及び同第５
，２５４，７５１号の方法においては、反応熱は水冷熱交換器を通る多循環体に
よる反応生成物又は反応開裂質量（ＲＤＭ）により除去される。２ないし６基を
数える可能性がある熱交換器は実際、その中でＣＨＰ開裂が起こる反応器である
。工程の熱安定性（すなわち工程の安全性）は、反応生成物の組成、酸濃度の範
囲、温度プロファイル及び、従って反応器内のＣＨＰの転化率分布に依存する。
工程の安定性は第１の反応器内のより高いＣＨＰの転化率において、そして第１
及びその次の反応器の間の温度差が増加するに従って低下する。実際、工程の条
件がより非等温的になるほど、工程の状態はより不安定になる。

【０００９】ロシアの出願書に記載の方法においては、ＣＨＰ及びＤＣＰ開裂は２段階で実
施される。ＣＨＰ開裂反応器（混合反応器）及びＤＣＰ転化反応器（栓流反応器
）は同圧下で操作される。

【００１０】ＣＨＰ及びＤＣＰ開裂はクメン１２重量％までを含むフェノール及びアセトン
の等モル混合物中で実施される。硫酸の酸性を減少させ、従ってフェノール、ア
セトン及びＡＭＳのような所望の生成物の収率を増加させるために、次のアルゴ
リズム、Ｇ_ac＝Ｇ_CHP×０.１２５［ＣＨＰ］＋３５／（Ｇ_CHP×［ＣＨＰ］）［式中、Ｇ_ac、Ｇ_CHPはそれぞれｋｇ／１時間の追加されたアセトン及び工業用用ＣＨ
Ｐの流量を表し、［ＣＨＰ］は工業用等級ＣＨＰのＣＨＰ濃度（重量％）である］に従って、更なるアセトン、すなわち、工業用ＣＨＰ供給速度に基づいて１２〜
１４相対％のアセトンに等しい、アセトンを反応生成物中に添加する。

【００１１】供給速度に応じるＣＨＰの転化率は、第１の反応器中では６２〜７５％で、第
２の反応器中では８７〜９４％、そして第３の反応器中では９４〜９８％に維持
される。これらの反応器中の対応温度はそれぞれ、６７〜７９℃、７８〜６７℃
及び６９〜６０℃である。追加のアセトンの供給量に対する前記のアルゴリズム
、温度及び反応器内のＣＨＰの転化率分布が、工程を高範囲の供給速度内で操作
可能にさせる。

【００１２】第１の段階の反応器の出口のＣＨＰ濃度は０．１４〜０．４３重量％であり、
それは、工程の第１の段階を制御する熱量計における１〜３℃のΔＴに相当する
。

【００１３】水は、１．３〜２．０重量％の、反応生成物中の水分濃度を提供するような量
を、ＤＣＰの開裂反応器に供給される。第２の段階の反応器の操作は、ＤＣＰ開
裂反応器の前方のラインに設置された熱量計の１〜３℃に等しいΔＴにより制御
される。ＤＣＰ開裂反応器中では工程の条件は等温的である。低い供給速度にお
ける９４℃から高い供給速度における９９℃までの異なる温度が、ＤＣＰ開裂反
応器中で維持される。全工程（第１及び第２の段階）は２基の熱量計間の温度差
により制御される。この熱量計の温度差Δは０．２〜０．３℃である。

【００１４】アセトンフラッシュ段階における非選択的減量を減少させるために、硫酸を中
性の塩（ＮＨ₄）₂ＳＯ₄に転化させるために蒸発器の前方のライン中にアンモニ
アを添加する。その結果、理論値の７８．８〜７９．６％のＡＭＳ収率が本方法
で得られる。

【００１５】（発明の要約）本発明の目的は、ＡＭＳの収率を８５〜８７％に増加させ、開裂生成物の精留
管内の化学的減量を減少させることにより、所望の生成物の、より高い収率を得
るための方法を提供することである。

【００１６】もう一つの目的は、実質的に等温的な条件下でＣＨＰを開裂することにより工
程の安全性を増加することである。

【００１７】本発明の更なる目的は、再循環しているアセトン量を減少させ、ＤＣＰ及びＤ
ＭＢＡ開裂反応器により熱を取り戻すことにより工程中のエネルギー消費を減少
すること並びに様々な供給速度及び変動する操作条件における工程の第２の段階
で安定なＤＣＰの転化率を得ることである。

【００１８】開裂生成物の精留段階における非選択的減量を減少することが本発明の方法の
更なる目的である。これらの目的及びその他が、本発明の方法により得られる。

【００１９】本発明の方法において、ＤＭＢＡを含む工業用等級のＣＨＰはフェノール、ア
セトン及びα−メチルスチレンに開裂される。工業用等級ＣＨＰは、そこでＣＨ
Ｐが酸性触媒の影響下で開裂される、一連の少なくとも３個の連続した反応器の
少なくとも第１のものに導入される。反応器は、ＤＣＰ及びＤＭＢＡを含む生成
物流を製造するために、約４７ないし５０℃の温度範囲で実質的に等温的条件下
に維持される。生成物流は開裂反応器中に導入され、そこでＤＣＰは非等温的操
作で、フェノール、アセトン及びα−メチルスチレのうちの少なくとも１種類を
含む混合物に分解される。

【００２０】本発明の利点は、第１及び第２の開裂における温度条件、第１の段階の反応器
内のＣＨＰの転化率、反応生成物の組成、の選択及び制御により、そして工程の
第２の段階における反応器制御のアルゴリズムを変更することにより得られる。

【００２１】以前から知られたフェノール法と同様に、本発明の方法は、総合的に工程の選
択性を決定する幾つかの主要な段階、１．空気及び／又は酸素を伴う、クメンヒドロペルオキシド（ＣＨＰ）へのク
メン（イソプロピルベンゼン）の酸化、２．生成されたＣＨＰの酸性（Ｈ₂ＳＯ₄）開裂、並びに３．多段階精留法によるＣＨＰの開裂生成物の精留、を含んでなる。

【００２２】本発明の方法は、供給消費値のような工程の消費パラメーターの改善を表す。
より具体的にはそれは、発熱及び除熱率の平衡化並びに蒸気消費の減少により改
善されたＣＨＰ開裂の安全性を有する。本方法は第２の段階−ジクミルペルオキ
シド（ＤＣＰ）及びジメチルベンゼンアルコール（ＤＭＢＡ）転化、の制御の新
規の原理を表す。それは、ＤＣＰ反応器の出口における生成物の組成を変更する
ことにより得られる、精留段階における所望の生成物の化学的減量の減少を表す
。

【００２３】本発明の特徴を示す新規の様々な特徴物は本明細書に付記され、その一部を形
成している請求項中に具体的に指摘されている。本発明、その操作上の利点及び
、その利用により得られる具体的目的、のより良い理解のために、本発明の好ま
しい態様が示され説明されている付記の図面及び説明事項が参照されなければな
らない。

【００２４】図において、同様な参照文字は、様々な図面にわたり対応する又は同様な要素
を表す。

【００２５】（好ましい態様の説明）本発明のＣＨＰ及びＤＣＰの開裂法は説明の目的のために第１の段階及び第２
の段階をもつと考えることができる。第１の段階において、ＣＨＰが開裂され、
ＤＣＰが混合反応器中で合成される。この開裂は、好ましくは硫酸、の酸性触媒
の影響下で実施される。

【００２６】図１において、工業用ＣＨＰ又は、既知の以前の当該技術分野の方法に従って
ＣＨＰに酸化されるクメンを含み、そしてＤＭＢＡを含む供給物流１０が、反応
器のカスケード１２の第１のものに導入される。好ましい態様においては、カス
ケード１２は連続的に配列された３個の反応器１４、１６及び１８を含む。反応
器１４、１６及び１８は副反応に対しては混合反応器であり、ＣＨＰ分解反応に
対しては栓流反応器である。この目的のためには、一連の反らせ板（図示されて
いない）を反応器１４、１６及び１８それぞれのシェル部分に設置して、各反応
器の各区分内で、混合様式から栓流様式に、反応器１４、１６及び１８の変換を
可能にする。好ましくは、６ないし１６個の反らせ板が各反応器内に設置されて
いる。

【００２７】反応器１４、１６及び１８中において、ＣＨＰは開裂されて、約１％のＣＨＰ
、フェノール及びアセトン、約４〜５％のＤＣＰから２〜２．５％のＤＭＢＡ、
約１〜１．５％のＡＭＳ、並びに少量の副生物−ＡＭＳダイマー及び複合フェノ
ール、を含む第１の生成物流２０を形成する。開裂は、１８０ｐｐｍ以上で２０
０ｐｐｍ以下の反応生成物中の濃度の硫酸によりもたらされる。反応器１８から
排出する第１の生成物流２０は分割され、その流れの一部はライン２２を通って
ポンプ２４に再循環され、そこから、材料は工業用等級ＣＨＰ供給物流１０と合
流された後に反応器１４に向けられる。流れ１０に対する流れ２０の再循環され
た分画の相対的な量は約（８〜４０）：１である。硫酸２６は再循環ライン２２
中に導入することができる。

【００２８】追加のアセトンは工程の第１の段階に供給される。追加のアセトン量は工業用
用ＣＨＰ流速に基づき、様々な供給速度及び変動する操作条件におけるＣＨＰの
転化の必要な値に到達するために、ＣＨＰ流速に対して５〜８％の範囲内に維持
される。供給される追加アセトン量は８％を越えてはならない。

【００２９】連続した反応器１４、１６及び１８中のＣＨＰの転化率はそれに対応して、４
２〜５０％、６７〜７３％及び７８〜８２％に維持される。反応器１４、１６及
び１８それぞれの中の温度は４７℃と５０℃の間に維持される。冷却水は工程中
に発生された熱を除去する。好ましくは反応器１４内の温度は４７〜５０℃、反
応器１６内の温度は５０〜４８℃、そして反応器１８内の温度は４８〜５０℃で
ある。すなわち、前記に引用されたロシアの出願書及び米国特許第５，２５４，
７５１号に示されたような従来の当該技術と異なり、本発明の方法における工程
の条件は反応器１４、１６及び１８中で等温的又は少なくとも実質的に等温的で
ある。反応器内のＣＨＰの転化率及び温度の前記の分布はＣＨＰの開裂速度を制
御することにより発熱速度及び除熱速度を平衡させることを可能にする。この平
衡が、熱が反応器内のすべての地点で安定化され、それにより工程の安全性を促
進する系をもたらす。

【００３０】反応器１４、１６及び１８内の実質的に等温的操作は、ある量の追加供給され
たアセトン、反応生成物中のある濃度の水分を伴って操作することにより、そし
て反応生成物中に、より低い酸濃度を得ることにより得られる。前記の特徴物の
組み合わせが、ある種のＣＨＰの開裂速度をもたらし、その結果、第１の段階の
反応器１４、１６及び１８それぞれの中に、ある程度の発熱をもたらす。第１の
段階の反応器への異なる冷却水流速により、等温又は等温に近い条件が維持され
る。ΔＴ１−流れの熱量計２８の出口及び入り口の温度の間の差−が、８〜９℃
だけ、必要な温度と異なる場合は、その温度は必要なＣＨＰの転化値及び、その
結果の第１の反応器の後方の温度を、維持している第１の反応器内で修正される
。第１の段階の最後の反応器の後方の温度もまた、冷却水の流量を制御すること
により維持されている。更に冷却水は第２の反応器の管の空間に供給されるが、
その流量は好ましくは一定のＣＨＰ供給物速度で安定に維持される。このような
操作法が第１の段階のＣＨＰの開裂反応器中に等温的又は実質的に等温的な条件
を提供する。

【００３１】本発明の方法の好都合な様相は、それが、通常の従来の当該技術分野の開裂法
において発生する反応器内の上昇した温度区域を排除する点である。ＡＭＳダイ
マー及び複合フェノールのような望ましくない副生物の生成速度が減少し、従っ
て、ＣＨＰの開裂段階の選択性の増加、及びその結果の全体的な工程の選択性の
増加をもたらす。

【００３２】本方法を実施するためのシステムは、図１に熱量計２８として示される温度測
定配列を含む。

【００３３】生成物流２２の残りの非再循環部分３０は中間の容器３２中に導入される。水
３４及び、好ましくはＮＨ₄ＯＨである塩基３６を容器３２中の生成物流３０と
混合する。図示されるように、タンク放出ライン３８における熱量計として示さ
れる温度測定装置４０により温度測定が実施される。ライン３８における混合流
は、流れの温度が約５０〜５５℃だけ上昇するように熱交換器４２（８０〜９０
℃）及び４４（９０〜１００℃）により、好ましくは２段階で加熱される。

【００３４】加熱された流れ４６はＤＣＰの開裂及びＤＭＢＡ脱水のために反応器４８中に
導入される。反応器４８は好ましくは、反応器４８内に複数の区分又は区域を形
成している内部の反らせ板配列をもつ多段階又は多区分の栓流反応器である。

【００３５】栓流反応器４８においては、ＤＣＰのフェノール、アセトン及びＡＭＳへの転
化の主要反応及び、ＤＭＢＡの、ＡＭＳへの所望の副生物への副転化反応が起こ
る。ＡＭＳはそれがクメンに転化され、次にクメン酸化段階に復帰させることが
できるので望ましい生成物である。

【００３６】反応器４８中において、供給物の温度は約１２０ないし１５０℃、そして好ま
しくは１４０〜１４６℃の範囲の温度に、制御された様態で上昇される。反応器
４８内の変化は自動維持反応である。好ましくは、反応器４８の各区分又は区域
は例えば、熱電対及び温度制御フィードバック及び供給システムによる独立した
温度制御装置を有する。

【００３７】生成物流５０は反応器４８を流出し、熱交換器４２を通過し、そこで熱を流れ
３８に変換し、蒸発機５６に侵入し、そこで、追加供給されたアセトンの蒸発が
行われる。流れ５２は熱交換器４２を横切って流出し、ＮＨ₄ＯＨ（５４）のよ
うな塩基と混合され、次に蒸発機５６に通過して、そこでアセトンの一部が水、
クメン及びフェノールの一部とともに蒸発される。蒸発相５８はコンデンサー６
０中で濃縮され、分離され、濃縮アセトン６６は再循環される。再循環アセトン
６６の一部６８は中間容器３２に導入され、一方、部分７０は流れ２２と混合さ
れる。非蒸発開裂生成物７２は蒸発機５６から除去され、熱交換器７４中で冷却
され、そして７６として通過される。第１及び第２の段階に添加されたアセトン
として、アセトン管（図示されていない）の蒸発段階の最終生成物からの粗製ア
セトンを使用することができる。

【００３８】工程の第１及び第２の段階において、フェノール、アセトン及びＡＭＳのよう
な、工程の所望の生成物とともに、ＡＭＳダイマー及び複合フェノールのような
所望されない副生物が反応器内で生成される。

【００３９】副生物の生成は、酸性及び触媒性の反応の通常の炭素及びイオン機構により発
生する、すなわち、生成物がＡＭＳ二重結合によりプロトン化されてカルバチオ
ナイト「Ａ」を形成し、

【００４０】

【化１】

【００４１】そして更に「Ａ」を複合フェノール及びＡＭＳダイマーへ転化すると考えられる
。

【００４２】

【化２】

【００４３】しかし、今や、反応性粒子はカルボニー（carbony）イオンではなく形成され
たオキソニー（oxony）イオン（Ｂ）であることが判明した。

【００４４】

【化３】

【００４５】フェノール及びＤＭＢＡがこのオキシー（oxy）イオンと反応すると、ＡＭＳ
ダイマー及び複合フェノールが形成する。従って反応性粒子はＡＭＳではなくＤ
ＭＢＡ分子である。

【００４６】決定された反応機構が、ＤＭＢＡのＡＭＳ及びＤＣＰへの転化反応の条件の更
なる研究を招いた。事実、工程の平衡が回復される。

【００４７】

【化４】

【００４８】溶媒の組成（すなわち工程に対する生成物の組成）及び温度のような二つの重
要な因子が、第１及び第２の反応性粒子の間の平衡に同時に影響を与える。それ
らの反応機構を決定後、ＤＣＰ反応器内のＤＭＢＡ転化の反応条件が再研究され
た。

【００４９】前記の平衡の移動は未処理ＤＭＢＡ量及び所望されない副生物の形成の３ない
し４倍の減少をもたらす。それはまた、工程の第２の段階におけるＤＭＢＡ及び
ＤＣＰ転化の選択された条件下で理論値の８５〜８９．７％のＡＭＳ収率をもた
らす。更に、ＤＣＰ反応器の出口におけるＤＭＢＡ含量の減少は、約１５〜１７
ｋｇ／ｔのフェノールないし約８〜１０ｋｇ／ｔのフェノールの、蒸留管中に形
成された所望されない生成物量の減少をもたらし、これは最終フェノール製品１
００，０００トン毎に、毎年約８０，０００ｋｇの最初のクメン製品の節約に等
しい、約７〜８ｋｇ／ｔのクメン消費係数の減少に匹敵する。ＡＭＳの方向にお
ける平衡の移動の前記のアプローチは、蒸留段階中の化学的減量の減少を可能に
し、更に、なかでも蒸留段階中の非選択的化学的減量の減少により、全工程の選
択性の増加を可能にする。

【００５０】我々の研究は、ＤＭＢＡΔＡＭＳ平衡が非常に急速に確立されることを示して
いる。同時に、ＤＭＢＡは反応してＡＭＳダイマー及び複合フェノールを形成す
る。ダイマー及び複合フェノールの形成速度は第１の反応より遅いが、温度が上
昇すると実質的に促進される。従って、これらの反応には、温度が上昇すると、
平衡が、所望されるＡＭＳ生成物に移動するが、しかしまた、ＡＭＳダイマー及
び複合フェノールのような所望されない生成物の量も増加するという、相反する
競合が存在する。ＡＭＳの収率を改善しながらダイマー及び複合フェノールの形
成を最小にするために、ＤＣＰ反応器内の開裂工程を、ＤＣＰ反応器内の反応の
平均温度を最大温度の近位に維持せずに、好ましくは反応器内又は幾つかの区域
内の平均温度が反応器内で到達される最高温度より低い、例えば好ましくは約１
５℃低いように実施される。一方、これもまた所望の最終生成物の生成を妨げる
ので、余りに遅い速度でそれぞれの区域内で温度を上昇させてはならない。実際
の温度曲線は第１の段階の選択性の関数であるＤＣＰ及びＤＭＢＡの量に依存す
る。ＤＣＰの、より高い濃度は曲線を移動させる。

【００５１】更に、ＤＣＰの開裂の熱効果は２１４Ｋｃａｌ／ｋｇであることが判明した。
決定された反応熱放出を使用することにより、ＤＣＰの開裂法は図２に示される
非等温的条件下で実施される。

【００５２】熱交換器４４（図１を参照されたい）中で開裂生成物により発生される熱量に
応じて、ＤＣＰ反応器内の温度プロファイルは、すなわち、図２に示されるよう
な、本質的に等温的（曲線Ｔ−１）、非等温的（曲線Ｔ−３）又は中間的プロフ
ァイル（曲線Ｔ−２）のように、異なる可能性がある。

【００５３】反応器内の平均温度が同一である時に、Ｔ−１及びＴ−２（図２）の場合並び
にＴ−２及びＴ−３の場合の反応器入り口と出口の等しい温度にも拘らず、ＡＭ
Ｓ収率の最終結果は有意に異なる。最悪の結果は、反応器４８内の温度がほとん
ど一定の（すなわち、条件が等温的である）Ｔ−１の場合に得られる。これらの
条件下ではＡＭＳ収率は理論値の約７０％である。

【００５４】最良の結果は、栓流反応器４８中で工程を非等温的（曲線Ｔ−２を参照された
い）に操作する時に得られる。ＡＭＳ収率は理論値の約８９．７％である。平均
温度がＴ−２の平均温度に等しいＴ−３の場合には、等温的と非等温的工程の間
の中間の結果が得られ、ＡＭＳ収率は理論値の約７８〜８０％である。

【００５５】好ましい態様においては、ＤＣＰ反応器内の最大ＡＭＳ収率を得るために、Ｄ
ＣＰ反応器の各区分内に熱電対が設置されている。得られた温度プロファイルを
、開発された速度論的模型に基づく最適温度プロファイルに比較する。

【００５６】ＤＣＰの転化が不完全であったり、又はＤＣＰの転化率が許容値を越える時の
温度プロファイル変動の場合には、図３Ａに示されるように、初期値に温度プロ
ファイルを復帰させるように反応器の水分濃度を調整する。図３ＡはＤＣＰ反応
器の条件に対する温度プロファイルの依存性を表し、一方図３ＢはＤＣＰ反応器
の条件に対するＤＣＰ濃度の依存性を表している。図３Ａ及び図３Ｂの両者にお
いて、曲線１は最適な温度プロファイルを表し、曲線２は厳しい条件下のプロフ
ァイルを表し、そして曲線３は図３Ａにおいては穏やかな条件中のプロファイル
を表し、そして図３ＢにおいてはＤＣＰが不完全に転化される時のプロファイル
を表している。「Ｉ」区域は開裂生成物の加熱区域を表している。

【００５７】図３Ｂの曲線２の厳しい条件下では、追加の水分が反応器に供給される。これ
は、触媒の酸性を減少させ、温度プロファイルを最適化させる。

【００５８】反応器内の不完全なＤＣＰ転化（図３Ｂ、曲線３）の場合には、反応器に供給
される水分量が減少され、ＤＣＰ反応器の前方に設置されたヒーターの温度が上
昇される。これが、ＤＣＰ開裂速度を増加させ、必要なＤＣＰの転化値を得るこ
とを可能にさせる。

【００５９】本発明の方法は、従来の当該技術分野の処理装置に比較して数々の利点を示す
。なかでも、本発明の方法は、米国特許第５，２５４，７５１号に記載の方法と
次の点が異なる。１．混合反応器内のＣＨＰ開裂工程は、平衡した発熱及び除熱速度により、す
なわち、等温的に非常に近いか又は実質的に等温的な条件下で、実施される。こ
れは工程の安全性及び選択性を改善する。２．栓流反応器内のＤＣＰ開裂工程は、１２０℃から１４６℃の制御された温
度上昇において、並びに開裂生成物中の水分濃度及び変動する流速における硫酸
のＮＨ₄ＨＳＯ₄への転化の度合を同時に変更することにより制御されるＤＣＰ及
びＤＭＢＡ転化深度において非等温的である。温度は栓流反応器の各区分内に熱
電対を設置することにより制御される。得られた温度プロファイルを速度論的模
型により要求される温度プロファイルに対して比較する。反応器の各区分中の温
度の偏差又はΔ値並びに変動（fluctuations）に基づいて、反応器に追加して供
給される水分量、温度及び、ＮＨ₄ＨＳＯ₄への硫酸の転化率を修正する。３．ＣＨＰ分解段階及びＤＣＰ分解段階における反応環境の組成は、前記段階
それぞれのアセトンの変動する量の添加により、実質的に異なる。４．反応媒質の組成の変化及び工程の第２の段階における反応器制御のアルゴ
リスムの変化により、所望されるＡＭＳ生成物の収率が理論値の８５〜８９．７
％に増加する。

【００６０】本発明の方法の前記の利点及び特徴を次の実施例により具体的に示し、実施例
の説明の次に、下記に示される表１及び２に示される。実施例１は比較実験であ
り、一方、実施例２ないし１１は本発明の方法の実験である。

【００６１】

【実施例】

（実施例１）（対照）工業用ＣＨＰを７２ｔ／時間で連続して設置されている３個の管タイプの反応
器を含んでなる反応器ブロックに供給する。反応器は２〜１０気圧の圧力で操作
される。反応器の配列に導入された工業用ＣＨＰの組成は、次のようである。成分重量％クメンヒドロペルオキシド８２．９クメン１２．０ＤＭＢＡ４．２アセトフェノン０．６ジクミルペルオキシド０．３設定されたアルゴリスムに従って循環している開裂生成物にアセトン９９７６
ｇ／時間を連続して添加する（添加ＣＨＰの量の約１２．１６％）。

【００６２】アセトン添加の結果として、反応生成物のフェノール：アセトン：クメンのモ
ル比は１：１．４２：０．２２である。

【００６３】硫酸を循環している開裂生成物に連続して添加する。硫酸の流速は２１ｋｇ／
時間であり、反応生成物中の硫酸含量は２５０ｐｐｍであり、水分の流速は２ｋ
ｇ／時間である。

【００６４】第１の段階において、ＣＨＰの転化率は第１の反応器内では６５％、第２の反
応器内では８９．６％、そして第３の反応器内では９４．５％に維持される。そ
れぞれの反応器内の温度は７５．８℃、７２．４℃及び６３．１℃に維持される
。

【００６５】第１の段階の反応器（１４、１６、１８）の出口のＣＨＰ濃度は、工程の第１
の段階がそれにより制御される熱量計内で１．５９℃のΔＴ₁値に対応する、０
．２１重量％である。

【００６６】循環ループ内で形成されるＤＣＰの開裂は断熱性の２区分栓流反応器内で実施
される。反応器の出口の水分濃度を１．９１重量％に維持するために、ＤＣＰ開
裂反応器への供給ラインに７１６．６ｋｇ／時間の流量の水分を連続して添加す
る。

【００６７】ＤＣＰ開裂反応器内において、同様な組成の反応生成物、すなわちＣＨＰ開裂
生成物中に認められるフェノール：アセトン：クメンの比率を維持する。

【００６８】第２の段階の反応器は、ＤＣＰ開裂反応器の前方のラインに設置された熱量計
により１．３４℃に等しい温度差ΔＴ₂により制御される。ＤＣＰ開裂反応器内
の工程は９９℃の温度で等温的である。全体の工程は（第１及び第２の段階）２
基の熱量計の間の温度差により制御される。熱量計の値に基づいた温度差は０．
２５℃である。

【００６９】ＣＨＰの開裂段階で反応生成物に添加されるアセトンはＤＣＰの開裂反応器の
後方に設置された蒸発器内で除去される。蒸発器内で蒸留され、冷却機で濃縮さ
れた後、アセトンはＣＨＰ開裂段階に再循環される。

【００７０】フェノール及びＡＭＳのような所望の生成物の非選択的減量を減少させるため
に、硫酸を中性の塩（ＮＨ₄）₂ＳＯ₄に転化させるために蒸発機にアンモニア水
溶液を添加する。

【００７１】開裂段階後のＡＭＳ収率は理論値の７８．６％である。（実施例２）実施例１と同様な組成をもつ工業用ＣＨＰを７２ｔ／時間で、ＣＨＰ開裂段階
の混合反応器中に導入する。工程は図１に示されるものである。

【００７２】ＣＨＰ開裂が、フェノール：アセトン：クメンのモル比が１：１．２８：０．
２２として維持されている反応生成物に示されている。これは、工業用ＣＨＰに
基づいて追加して供給されたアセトンの８相対％に対応する。

【００７３】硫酸の流速は１６．６ｋｇ／時間である。反応生成物中の硫酸濃度は２００ｐ
ｐｍである。

【００７４】第１の反応器内では５０％のＣＨＰの転化率が維持される。第２の反応器内で
は、その転化率は６９．０％であり、第３の反応器内では８１．１６％である。
温度はそれぞれ、４８．２℃、４８．３℃及び４９℃である。ＣＨＰ開裂反応器
内の温度プロファイルは実質的に等温的である。

【００７５】ＤＣＰの開裂は１２０℃から１３７℃の制御された温度上昇において非等温的
に操作される多区分栓流反応器内で実施される。反応器の各区分には、その中の
設定温度を維持するためのシステムが付いている。

【００７６】反応器出口における１．４重量％の水分濃度を維持するためにＤＣＰ開裂反応
器内の供給ラインに４１８．９ｋｇ／時間の流速で水分を連続して添加する。硫
酸をＮＨ₄ＨＳＯ₄に５０．０％転化させるために５％アンモニア水溶液５７．５
ｋｇ／時間を添加する。

【００７７】ＣＨＰ開裂段階の反応生成物に添加されたアセトンは、ＤＣＰ開裂反応器に続
く蒸発機内で除去される。蒸発機内で蒸留され、冷却機内で濃縮されるアセトン
はＣＨＰ開裂段階に再循環される。フェノール及びＡＭＳのような所望の生成物
の非選択的減量を減少させるために、硫酸を中性の塩（ＮＨ₄）₂ＳＯ₄に転化さ
せるために蒸発機にアンモニア水溶液を添加する。

【００７８】開裂段階後のＡＭＳ収率は理論値の８５．６％である。（実施例３）次の組成の工業用ＣＨＰを使用して実施例２と同様な方法でＣＨＰ開裂方法を
実施する。成分重量％クメンヒドロペルオキシド９０．３クメン２．０ＤＭＢＡ６．２アセトフェノン１．０ジクミルペルオキシド０．５第１の反応器内のＣＨＰの転化率は４９．６％、第２の反応器内では６７．０
％、そして第３の反応器内では７８．９％である。反応器内の温度はそれぞれ、
４８．５℃、４９．５℃及び５０．０℃である。

【００７９】ＤＣＰ開裂は、各区分内の設定温度の独立した強制維持のシステムの付いた、
１２０℃から１４３℃の制御された温度上昇を伴って非等温的に操作される多区
分栓流反応器内で実施される。

【００８０】反応器出口における１．４重量％の水分濃度を維持するためにＤＣＰ開裂反応
器内の供給ラインに１９８．７ｋｇ／時間の連続的水流を添加する。硫酸をＮＨ₄ ＨＳＯ₄に５０％転化させるために５％アンモニア水溶液を６０．３ｋｇ／時間
の流速で添加する。

【００８１】開裂段階後のＡＭＳ収率は理論値の８５．１％である。（実施例４）本発明の方法を、硫酸１５．１ｋｇ／時間を、循環している開裂生成物に添加
して、ＣＨＰ開裂反応器中のＨ₂ＳＯ₄濃度の１８０ｐｐｍへの減少をもたらすこ
とを除いて実施例２と同様な方法で実施する。

【００８２】第１の反応器中のＣＨＰの転化率は４８．８％であり、第２の反応器中のもの
は６７．０％であり、そして第３の反応器中のものは７９．６％である。温度は
それぞれ４８．４℃、４９．１℃及び４９．９℃である。

【００８３】ＤＣＰ開裂は１２０℃から１３９℃の制御された温度上昇において非等温的に
操作される多区分栓流反応器中で実施される。反応器には、各区分内に設定温度
を独立して維持するためのシステムが付いている。

【００８４】開裂段階後のＡＭＳ収率は理論値の８５．８％である。（実施例５）本発明の方法を、工業用ＣＨＰに対して５相対％の追加供給されたアセトンに
相当する、１：１．１９：０．２２のフェノール：アセトン：クメンのモル比を
維持する反応生成物中で開裂を実施することを除いて、実施例２と同様な方法で
ＣＨＰの開裂法を実施する。

【００８５】反応生成物中の硫酸濃度は１８０ｐｐｍである。

【００８６】第１の反応器中のＣＨＰの転化率は５０．０％に等しく、第２の反応器中のも
のは６８．８％に等しく、そして第３の反応器中のものは８１．７％に等しい。
温度はそれぞれ４７．０℃、４８．３℃及び４８．９℃である。

【００８７】ＤＣＰ開裂法は１２０℃から１３５℃の制御された温度上昇において非等温的
に操作される多区分栓流反応器中で実施される。反応器には、各区分内で設定温
度を独立して維持するためのシステムが付いている。

【００８８】開裂段階後のＡＭＳ収率は理論値の８５．７％である。（実施例６）ＣＨＰの開裂法を、供給速度が９０ｔ／時間であり、すなわち対照の実施例１
より２５％高い速度であることを除いて実施例４と同様な方法で実施する。

【００８９】第１の反応器中のＣＨＰの転化率は４４．０％に等しく、第２の反応器中のも
のは６７．０％に等しく、そして第３の反応器中のものは７７．１％に等しい。
温度はそれぞれ５０．０℃、５０．０℃及び４８．６℃である。

【００９０】ＤＣＰ開裂は１２０℃から１３７℃の制御された温度上昇において非等温的条
件下で操作される多区分栓流反応器中で起こる。反応器には、栓流反応器の各区
分内に前以て選択された温度を維持するための独立したシステムが付いている。

【００９１】開裂段階後のＡＭＳ収率は理論値の８５．６％である。（実施例７）ＣＨＰ開裂法を、供給速度が５４ｔ／時間であり、すなわち対照の実施例１よ
り２５％低い速度であることを除いて実施例４と同様な方法で実施する。

【００９２】第１の反応器中のＣＨＰの転化率は５０．０％であり、第２の反応器中のもの
は７２．９％であり、そして第３の反応器中のものは８１．９％である。温度は
それぞれ５０．０℃、４９．２℃及び４９．０℃である。

【００９３】ＤＣＰ開裂法を１２０℃から１３７℃の制御された温度上昇において非等温的
条件下で操作される多区分栓流反応器中で実施する。反応器には、各区分内に設
定された温度の独立した強制的維持システムが付いている。

【００９４】開裂段階後のＡＭＳ収率は理論値の８５．５％である。（実施例８）ＣＨＰ開裂法を、ＤＣＰ開裂反応器中の水分濃度を２．０重量％に等しく維持
するために、ＤＣＰ開裂反応器に供給される前にＣＨＰ開裂生成物中に、８８６
．０ｋｇ／時間の流速で水を添加することを除いて実施例４と同様な方法で実施
する。

【００９５】ＤＣＰ開裂法を１２９℃から１４６℃の制御された温度上昇において非等温的
方法で実施する。

【００９６】開裂段階後のＡＭＳ収率は理論値の８７．０％である。（実施例９）ＣＨＰ開裂法を、ＤＣＰ開裂反応器中の水分濃度を１．７重量％に等しく維持
するために、ＤＣＰ開裂反応器に供給物を添加する前にＣＨＰ開裂生成物に、６
２９．０ｋｇ／時間の水流を添加することを除いて実施例７と同様な方法で実施
する。

【００９７】ＤＣＰ開裂法を１２５℃から１４２℃の制御された温度上昇において非等温的
に実施する。

【００９８】開裂段階後のＡＭＳ収率は理論値の８６．４％である。（実施例１０）ＣＨＰ開裂法を、ＤＣＰ開裂反応器中の水分濃度を２．０重量％に維持するた
めに、ＤＣＰ開裂反応器に供給物を添加する前にＣＨＰ開裂生成物中に、８８６
．０ｋｇ／時間の流速の水を添加することを除いて実施例２と同様な方法で実施
する。ＤＣＰ開裂段階を１２９℃から１４６℃の制御された温度上昇において非
等温的に実施する。

【００９９】開裂段階後のＡＭＳ収率は理論値の８６．８％である。（実施例１１）ＣＨＰ開裂法を、ＤＣＰ開裂反応器中の水分濃度を１．７重量％に、そしてＤ
ＣＰ開裂反応器中のアセトンの追加濃度を、第１の段階中に導入されたＣＨＰに
対して２４％に維持するために、ＤＣＰ開裂反応器に供給物を導入する前にＣＨ
Ｐ開裂生成物中に、６２９．０ｋｇ／時間の流速の水及び１７２８０ｋｇ／時間
のアセトンを添加することを除いて実施例９と同様な方法で実施する。

【０１００】ＤＣＰ開裂法を１２５℃から１４２℃の制御された温度上昇において非等温的
に実施する。

【０１０１】開裂段階後のＡＭＳ収率は理論値の８９．７％である。

【０１０２】前記の実施例の結果は次の表１及び２に示される。

【０１０３】

【表１】

【０１０４】

【表２】

【０１０５】使用された術語及び表現は説明の術語として、そして制約しないものとして使
用され、それらの術語及び表現の使用に際し、図示、説明された特徴物又はそれ
らの一部に匹敵するあらゆるものを除外する意図は全くなく、本発明の範囲内で
、様々な変更が可能であることが認められる。

【図面の簡単な説明】

【図１】発明の方法の一態様を図により示している。

【図２】開裂生成物により発生された熱量に依存するＤＣＰ反応器中の温度プロファイ
ルの変化を示している。

【図３Ａ及び３Ｂ】それぞれ、ＤＣＰ反応器の条件に対する温度プロファイルの依存性及び、ＤＣ
Ｐ反応器の条件に対するＤＣＰ濃度の依存性を示している。

───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (51)Int.Cl.⁷ 識別記号ＦＩテーマコート゛(参考） // Ｃ０７Ｂ 61/00 ３００Ｃ０７Ｂ 61/00 ３００ (81)指定国ＥＰ(ＡＴ，ＢＥ，ＣＨ，ＣＹ，ＤＥ，ＤＫ，ＥＳ，ＦＩ，ＦＲ，ＧＢ，ＧＲ，ＩＥ，ＩＴ，ＬＵ，ＭＣ，ＮＬ，ＰＴ，ＳＥ)，ＯＡ(ＢＦ，ＢＪ，ＣＦ，ＣＧ，ＣＩ，ＣＭ，ＧＡ，ＧＮ，ＧＷ，ＭＬ，ＭＲ，ＮＥ，ＳＮ，ＴＤ，ＴＧ)，ＡＰ(ＧＨ，ＧＭ，ＫＥ，ＬＳ，ＭＷ，ＳＤ，ＳＬ，ＳＺ，ＵＧ，ＺＷ)，ＥＡ(ＡＭ，ＡＺ，ＢＹ，ＫＧ，ＫＺ，ＭＤ，ＲＵ，ＴＪ，ＴＭ)，ＡＥ，ＡＬ，ＡＵ，ＢＡ，ＢＢ，ＢＧ，ＢＲ，ＣＡ，ＣＮ，ＣＵ，ＣＺ，ＥＥ，ＧＥ，ＨＵ，ＩＬ，ＩＳ，ＪＰ，ＫＰ，ＫＲ，ＬＣ，ＬＫ，ＬＴ，ＬＶ，ＭＫ，ＭＮ，ＭＸ，ＮＯ，ＮＺ，ＰＬ，ＲＯ，ＳＧ，ＳＩ，ＳＫ，ＴＲ，ＴＴ，ＵＡ，ＵＺ，ＶＮ，ＺＡ (72)発明者グリアズノフ，アンドレイ・コンスタンテイノビチロシア・191194サンクトペテルスブルク・フルシユタドスカヤストリート40−６ (72)発明者ワシリーバ，イリナ・イワノブナロシア・199937サンクトペテルスブルク・コラブレストロイテレイストリート29−５ −136 Ｆターム(参考） 4H006 AA02 AC13 AC41 AC44 BA36 BA66 BC10 BC11 BC34 BC40 BD31 BD60 BD81 FC52 FE13 4H039 CA21 CA52 CA60

Claims

【特許請求の範囲】

【請求項１】ＤＭＢＡ含有の工業用ＣＨＰをフェノール、アセトン及びα
−メチルスチレンに開裂するための方法であって、工業用等級ＣＨＰを、一連の少なくとも３個の連続した反応器の少なくとも第
１のものの中に誘導すること、約４７〜５０℃の温度範囲内の実質的に等温条件下で前記の少なくとも３個の
連続した反応器中でＣＨＰを開裂して、第１の温度で第１の生成物流を生成する
こと（ただし前記の生成物流はＤＣＰを含む）、第１の生成物流を前記の第１の温度より約５０〜５５℃高い第２の温度に加熱
し、それにより加熱された第１の生成物流を生成すること、並びに加熱された第１の生成物流を、栓流反応器中に導入して、そこでＤＣＰがフェ
ノール、アセトン及びα−メチルスチレン含有の混合物に分解されること、を含んでなる方法。
【請求項２】少なくとも３個の反応器それぞれが１ないし１０気圧の圧力
下で操作される、請求項１の方法。
【請求項３】第１の反応器内の温度が４７〜５０℃の範囲内にあり、第２
の反応器内の温度が４８〜５０℃であり、そして第３の反応器内の温度が４８〜
５０℃である、請求項１の方法。
【請求項４】第１の反応器内のＣＨＰの転化率が４３〜５０％であり、第
２の反応器内のものが６７〜７３％であり、そして第３の反応器内のものが７８
〜８２％である、請求項１の方法。
【請求項５】ＤＣＰが多区分（multi-section）栓流反応器内で分解され
る、請求項１の方法。
【請求項６】ＣＨＰの開裂が、約０．０１８ないし０．０２０重量％の量
で存在する酸性触媒、好ましくは硫酸の影響下で実施される、請求項１の方法。
【請求項７】ＤＣＰの開裂が非等温条件下で実施される、請求項１の方法
。
【請求項８】ＤＣＰの開裂が約１２０ないし約１４６℃の温度で実施され
る、請求項７の方法。
【請求項９】温度が多区分栓流反応器の各区分内で制御される、請求項５
の方法。
【請求項１０】温度が、栓流反応器の各区分における温度プロファイルを
得ること、及び、得られたプロファイルを、反応器のそれぞれの区分に対する前
以て確立された温度プロファイルと比較すること、により制御される、請求項９
の方法。
【請求項１１】検出された偏りに対応して、栓流反応器に供給された水量
、温度、又は硫酸のＮＨ₄ＳＯ₄への転化率、の少なくとも１項目が調整される、
請求項１０の方法。
【請求項１２】ＣＨＰの流速に対して５ないし８重量％の量の追加アセト
ンが前記の少なくとも３個の連続する反応器中に導入される、請求項１の方法。
【請求項１３】ＣＨＰの流速に対して８ないし１６重量％の量の追加アセ
トンが、そこでＤＣＰが分解される前記の栓流反応器中に導入される、請求項１
の方法。
【請求項１４】工業用ＣＨＰを開裂してフェノール、アセトン及びα−メ
チルスチレンを形成するためのシステムであって、ＣＨＰを含む供給物流を供給するための供給ライン、前記の供給物流がその中に導入される第１の段階（前記の第１の段階は、ＣＨ
Ｐがその中で開裂されて生成物流を生成する一連の混合反応器を含んでなる）、生成物流の少なくとも一部が前記の生成物流の残りから分割される再循環シス
テム、場合によってはその他の材料を前記のタンク中に導入するための手段により前
記の生成物流の残りを受納するための混合タンク、約５０〜５５℃だけ、残りの生成物流の温度を上昇させるための少なくとも１
基の熱交換機、加熱された生成物流がその中に導入され、そこでＤＣＰが開裂される多段階栓
流反応器、並びに前記の多段階反応器の各段階における温度上昇を制御するようになっている温
度測定及び制御システム、を含んでなるシステム。
【請求項１５】ＤＭＢＡを含む工業用ＣＨＰを、フェノール、アセトン及
びα−メチルスチレンに開裂するための２段階法であって、工業用等級のＣＨＰを第１の段階に導入すること（前記第１の段階は少なくと
も第１、第２及び第３の反応器を含んでなり、前記の少なくとも第１、第２及び
第３の反応器は連続している）、第１の反応器が４７〜５０℃の温度で操作され、４３〜５０％のＣＨＰの転化
率をもたらし、第２の反応器が４８〜５０℃の温度で操作されて、６７〜７３％
のＣＨＰの転化率をもたらし、そして第３の反応器が４８〜５０℃の温度で操作
されて７８〜８２％のＣＨＰの転化率をもたらす、実質的に等温条件下で、前記
反応器内でＣＨＰを開裂すること、並びに第１の温度で第１の生成物流をもたら
すこと（前記生成物流はＤＣＰを含む）、並びに第１の生成物流を第２の段階に導入すること（前記第２の段階は、ＤＣＰがそ
の中で非等温条件下でフェノール、アセトン及びα−メチルスチレンを含む混合
物に分解される反応器を含んでなる）、を含んでなる方法。
【請求項１６】第１の生成物流が前記の第２の段階に導入される前に、前
記の第１の温度より約５０〜５５℃高い第２の温度に加熱される、請求項１５の
方法。
【請求項１７】１トンの工業用ＣＨＰに対して５〜８相対％のアセトンが
第１の段階の反応器に添加される、請求項１５の方法。
【請求項１８】ＤＣＰの開裂が栓流反応器内の第２の段階で実施され、１
トンの工業用ＣＨＰに対して８〜１６相対％のアセトンが前記反応器に添加され
る、請求項１７の方法。
【請求項１９】第１及び第２の段階に対する追加アセトンの重量比が１：
１ないし１：３である、請求項１８の方法。
【請求項２０】第１及び第２の段階の反応器に添加されたアセトンが２０
０〜６００ｍｍＨｇ真空下の蒸発機内で除去され、冷却機内で濃縮され、そして
第１及び第２の段階の反応器に再循環される、請求項２０の方法。
【請求項２１】アセトン管の蒸留からの粗製アセトンが第１及び第２の段
階に供給される追加アセトンとして使用される、請求項１８の方法。
【請求項２２】ＤＣＰの開裂が約１２０℃から１４６℃の制御された温度
上昇下で非等温的に実施される、請求項１５の方法。
【請求項２３】触媒としてのＨ₂ＳＯ₄の濃度が第１の段階において０．０
１８〜０．０２０質量％、そして第２の段階において０．００５ないし０．００
８質量％に維持される、請求項１５の方法。
【請求項２４】第２の段階のＤＣＰの転化率が、場合によっては同時の、
反応媒質内の水濃度、硫酸のＮＨ₄ＨＳＯ₄への転化率及び、反応器の各区分内へ
の熱電対の設置による温度の変化により、並びに得られた温度プロファイルの、
速度論的模型により要請されるものとの比較により制御される、請求項１５の方
法。
【請求項２５】温度プロファイルが、温度測定に基づいて、ＤＣＰ反応器
の各区分内で制御される、請求項２４の方法。
【請求項２６】第２の段階の反応器の後方の、未反応ＤＣＰの濃度が０．
０５重量％ないし０．１０重量％である請求項２５の方法。
【請求項２７】アセトンを蒸発させる間の所望の生成物の非選択的減量を
減少させるために、アンモニア水溶液を蒸発器に添加して、Ｈ₂ＳＯ₄を中性の塩
（ＮＨ₄）₂ＳＯ₄に転化させる、請求項２０の方法。
【請求項２８】ＣＨＰの開裂様式（regime）が栓流反応器様式に従って実
施される、請求項１の方法。
【請求項２９】ＣＨＰ開裂のための栓流様式を容易にするために、３個の
連続した反応器がそれぞれ複数のそらせ板を含んでなる、請求項２８の方法。
【請求項３０】複数のそらせ板が６〜１６枚のそらせ板を含んでなる、請
求項２９の方法。
【請求項３１】工業用ＣＨＰに対する開裂生成物の循環率の数字が約８〜
４０：１に維持される、請求項２９の方法。