JP2002524432A - フェノール及びアセトン製造の高度に選択的な方法 - Google Patents
フェノール及びアセトン製造の高度に選択的な方法Info
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Abstract
Description
、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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
,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。
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。
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、 Gac=GCHP×0.125[CHP]+35/(GCHP×[CHP]) [式中、 Gac、GCHP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。
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。
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
。
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。
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。
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。
程の安全性を増加することである。
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。
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。
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。
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。
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。
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
。
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。
を表す。
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。
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。
、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。
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。
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。
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。
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。
定配列を含む。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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、
。
たオキソニー(oxony)イオン(B)であることが判明した。
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。
なる研究を招いた。事実、工程の平衡が回復される。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
。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。
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。
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 12.0 DMBA 4.2 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%)。
ル比は1:1.42:0.22である。
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。
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
。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
pmである。
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。
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。
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。
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。
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 2.0 DMBA 6.2 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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
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。
方法で実施する。
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。
に実施する。
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。
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。
に実施する。
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。
ルの変化を示している。
P反応器の条件に対するDCP濃度の依存性を示している。
Claims (31)
- 【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。
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