分解酚类副产物的方法 |
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| 申请号 | CN202080032488.X | 申请日 | 2020-11-23 | 公开(公告)号 | CN114173896A | 公开(公告)日 | 2022-03-11 |
| 申请人 | 株式会社LG化学; | 发明人 | 姜旻皙; 李相范; 张致贤; | ||||
| 摘要 | 本 发明 涉及一种分解酚类副产物的方法，更具体地，涉及一种分解酚类副产物的方法，该方法包括：将酚类副产物流加入到分解装置中并在其中热裂化所述酚类副产物流，从顶部排出流中回收活性组分，并且通过底部排出流排出高沸点物质的步骤；对所述分解装置的侧排出流和所述分解装置的底部排出流各自加压的步骤；将加压后的分解装置的侧排出流与加压后的分解装置的底部排出流彼此混合以形成混合流的步骤；和将所述混合流的一部分通过 再沸器 ，使混合流的该部分循环至所述分解装置，并且排出剩余的混合流的步骤。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种分解酚类副产物的方法，该方法包括： |
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| 说明书全文 | 分解酚类副产物的方法技术领域[0001] 相关申请的交叉引用 [0003] 技术领域 背景技术[0005] 通常，世界上使用的约95％的苯酚通过Hock工艺制备。Hock工艺通过包括以下的三个步骤进行：步骤(1)通过苯与丙烯的烷化形成异丙苯，步骤(2)通过将异丙苯和氧结合来使异丙苯氧化为过氧化氢异丙苯(CHP)，和步骤(3)通过在酸催化剂存在下的酸分解反应将过氧化氢异丙苯分解为苯酚和丙酮。 [0006] 此处，在步骤(2)的异丙苯氧化步骤中，除了过氧化氢异丙苯之外，还产生诸如苯乙酮(AP)、二甲基苄醇(DMBA)、二异丙苯基过氧化物(DCP)和二异丙苯(DC)的副产物。 [0007] 另外，在步骤(3)中的过氧化氢异丙苯的酸分解反应中，除了苯酚和丙酮之外，还产生诸如羟基丙酮(HA)、2‑甲基苯并呋喃(2‑MBF)、α‑甲基苯乙烯(AMS)、亚异丙基丙酮(MO)、α‑甲基苯乙烯(AMS)二聚体和异丙苯基苯酚(CP)的副产物。 [0008] 因此，由于在这种反应过程中产生的产物流以苯酚、丙酮和各种副产物彼此混合的状态存在，因此，需要从产物流中分离出苯酚的分离工艺。 [0009] 将产物流注入到单独的分离装置中，通过分离装置的顶部分离包含未反应的异丙苯、丙酮、α‑甲基苯乙烯、羟基丙酮等的丙酮类混合物，并且通过分离装置的底部分离包含苯酚、一部分的α‑甲基苯乙烯、2‑甲基苯并呋喃和其它副产物的酚类混合物。 [0010] 将通过分离装置的底部分离的酚类混合物注入到苯酚塔中，通过苯酚塔的顶部分离苯酚，并且通过苯酚塔的底部分离诸如二异丙苯基过氧化物、异丙苯基苯酚、α‑甲基苯乙烯二聚体和焦油的酚类副产物。 [0011] 另外，通常，生产双酚A(BPA)的过程是通过在酸催化剂或阳离子交换树脂的存在下在Hock工艺中生产的苯酚与丙酮之间的缩合反应来生产双酚A的过程。 [0012] 因此，除了双酚A之外，在通过双酚A反应产生的产物流中，还产生诸如未反应的苯酚、未反应的丙酮、三苯酚(BPX)和焦油的副产物。 [0013] 可以通过单独的分离装置从在苯酚生产过程和双酚A生产过程中产生的副产物中回收诸如苯酚、异丙苯和α‑甲基苯乙烯的活性组分。已经进行了对能够有效地回收活性组分的分解过程和分解装置的研究。 发明内容[0014] 技术问题 [0015] 为了解决背景技术中提到的问题，本发明的一个目的是提供一种能够在减少由于高沸点物质引起的分解装置的再沸器中的结垢的同时得到高价值的活性组分的方法。 [0016] 技术方案 [0017] 在一个总的方面，一种分解酚类副产物的方法包括：将酚类副产物流加入到分解装置中并在其中热裂化所述酚类副产物流，从顶部排出流中回收活性组分，并且通过底部排出流排出高沸点物质的步骤；对所述分解装置的侧排出流和所述分解装置的底部排出流各自加压的步骤；将加压后的分解装置的侧排出流与加压后的分解装置的底部排出流彼此混合以形成混合流的步骤；和将所述混合流的一部分通过再沸器，使混合流的该部分循环至所述分解装置，并且排出剩余的混合流的步骤。 [0018] 有益效果 [0020] 图1是根据本发明的一个示例性实施方案的分解酚类副产物的方法的工艺流程图； [0021] 图2和图3是根据比较例的分解酚类副产物的方法的工艺流程图。 具体实施方式[0022] 本发明的说明书和权利要求书中使用的术语和词语不应理解为常规的或词典的含义，而是基于发明人可以适当地定义术语的概念，以便以最佳方式描述他们自己的发明的原则，应当理解为满足本发明的技术构思的含义和概念。 [0023] 本发明中的术语“流”可以指工艺中流体的流动，也可以指流动通过管道的流体本身。具体地，“流”可以同时指流动通过将各个装置彼此连接的管道的流体本身以及流体的流动两者。此外，流体可以指气体或液体。 [0024] 下文中，将参照图1更详细地描述本发明，以便帮助理解本发明。 [0025] 根据本发明，提供一种分解酚类副产物的方法。所述分解酚类副产物的方法可以包括：将酚类副产物流加入到分解装置100中并在其中热裂化该酚类副产物流，从顶部排出流中回收活性组分，并且通过底部排出流排出高沸点物质的步骤；对分解装置100的侧排出流和分解装置100的底部排出流各自加压的步骤；将加压后的分解装置100的侧排出流与加压后的分解装置100的底部排出流彼此混合以形成混合流的步骤；和将所述混合流的一部分通过再沸器200，使混合流的该部分循环至分解装置100，并且排出剩余的混合流的步骤。 [0026] 根据本发明的一个示例性实施方案，所述酚类副产物可以包括在苯酚生产过程中产生的酚类副产物和在双酚A生产过程中产生的酚类副产物中的任意一种或多种。例如，所述酚类副产物可以是苯酚类副产物、在双酚A生产过程中产生的酚类副产物、或苯酚类副产物与在双酚A生产过程中产生的酚类副产物的混合物。 [0027] 苯酚生产过程可以通过上述Hock工艺进行。具体地，苯酚生产过程可以通过对通过异丙苯的氧化反应产生的过氧化氢异丙苯进行分解和纯化以将过氧化氢异丙苯分离为苯酚和丙酮的步骤来进行。对通过异丙苯的氧化反应产生的过氧化氢异丙苯进行分解和纯化以将过氧化氢异丙苯分离为苯酚和丙酮的步骤是使用异丙苯纯化过程和苯酚/丙酮纯化过程的步骤。在该步骤中，首先，通过丙烯与苯之间的烷化反应生成异丙苯，通过纯化过程排出重质/轻质副产物，并且对异丙苯进行纯化和分离。随后，通过纯化的异丙苯的氧化反应生成过氧化氢异丙苯(CHP)，通过在诸如硫酸(H2SO4)的常规酸催化剂的存在下过氧化氢异丙苯(CHP)的分解反应产生苯酚、丙酮、α‑甲基苯乙烯(AMS)和重质副产物，排出α‑甲基苯乙烯(AMS)和重质副产物，并且通过纯化过程对苯酚和丙酮进行纯化和分离。 [0028] 由于在这种反应过程中产生的产物流以苯酚、丙酮和各种副产物彼此混合的状态存在，因此，需要从产物流中分离苯酚的分离过程。 [0029] 将产物流注入到单独的分离装置中，通过分离装置的顶部分离包含未反应的异丙苯、丙酮、α‑甲基苯乙烯、羟基丙酮等的丙酮类混合物，并且通过分离装置的底部分离包含苯酚、一部分的α‑甲基苯乙烯、2‑甲基苯并呋喃和其它副产物的酚类混合物。 [0030] 将通过分离装置的底部分离的酚类混合物注入到苯酚塔中，通过苯酚塔的顶部分离苯酚，并且通过苯酚塔的底部分离诸如二异丙苯基过氧化物、异丙苯基苯酚、α‑甲基苯乙烯二聚体和焦油的酚类副产物。因此，在苯酚生产过程中产生的酚类副产物可以包含诸如苯酚、异丙苯和α‑甲基苯乙烯的一些活性组分，以及焦油。 [0031] 另外，双酚A生产过程可以通过通过在上述Hock工艺中产生的苯酚与丙酮之间的反应生产双酚A并且从反应产物中回收双酚A的方法来进行。具体地，双酚A生产过程可以通过以下方式进行：对通过异丙苯的氧化反应产生的过氧化氢异丙苯进行分解和纯化，以将过氧化氢异丙苯分离为苯酚和丙酮的步骤；分离通过分离的苯酚与丙酮之间的反应产生的双酚A并且在碱性水溶液中分解包含未分离的双酚A的流的步骤；和分离通过上述分解反应得到的反应产物、酚类副产物和丙酮类副产物的步骤。 [0032] 对通过异丙苯的氧化反应产生的过氧化氢异丙苯进行分解和纯化以将过氧化氢异丙苯分离为苯酚和丙酮的步骤是采用异丙苯纯化过程和苯酚/丙酮纯化过程的步骤。在该步骤中，首先，通过丙烯与苯之间的烷化反应生成异丙苯，通过纯化过程排出重质/轻质副产物，并对异丙苯进行纯化和分离。随后，通过纯化的异丙苯的氧化反应生成过氧化氢异丙苯(CHP)，通过在诸如硫酸(H2SO4)的常规酸催化剂存在下过氧化氢异丙苯(CHP)的分解反应产生苯酚、丙酮、α‑甲基苯乙烯(AMS)和重质副产物，排出α‑甲基苯乙烯(AMS)和重质副产物，并且通过纯化过程对苯酚和丙酮进行纯化和分离。 [0033] 分离通过分离的苯酚与丙酮之间的反应产生的双酚A并且在碱性水溶液中分解包含未分离的双酚A的流的步骤是使用双酚A(BPA)纯化过程的步骤。在该步骤中，首先，通过纯化和分离的苯酚与丙酮之间的反应产生双酚A，更具体地，粗制双酚A，然后通过结晶工艺产生具有改善的纯度的双酚A。通过BPA纯化过程分离产生的双酚A，并且在过量的具有碱性性能如NaOH、KOH或LiOH的碱性水溶液中分解包含未分离的双酚A的副产物。 [0034] 在分离通过分解反应得到的反应产物、酚类副产物和丙酮类副产物的步骤中，可以将结束分解反应的流加入到分离装置中，可以通过分离装置的顶部分离丙酮类混合物，并且可以通过分离装置的底部分离反应产物。将反应产物注入到双酚A塔中，通过双酚A塔的顶部分离双酚A，并且通过双酚A塔的底部分离诸如双酚A、苯酚、二异丙苯基过氧化物、异丙苯基苯酚、α‑甲基苯乙烯二聚体和焦油的酚类副产物。在这种情况下，除了作为杂质的焦油之外，酚类副产物包含作为产物的活性组分如双酚A、异丙苯和α‑甲基苯乙烯。 [0035] 因此，在双酚A生产过程中产生的酚类副产物可以包含诸如苯酚、异丙苯和α‑甲基苯乙烯的一些活性组分，以及焦油。 [0036] 因此，在双酚A生产过程中产生的酚类副产物和在苯酚生产过程中产生的酚类副产物的混合物可以包含选自双酚A、苯酚、α‑甲基苯乙烯、苯乙酮、异丙苯基苯酚和α‑甲基苯乙烯二聚体中的一种或多种。作为一个具体的实例，酚类副产物可以包含选自双酚A、苯酚、α‑甲基苯乙烯、苯乙酮、异丙苯基苯酚和α‑甲基苯乙烯二聚体中的两种或更多种，或它们全部。 [0037] 在酚类副产物中，在双酚A生产过程中产生的酚类副产物的流量与在苯酚生产过程中产生的酚类副产物的流量的比例可以为1:2至10。例如，在酚类副产物中，在双酚A生产过程中产生的酚类副产物的流量与在苯酚生产过程中产生的酚类副产物的流量的比例可以为1:2至10、1:4至10或1:6至10。这样，其中在苯酚生产过程中产生的酚类副产物的含量高于在双酚A生产过程中产生的酚类副产物的含量的酚类副产物被分解，这在抑制分解装置的负荷和降低工艺中的能耗方面可以优选。 [0038] 根据本发明的一个示例性实施方案，苯酚生产过程和双酚A生产过程可以通过包括上述过氧化氢异丙苯的酸分解反应来进行。在这种情况下，由于过氧化氢异丙苯的酸分解反应通过包含酸来进行，因此，酸分解反应溶液包含酸。因此，为了通过诸如蒸馏的工艺从酸分解反应溶液中得到苯酚和丙酮，需要进行中和酸分解反应溶液的过程。 [0039] 在酸分解反应溶液的分离之前，用碱性水溶液等中和酸分解反应溶液。在这种情况下，在中和后的酸分解反应溶液中，通过酸分解反应中使用的酸与碱性水溶液等中的碱之间的中和反应生成盐。通过中和过程中和的酸分解反应溶液的相被分离为油相和液相。进行从分离的油相中得到苯酚和丙酮的分离过程。在这种情况下，大部分盐与液相一起被除去，但是一部分盐残留在油相中。 [0040] 这种盐残留在本发明所描述的酚类副产物中。当随后酚类副产物被分解以从酚类副产物中得到活性组分时，酚类副产物中残留的盐引起分解装置中的腐蚀、阻塞和沉积，这导致分解装置的故障。因此，在将酚类副产物流加入到分解装置中并在其中热裂化该酚类副产物流之前，还可以包括去除酚类副产物中的盐的步骤。 [0041] 作为在酚类副产物的分解之前去除酚类副产物中的盐的方法，可以通过将酚类副产物流加入到混合装置和层分离装置中来使酚类副产物中残留的盐最小化。 [0042] 如上所述，所述酚类副产物流可以包含选自双酚A、苯酚、α‑甲基苯乙烯、苯乙酮、异丙苯基苯酚和α‑甲基苯乙烯二聚体中的一种或多种。作为一个具体的实例，所述酚类副产物流可以包含选自双酚A、苯酚、α‑甲基苯乙烯、苯乙酮、异丙苯基苯酚和α‑甲基苯乙烯二聚体中的两种或更多种，或它们全部。 [0043] 根据本发明的一个示例性实施方案，可以将工艺用水与酚类副产物在混合装置中混合。例如，工艺用水可以指诸如酸性水溶液和碱性水溶液的各种水溶液，以及蒸馏水。 [0044] 工艺用水的pH可以为3.5至7、3.5至5.5或3.5至4.5。在该范围内，可以在防止混合装置和层分离装置的腐蚀的同时提高盐的溶解度，并且当在层分离装置中进行相分离成油相和液相时，相分离能力可以得到改善。 [0045] 混合装置可以是用于将酚类副产物与工艺用水彼此混合的混合器。作为一个具体的实例，混合器可以设置有管路混合器或静态混合器，以容易地进行酚类副产物与工艺用水的混合。 [0046] 根据本发明的一个示例性实施方案，可以将通过混合装置的酚类副产物加入到层分离装置中，并且可以在层分离装置中将相分离为油相和液相。具体地，层分离装置可以用于分离包含酚类副产物和盐的工艺用水，以仅将除去盐的酚类副产物注入到分解装置100中。 [0047] 从层分离装置排出的油相流是通过从酚类副产物流中除去盐而得到的流，并且可以是加入到本发明的分解装置100中的酚类副产物流。因此，由于酚类副产物流中的盐的含量最小化，因此，当分解酚类副产物时，可以防止分解装置100中的腐蚀、阻塞和沉积。 [0048] 根据本发明的一个示例性实施方案，可以将酚类副产物流加入到分解装置100中并在其中进行热裂化。在分解装置100中进行的分解可以是热裂化，并且用于进行该分解的分解装置100可以是热裂化器。作为一个具体的实例，热裂化器可以是反应器‑蒸馏塔一体型分离装置。 [0049] 根据本发明的一个示例性实施方案，为了通过分解装置100的顶部分离活性组分并且通过分解装置100的底部有效地分离包含焦油的高沸点物质，分解装置100可以在0.1KG至3KG、0.5KG至2KG或0.5KG至1.5KG的压力下操作。当分解装置100在上述范围内的压力下操作时，可以通过分解装置100的侧排出流尽可能多地排出与活性组分的沸点之差小的作为杂质的苯乙酮，使得可以通过分解装置100的顶部分离活性组分并且可以通过分解装置100的底部有效地分离包含焦油的高沸点物质。此外，当分解装置100在上述范围内的压力下操作时，分解装置100的操作温度可以保持在低温，使得可以防止在分解装置100的顶部排出流中包含的活性组分的聚合，并且可以减少分解装置100的操作过程中所需要的热能。 [0050] 根据本发明的一个示例性实施方案，可以从分解装置100的顶部排出流中分离活性组分。具体地，酚类副产物可以在分解装置100中热裂化，并且可以从顶部排出流中分离作为相对低沸点物质的活性组分。在这种情况下，可以将分解装置100的顶部排出流加入到冷凝器(未示出)中并且冷凝，一部分流可以循环至分解装置100，然后可以将剩余的流作为活性组分排出。例如，活性组分可以包含选自苯酚、α‑甲基苯乙烯和异丙苯中的一种或多种。 [0051] 分解装置100的顶部排出流在250℃至350℃的温度范围内的蒸汽压可以为5KG至30KG、9KG至20KG或13KG至15KG。具体地，分解装置100的顶部排出流包含选自苯酚、α‑甲基苯乙烯和异丙苯中的一种或多种，它们是酚类副产物中的相对低沸点物质，使得在250℃至 350℃的温度范围内的蒸汽压相对高。 [0052] 根据本发明的一个示例性实施方案，分解装置100的底部排出流可以包含包括焦油的高沸点物质，其由于在酚类副产物的热裂化过程中在高温下的热裂化而在酚类副产物的分解过程中产生。高沸点物质可以被回收以重新用作燃料等。 [0053] 分解装置100的底部排出流的一部分通过再沸器200然后循环至分解装置100，并且分解装置100的底部排出流的剩余流可以被排出。具体地，可以将分解装置100的底部排出流的一部分加入到再沸器200中并且在其中加热。加热后的流可以从再沸器200中排出并且循环至分解装置100。通过这样做，除了作为杂质的焦油之外，分解装置100的底部排出流中的活性组分可以尽可能多地减少。 [0054] 在这种过程中，加入到再沸器200的分解装置100的底部排出流中包含的焦油的一部分在再沸器200中累积，这会引起再沸器200中结垢。在相关技术中，在再沸器200中累积一定量或更多的焦油的情况下，分解装置100难以操作，因此，分解装置100和再沸器200各自的操作被关闭，分解装置100和再沸器200被拆卸，并且清洗再沸器200的内部。因此，由于拆卸分解装置100和再沸器200花费的时间，清洁再沸器200需要较长时间。因此，分解装置100的关闭时间增加，这引起经济损失和活性组分的成本增加。 [0055] 在这一方面，在根据本发明的分解酚类副产物的方法中，为了防止再沸器200中结垢并且延长再沸器200的结垢周期，在将分解装置100的底部排出流加入到再沸器200中之前，将分解装置100的底部排出流与分解装置100的侧排出流混合，使得分解装置100和再沸器200不需要如相关技术中的再沸器200的清洁方法中那样被拆卸，并且由于分解装置100的侧排出流中的有机物作为溶剂溶解焦油的作用，因此，污染物不会在再沸器200中累积。此外，分解装置100的底部排出流由于其中包含的大量焦油而具有高粘度，因此，流动性差。 然而，如在本发明中，分解装置100的底部排出流和分解装置100的侧排出流彼此混合并且排出，这可以改善流动性。 [0056] 分解装置100的侧排出流是从分解装置100的侧部排出的流，并且可以包含选自苯酚、苯乙酮、α‑甲基苯乙烯和异丙苯中的一种或多种。作为一个具体的实例，分解装置100的侧排出流可以包含苯酚、苯乙酮、α‑甲基苯乙烯和异丙苯。 [0057] 分解装置100可以是多级分解装置。在这种情况下，分解装置100的侧排出流可以通过对应于分解装置100的总级数的25％至90％、40％至90％或50％至90％的级排出。在这种情况下，通过分解装置100的顶部排出流排出的苯乙酮的量可以显著减少。 [0058] 分解装置100的侧排出流中的苯乙酮的含量可以为40重量％以上。例如，分解装置100的侧排出流中的苯乙酮的含量可以为40重量％至99重量％、55重量％至99重量％或60重量％至99重量％。苯乙酮是酚类副产物流中包含的有机物，并且与通过酚类副产物分解反应得到的活性组分相反，其充当杂质。因此，优选的是使活性组分中的苯乙酮的含量最小化。因此，在根据本发明的在分解装置100的侧排出流中包含的苯乙酮的量为40重量％以上的情况下，当将分解装置100的侧排出流加入到下面描述的再沸器200中时，可以在短时间内有效地去除由于高沸点物质而在再沸器200中累积的污染物，并且可以使由酚类副产物分解反应得到的活性组分中的苯乙酮的含量最小化，这有利于得到活性组分。 [0059] 由于分解装置100的侧排出流中包含的有机物具有适合溶解在再沸器200中累积的污染物的组成、温度等，因此，可以有效地溶解在再沸器200的内壁和管道上累积的污染物。 [0060] 分解装置100的侧排出流在250℃至350℃的温度范围内的蒸汽压可以为2KG至16KG、4KG至12KG或6KG至8KG。具体地，分解装置100的侧排出流由于其中的高含量的苯乙酮而包含与分解装置100的顶部排出流相比具有相对高沸点的物质，从而在250℃至350℃的温度范围内的蒸汽压相对低。 [0061] 根据本发明的一个示例性实施方案，分解装置100的底部排出流和分解装置100的侧排出流可以形成混合流，该混合流的一部分可以通过再沸器200并且循环至分解装置100，并且可以排出剩余流。在这种情况下，混合流可以是其中分解装置100的侧排出流的流量与分解装置100的底部排出流的流量的比例为0.05至1.0的混合物。例如，加入到再沸器 200中的分解装置100的侧排出流的流量与分解装置100的底部排出流的流量的比例可以为 0.08至0.95、0.1至0.75、0.5至0.8或0.4至0.65。混合流通过将分解装置100的底部排出流与分解装置100的侧排出流以上述范围内的流量彼此混合而形成，并且将混合流加入到再沸器200中，使得使再沸器200结垢的污染物被溶解。因此，可以延长再沸器200的结垢周期。 [0062] 将分解装置100的侧排出流与分解装置100的底部排出流混合的原因在于，由于分解装置100的侧排出流中包含的有机物具有适合溶解在再沸器200中累积的污染物的组成、温度等，因此，在再沸器200的内壁、管道等上累积的污染物被有效地溶解和去除。 [0063] 根据本发明的一个示例性实施方案，如上所述，分解装置100在0.1KG至3KG下操作。因此，从分解装置100排出的流，例如，分解装置100的顶部排出流、侧排出流和底部排出流各自的压力也可以为0.1KG至3KG。然而，当各个流通过在上述压力范围内在约250℃至350℃的温度下加热的再沸器200时，各个流中的组分被蒸发。因此，再沸器200中的热交换效率会显著降低，并且由于气‑液混流而会产生压降。 [0064] 在这一方面，在本发明中，将分解装置100的侧排出流和分解装置100的底部排出流加压，从而防止流蒸发并且在再沸器200中稳定循环。例如，可以使用泵300对分解装置100的侧排出流和分解装置100的底部排出流各自加压。具体地，在通过将分解装置100的侧排出流与分解装置100的底部排出流彼此混合而形成混合流之前，各个流可以通过泵300并且加压至2KG至16KG、4KG至12KG或6KG至8KG。通过这样做，加入到再沸器200的混合流的部分的压力可以为2KG至16KG、4KG至12KG或6KG至8KG。因此，可以防止通过在约250℃至350℃的温度下加热的再沸器200的流的蒸发，并且可以溶解和去除使再沸器200结垢的污染物。 [0065] 根据本发明的一个示例性实施方案，在所述分解酚类副产物的方法中，根据需要，可以另外安装蒸馏塔(未示出)、冷凝器(未示出)、再沸器(未示出)、阀(未示出)、泵(未示出)、分离器(未示出)、混合器(未示出)等。 [0066] 上文中，已经在附图中描述和示出了根据本发明的分解酚类副产物的方法。然而，附图的描述和示出仅是用于理解本发明的必要部件，并且除了附图中描述和示出的工艺和装置之外，可以适当地应用未单独描述和示出的工艺和装置并且用于实施所述分解酚类副产物的方法。 [0067] 下文中，将通过实施例更详细地描述本发明。然而，提供下面的实施例用于例示本发明。对于本领域技术人员显而易见的是，在不脱离本发明的范围和精神的情况下，可以进行各种修改和改变，并且本发明的范围不限于此。 [0068] 实验例 [0069] 实施例1 [0070] 根据图1中所示的工艺流程图分解酚类副产物。具体地，将在苯酚生产过程中产生的表1中所示组成的酚类副产物流加入到在0.1KG和1,000kg/hr的流量下操作的分解装置100中并在其中热裂化，并从顶部排出流中回收表2中所示组成的活性组分。 [0071] 将分解装置100的底部排出流和分解装置100的侧排出流各自通过泵300并加压至6.8KG，并且将通过泵300的分解装置100的底部排出流和分解装置100的侧排出流彼此混合以形成混合流。在这种情况下，将分解装置100的侧排出流的流量与分解装置100的底部排出流的流量的比例控制为0.5。侧排出流的组成示于表2中。 [0072] 将混合流的一部分通过再沸器200并且循环至分解装置100中，并排出剩余流。在这种情况下，将再沸器200的加热温度设定为300℃。 [0073] [表1] [0074] [0075] [表2] [0076] [0077] 实施例2 [0078] 除了当形成混合流时，将分解装置100的侧排出流的流量与分解装置100的底部排出流的流量的比例控制为0.8之外，以与实施例1相同的方式进行实施例2。 [0079] 实施例3 [0080] 除了当形成混合流时，将分解装置100的侧排出流的流量与分解装置100的底部排出流的流量的比例控制为1.0之外，以与实施例1相同的方式进行实施例3。 [0081] 实施例4 [0082] 除了当形成混合流时，将分解装置100的侧排出流的流量与分解装置100的底部排出流的流量的比例控制为0.2之外，以与实施例1相同的方式进行实施例4。 [0083] 比较例 [0084] 比较例1 [0085] 根据图2中所示的工艺流程图分解酚类副产物。具体地，将表1中所示组成的酚类副产物流加入到在1,000kg/hr的流量和大气压力下操作的分解装置100中并在其中热裂化，并且从顶部排出流中回收表2中所示组成的活性组分。 [0086] 将分解装置100的底部排出流通过泵300并加压至9.5KG，然后与表3中所示组成的流彼此混合以形成混合流，所述流是在9.5KG的压力下加入的丙酮产物塔(APC)BTM分离器的有机层。在这种情况下，将APC BTM分离器的有机层的流的流量与分解装置100的底部排出流的流量的比例控制为0.5。 [0087] 将混合流的一部分通过再沸器200并且循环至分解装置100中，并排出剩余流。在这种情况下，将再沸器200的加热温度设定为300℃。 [0088] [表3] [0089] [0090] 比较例2 [0091] 根据图3中所示的工艺流程图分解酚类副产物。具体地，将表1中所示组成的酚类副产物流加入到在1,000kg/hr的流量和大气压力下操作的分解装置100中并在其中热裂化，并且从顶部排出流中回收表2中所示组成的活性组分。 [0092] 将分解装置100的底部排出流和分解装置100的顶部排出流各自通过泵300并加压至14.5KG，并且将通过泵300的分解装置100的底部排出流和分解装置100的顶部排出流彼此混合以形成混合流。在这种情况下，将分解装置100的顶部排出流的流量与分解装置100的底部排出流的流量的比例控制为0.5。 [0093] 将混合流的一部分通过再沸器200并且循环至分解装置100中，并排出剩余流。在这种情况下，将再沸器200的加热温度设定为300℃。 [0094] 比较例3 [0095] 除了在实施例1中，通过将分解装置100的底部排出流和分解装置100的侧排出流在大气压力下彼此混合而不通过泵300来形成混合流之外，以与实施例1相同的方式进行比较例3。 [0096] 在这种情况下，由于在通过再沸器200时混合流的蒸发，因而操作不稳定，循环至再沸器200的流的流量降低，并且由于不使用泵而出现转移问题，并且由于停留时间增加而结垢周期缩短。 [0097] 实验例 [0098] 实验例1 [0099] 在实施例1至实施例4以及比较例1和比较例2中，利用文献数据计算与底部排出流混合的流在300℃下的蒸汽压(KG)和在再沸器200中循环的流的能耗(Mcal)。通过以下方法测量由于使再沸器200结垢的污染物(焦油)引起的结垢周期。结果示于表4中。 [0100] 结垢周期：暂停再沸器200的操作，并且测量当热交换效率降低50％以下时的时间点作为再沸器200需要清洁的一个周期。 [0101] [表4] [0102] 实施例1 实施例2 实施例3 实施例4 比较例1 比较例2蒸汽压 6.8 6.8 6.8 6.8 9.5 14.5 能耗 3.0 4.8 6.0 1.2 10 14 结垢周期 三周 三周 三周 两周 一周 一周 [0103] 参照表4，可以确认，在通过根据本发明的方法热裂化在苯酚生产过程中产生的酚类副产物以及在苯酚生产过程中产生的酚类副产物与在双酚A生产过程中产生的酚类副产物的混合物的步骤中，在将分解装置100的底部排出流与分解装置100的侧排出流加压和彼此混合并将混合流的一部分循环至再沸器200的情况下，混合流在不蒸发的情况下在相对低的压力下循环。此外，可以确认，在将混合流通过再沸器200循环的情况下，使用的能耗相对小。此外，可以确认，对使再沸器200结垢的污染物，即，焦油的溶解性优异，因此，结垢周期延长。 [0104] 具体地，可以确认，在分解装置100的侧排出流的流量与分解装置100的底部排出流的流量的比例被控制为0.5至0.8的实施例1和实施例2中，能耗相对小并且结垢周期延长。此外，在分解装置100的侧排出流的流量与分解装置100的底部排出流的流量的比例被控制为1.0的实施例3中，结垢周期延长，但是能耗稍微增加。此外，在分解装置100的侧排出流的流量与分解装置100的底部排出流的流量的比例被控制为0.2的实施例4中，能耗降低，但是结垢周期稍微缩短。 [0105] 相比之下，在将分解装置100的底部排出流与APC BTM分离器的有机层彼此混合并且将混合流加入到再沸器200并循环至分解装置100的比较例1中，由于污染物的低溶解度而结垢周期短，因此，需要将所述流加压至9.5KG以上的高压以在不蒸发的情况下使用再沸器200使混合流循环。 [0106] 另外，在将分解装置100的底部排出流与分解装置100的顶部排出流彼此混合并将混合流循环至再沸器200的比较例2中，由于污染物的低溶解度而结垢周期短，因此，需要将所述流加压至14.5KG以上的非常高的压力以在不蒸发的情况下使用再沸器200使混合流循环。 |
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