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CN113242848A - 用于分解酚类副产物的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种酚类副产物的分解方法，更具体地，涉及一种酚类副产物的分解方法，包括如下步骤：步骤S10，通过将在双酚A制备工艺中产生的双酚A副产物和在苯酚制备工艺中产生的苯酚副产物的混合副产物流、分解装置侧排出流以及工艺水流供应到混合装置中以进行混合；步骤S20，通过将从混合装置排出的混合装置排出流供应相分离装置中，以将混合装置排出流相分离为油相和液相；步骤S30，通过将在步骤S20中相分离并被排出的油相流供应至分解装置以将油相流分解；以及步骤S40，将通过步骤S30中的分解而产生的分解装置侧排出流循环至步骤S10中的混合装置。

Description

用于分解酚类副产物的方法
技术领域
相关申请的交叉引用
本申请要求于2019年9月16日提交的韩国专利申请第10-2019-0113587号的优先权权益，该申请的全部内容通过引用并入本文。
技术领域
本发明涉及一种用于分解酚类副产物的方法，更具体地，涉及一种用于分解在双酚A生产工艺中产生的双酚A副产物以及在苯酚生产工艺中产生的苯酚副产物的混合副产物的方法。
背景技术
一般来说，世界上使用的约95％的苯酚是通过霍克工艺(Hock process)生产的。霍克工艺分三个步骤进行，包括：步骤(1)，通过苯与丙烯的烷化形成异丙苯(cumene)；步骤(2)，通过结合异丙苯和氧将异丙苯氧化为异丙苯过氧化氢(cumene hydroperoxide：CHP)；以及步骤(3)，在酸性催化剂的存在下，通过酸性分解反应将异丙苯过氧化氢分解为苯酚和丙酮。
在此，在作为步骤(2)的异丙苯氧化步骤中，除了异丙苯过氧化氢以外，还生成诸如苯乙酮(AP)、二甲基苄醇(DMBA)、过氧化二异丙苯(DCP)、二异丙苯(dicumene：DC)的副产物。
另外，在步骤(3)中的异丙苯过氧化氢的酸性分解反应中，除了苯酚和丙酮以外，还生成诸如羟基丙酮(HA)、2-甲基苯并呋喃(2-MBF)、α-甲基苯乙烯(AMS)、异亚丙基丙酮(MO)、α-甲基苯乙烯(AMS)二聚体和枯基苯酚(cumylphenol：CP)的副产物。
因此，由于在这种反应工艺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，因此需要用于从产物流中分离苯酚的分离工艺。
将产物流注入单独的分离装置中，包括未反应的异丙苯、丙酮、α-甲基苯乙烯、羟基丙酮等的丙酮类混合物通过分离装置的顶部分离，并且包括苯酚、部分α-甲基苯乙烯、2-甲基苯并呋喃和其他副产物的酚类混合物通过分离装置的底部分离。
通过分离装置的底部分离的酚类混合物被注入到苯酚塔中，苯酚通过苯酚塔的顶部被分离，并且诸如过氧化二异丙苯、枯基苯酚、α-甲基苯乙烯二聚体和焦油的酚类副产物通过苯酚塔的底部被分离。
另外，通常，双酚A(BPA)的生产工艺是在酸性催化剂或阳离子交换树脂的存在下，通过在霍克工艺中生产的苯酚与丙酮之间的缩合反应来生产双酚A的工艺。
结果是，在由双酚A反应产生的产物流中，除了双酚A以外，还产生了诸如未反应的苯酚、未反应的丙酮、三苯酚(BPX)和焦油的副产物。
通过单独的分离装置，可以从在苯酚生产工艺和双酚A生产工艺中产生的副产物中回收诸如苯酚、异丙苯和α-甲基苯乙烯的活性成分。已经进行了关于能够有效地回收活性成分的分解工艺和分解装置的研究。
发明内容
技术问题
为了解决背景技术中提及的问题，本发明的目的是，当分解在双酚A生产工艺中产生的双酚A副产物和在苯酚生产工艺中产生的苯酚副产物的混合副产物以获得活性成分时，通过同时分解苯酚生产工艺和双酚A生产工艺中产生的副产物，来降低工艺成本同时获得高附加值活性成分。
即，本发明的目的是提供一种用于分解酚类副产物的方法，其能够在混合副产物分解之前有效地除去酚类混合副产物中所包含的盐，通过分解酚类副产物有效地获得活性成分，并通过防止苯酚生产工艺中的负荷来降低工艺能耗。
技术方案
在一个通用方面中，一种用于分解酚类副产物的方法包括：步骤S10，将在双酚A生产工艺中产生的双酚A副产物和在苯酚生产工艺中产生的苯酚副产物的混合副产物流、分解装置侧排出流以及工艺水流注入到混合装置中并在混合装置中混合；步骤S20，将从混合装置排出的混合装置排出流注入相分离装置中，并将混合装置排出流相分离为油相流和液相流；步骤S30，将在步骤S20中相分离并被排出的油相流供应至分解装置以将油相流分解；以及步骤S40，将通过步骤S30中的分解而得到的分解装置侧排出流循环至步骤S10中的混合装置。
有益效果
在根据本发明的用于分解酚类副产物的方法分解双酚A生产工艺中产生的双酚A副产物和苯酚生产工艺中产生的苯酚副产物的混合副产物的情况下，可以在酚类副产物分解之前有效地除去酚类副产物中所包含的盐，从而通过分解酚类副产物可以有效地获得活性成分并且可以降低活性成分中苯乙酮的含量。
此外，在根据本发明的用于分解酚类副产物的方法分解双酚A生产工艺中产生的双酚A副产物以及苯酚生产工艺中产生的苯酚副产物的混合副产物的情况下，可以降低工艺能耗。
附图说明
图1是根据本发明示例性实施例的用于分解酚类副产物的方法的工艺流程图。
图2是根据比较例1的用于分解酚类副产物的方法的工艺流程图。
图3是根据比较例2和3的包括苯酚生产工艺的用于分解酚类副产物的方法的工艺流程图。
具体实施方式
本发明的说明书和权利要求书中使用的术语和词语不应被解释为一般含义或字典含义，而应被解释为基于发明人能够适当地定义术语的概念以便以最佳方式描述其发明的原理满足本发明的技术构思的含义和概念。
本发明中的术语“流”可以指工艺中的流体的流动，也可以指流经管道的流体本身。具体地，“流”可以同时指流经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。另外，流体可以指气体。
在下文中，将参考图1更详细地描述本发明以帮助理解本发明。
根据本发明的示例性实施例，一种用于分解酚类副产物的方法可以包括：步骤S10，将在双酚A生产工艺中产生的双酚A副产物和在苯酚生产工艺中产生的苯酚副产物的混合副产物、分解装置300侧排出流以及工艺水流注入到混合装置100并在混合装置100中混合；步骤S20，将从混合装置100排出的混合装置100排出流注入相分离装置200中，并将混合装置100排出流相分离为油相流和液相流；步骤S30，将在步骤S20中相分离并被排出的油相流供应至分解装置300以将油相流分解；以及步骤S40，将通过步骤S30中的分解而得到的分解装置300侧排出流循环至步骤S10中的混合装置100。
根据本发明的示例性实施例，可以通过上述的霍克工艺进行苯酚生产工艺。
具体地，可以通过将通过异丙苯的氧化反应生成的异丙苯过氧化氢分解和纯化以将异丙苯过氧化氢分离成苯酚和丙酮的步骤，来进行苯酚生产工艺。将通过异丙苯的氧化反应生成的异丙苯过氧化氢分解和纯化以将异丙苯过氧化氢分离成苯酚和丙酮的步骤是使用异丙苯纯化工艺和苯酚/丙酮纯化工艺的步骤。在该步骤中，首先，通过丙烯与苯之间的烷化反应来生成异丙苯，通过纯化工艺排出重质/轻质副产物，并将异丙苯纯化和分离。随后，通过纯化的异丙苯的氧化反应产生异丙苯过氧化氢(CHP)，在普通酸性催化剂(例如硫酸(H2SO4))的存在下通过异丙苯过氧化氢(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，并且通过纯化工艺，α-甲基苯乙烯(AMS)和重质副产物被排出并且苯酚和丙酮被纯化并分离。
由于在这种反应工艺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，因此需要用于从产物流中分离苯酚的分离工艺。
将产物流注入单独的分离装置中，包括未反应的异丙苯、丙酮、α-甲基苯乙烯、羟基丙酮等的丙酮类混合物通过分离装置的顶部分离，并且包括苯酚、部分α-甲基苯乙烯、2-甲基苯并呋喃和其他副产物的酚类混合物通过分离装置的底部分离。
通过分离装置的底部分离的酚类混合物被注入到苯酚塔中，苯酚通过苯酚塔的顶部被分离，并且诸如过氧化二异丙苯、枯基苯酚、α-甲基苯乙烯二聚体和焦油的酚类副产物通过苯酚塔的底部被分离。
结果，在苯酚生产工艺中产生的苯酚副产物可能包含一些活性成分，例如苯酚、异丙苯、α-甲基苯乙烯以及焦油。
根据本发明的示例性实施例，可以由通过在上述霍克工艺中生产的苯酚与丙酮之间的反应来生产双酚A并从反应产物中回收双酚A的方法，来进行双酚A生产工艺。
具体地，可以通过以下步骤来进行双酚A生产工艺：将通过异丙苯的氧化反应生成的异丙苯过氧化氢分解和纯化以将异丙苯过氧化氢分离成苯酚和丙酮的步骤；将由分离的苯酚和丙酮之间的反应产生的双酚A分离并在碱性水溶液中分解包含未分离的双酚A的流的步骤；以及将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分离的步骤。
将通过异丙苯的氧化反应生成的异丙苯过氧化氢分解和纯化以将异丙苯过氧化氢分离成苯酚和丙酮的步骤是使用异丙苯纯化工艺和苯酚/丙酮纯化工艺的步骤。在该步骤中，首先，通过丙烯与苯之间的烷化反应来生成异丙苯，通过纯化工艺排出重质/轻质副产物，并将异丙苯纯化和分离。随后，通过纯化的异丙苯的氧化反应产生异丙苯过氧化氢(CHP)，在普通酸性催化剂(例如硫酸(H2SO4))的存在下通过异丙苯过氧化氢(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，并且通过纯化工艺，α-甲基苯乙烯(AMS)和重质副产物被排出并且苯酚和丙酮被纯化并分离。
将由分离的苯酚和丙酮之间的反应产生的双酚A分离并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)纯化工艺的步骤。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来生产双酚A(更具体地，粗双酚A)，然后通过结晶工艺来生产具有提高的纯度的双酚A。产生的双酚A通过BPA纯化工艺分离，并且包含未分离的双酚A的副产物流在过量的具有碱性的碱性水溶液(例如NaOH、KOH或LiOH)中被分解。
在将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分离的步骤中，可以将完成了分解反应的流供应至分解装置，丙酮类混合物可以通过分离装置的顶部分离，酚类混合物可以通过分离装置的底部分离。将酚类混合物注入苯酚塔中，苯酚通过苯酚塔的顶部分离，诸如过氧化二异丙苯、枯基苯酚、α-甲基苯乙烯二聚体和焦油的酚类副产物通过苯酚塔的底部分离。在这种情况下，除了作为杂质的焦油以外，酚类副产物还包括一些活性成分，例如作为产物的双酚A、异丙苯和α-甲基苯乙烯。
结果是，在双酚A生产工艺中产生的双酚A副产物可能包含一些活性成分，例如双酚A、苯酚、异丙苯、α-甲基苯乙烯以及焦油。
因此，在双酚A生产工艺中产生的双酚A副产物以及在苯酚生产工艺中产生的苯酚副产物的混合副产物可以包含选自由双酚A、苯酚、α-甲基苯乙烯、苯乙酮、枯基苯酚和α-甲基苯乙烯二聚体组成的组中的一种或多种作为酚类副产物。作为具体示例，混合副产物可以包含选自由双酚A、苯酚、α-甲基苯乙烯、苯乙酮、枯基苯酚和α-甲基苯乙烯二聚体组成的组中的两种以上或全部。
在混合副产物中，双酚A副产物与苯酚副产物的流速比可以为1：2至10。例如，在混合副产物中，双酚A副产物与苯酚副产物的流速比可以为1：2至10、1：4至10或者1：6至10。照此，优选地，分解其中苯酚副产物的含量高于双酚A副产物的含量的混合副产物。
根据本发明的示例性实施例，可以通过包括上述的异丙苯过氧化氢的酸性分解反应来进行苯酚生产工艺和双酚A生产工艺。在这种情况下，由于通过包括酸来进行异丙苯过氧化氢的酸性分解反应，因此酸性分解反应溶液中含有酸。因此，为了通过诸如蒸馏的工艺从酸性分解反应溶液中获得苯酚和丙酮，需要进行酸性分解反应溶液的中和工艺。
在分离酸性分解反应溶液之前，通过碱性水溶液等将酸性分解反应溶液中和。在这种情况下，在中和的酸性分解反应溶液中，通过酸性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而生成盐。通过中和工艺中和的酸性分解反应溶液的相被分离为油相和液相。进行从分离的油相获得苯酚和丙酮的分离工艺。在这种情况下，盐大部分会与液相一起除去，但一部分盐残留在油相中。
这种盐残留在本发明所述的苯酚副产物和双酚A副产物中，即，在双酚A生产工艺中产生的双酚A副产物和在苯酚生产工艺中产生的苯酚副产物的混合副产物中。当混合副产物被分解以随后从混合副产物获得活性成分时，残留在混合副产物中的盐在分解装置300中引起腐蚀、吸留(occlusion)和沉积，这导致分解装置中的故障。因此，当分解包括酚类副产物的混合副产物时，重要的是最大程度地减少混合副产物中包含的盐。
为此，可以考虑通过在混合副产物分解之前注入工艺水来去除盐的方法作为去除混合副产物中包含的盐的方法；然而，在这种情况下，不能顺利地进行相分离成油相和液相，因此盐可能不会被充分除去。
另外，可以考虑通过将在苯酚生产工艺中作为活性成分从丙酮塔排出的诸如异丙苯和α-甲基苯乙烯的有机物与工艺水一起注入到混合副产物中来去除盐的方法；然而，在这种情况下，需要再次获得异丙苯和α-甲基苯乙烯作为产物，这导致苯酚生产工艺中的超负荷和整体操作能耗的增加。
另外，可以考虑通过将通过分解混合副产物的分解装置300的顶部排出流作为活性成分排出的诸如苯酚、异丙苯和α-甲基苯乙烯的有机物与工艺水一起注入到混合副产物中来去除盐的方法；然而，在这种情况下，由于原样使用了作为活性成分获得的分解装置300的顶部排出流，因此，由于纯化效率降低以及要循环的流减少，另外需要冷热能来操作设置在分解装置300上方的冷凝器，结果，增加了整体操作能耗。
另一方面，根据本发明的用于分解酚类副产物的方法，可以最大程度地减少混合副产物中包含的盐，使得可以稳定地操作用于混合副产物的分解装置300的操作，从而通过混合副产物的分解有效地获得活性成分。
根据本发明的示例性实施例，步骤S10可以是用于最大程度地减少混合副产物中包含的盐的步骤，并且可以是在如现有技术那样将包括酚类副产物的混合副产物流直接供应到分解装置300之前，将分解装置300侧排出流和工艺水流(下面将描述)注入到混合副产物流并在混合装置100中进行混合的步骤。
如上所述，混合副产物流可以包括选自由双酚A、苯酚、α-甲基苯乙烯、苯乙酮、枯基苯酚和α-甲基苯乙烯二聚体组成的组中的一种或多种。作为具体示例，混合副产物流可以包括选自由双酚A、苯酚、α-甲基苯乙烯、苯乙酮、枯基苯酚和α-甲基苯乙烯二聚体组成的组中的两种以上或全部。这些成分可以是通过分离装置在苯酚生产工艺中从酸性分解反应溶液中分离丙酮类混合物和酚类混合物并通过苯酚塔从酚类混合物中分离苯酚和酚类副产物的工艺中排出的酚类副产物中包含的成分。
分解装置300侧排出流是从下文将描述的分解装置300的侧部排出的流，并且可以包含选自由苯酚、苯乙酮、异丙基苯酚、α-甲基苯乙烯和异丙苯组成的组中的一种或多种。作为具体示例，分解装置300侧排出流可以包含苯酚、苯乙酮、异丙基苯酚、α-甲基苯乙烯和异丙苯。将分解装置300侧排出流注入混合装置100中的原因是，当在下文将描述的步骤S20中分解装置300侧排出流中所包含的苯乙酮被相分离时，使得相分离成油相和液相(包含盐)，从而使残留在油相中的盐最小化。
特别地，苯乙酮可以以20wt％以上、40wt％以上或者20wt％至99wt％的量包含在分解装置300侧排出流中。苯乙酮是包含在混合副产物流中的有机物，并且当使用通过混合副产物的分解反应而获得的活性成分时作为杂质。因此，优选使活性成分中的苯乙酮的含量最小化。因此，当根据本发明在分解装置300侧排出流中包含的苯乙酮的量为20wt％以上、40wt％以上或者20wt％至99wt％时，在相分离步骤S20中苯乙酮可用于除去混合副产物的油相中的盐，并且可以使通过混合副产物的分解反应而获得的活性成分中的苯乙酮的含量最小化，这有利于获得活性成分。
分解装置300侧排出流可包含未从苯酚塔分离的残余的苯酚和从混合副产物的分解步骤S30获得的一部分苯酚。就这一点而言，由于苯酚(沸点：181.7℃)和苯乙酮(沸点：202℃)之间的沸点差小并且苯酚与苯乙酮形成共沸物，因此在提高分解装置300的操作温度以尽可能多地从分解装置300的顶部获得苯酚的情况下，苯乙酮的一部分可与苯酚一起包含在活性成分中并排出。
因此，可以通过有意地将温度降低至用于从分解装置300的顶部获得全部苯酚以通过分解装置300侧排出流尽可能多地排出苯乙酮的操作温度以下，来进行根据本发明的分解酚类副产物的方法。因此，苯酚可以包含在分解装置300侧排出流中。如上所述，分解装置300侧排出流中包含的苯酚最终循环至混合装置100，因此，可以根据循环工艺从分解装置300连续回收苯酚。
作为具体示例，苯酚可以以相对于混合副产物流的1wt％至10wt％、1wt％至8wt％或1wt％至7wt％的量包含在分解装置300侧排出流中。在这些范围内，可以使混合副产物流中包含的盐的含量最小化，并且可以使分解装置300顶部排出流中的苯乙酮的含量最小化。
工艺水用于溶解和除去混合副产物流中包含的盐，并且可以指各种水溶液，例如酸性水溶液和碱性水溶液以及蒸馏水。
工艺水的pH可以为3.5至7、3.5至5.5或3.5至4.5。在这些范围内，可以在防止混合装置100和相分离装置200被腐蚀的同时提高盐的溶解性，并且可以提高当在相分离装置200中进行相分离成油相和液相时的分离能力。
另外，工艺水可以包括来源于在下文将描述的步骤S20中分离的液相水溶液的工艺水。作为具体示例，可以从在步骤S20中分离的一部分液相水溶液供应工艺水。在这种情况下，在分解混合副产物的工艺中，使用工艺水并且工艺水连续循环，从而可以使新注入的工艺水的量最小化。
根据本发明的示例性实施例，步骤S10中的混合装置100可以是用于将混合副产物流、分解装置300侧排出流和工艺水流彼此混合的混合器。作为具体示例，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混合副产物流、分解装置300侧排出流和工艺水流的混合。
根据本发明的示例性实施例，在步骤S10中，混合副产物流与分解装置300侧排出流的流速比可以为0.8至1.2：0.1至0.4。例如，混合副产物流与分解装置300侧排出流的流速比可以为1：0.1至0.4、1：0.1至0.3或者1：0.2至0.3。混合副产物流和分解装置300侧排出流可以以上述范围的比率注入混合装置100中并且可以彼此混合，使得可以提高在下文将描述的步骤S20中油相和液体的相分离能力，并且可以提高除盐效率。
根据本发明的示例性实施例，在步骤S10中，混合副产物流、分解装置300侧排出流和工艺水流之间的流速比可以为0.8至1.2：0.1至0.4：0.8至1.5。例如，混合副产物流、分解装置300侧排出流和工艺水流之间的流速比可以为1：0.1至0.4：0.8至1.5、1：0.1至0.3：1至1.5或者1：0.2至0.3：1.2至1.3。通过将混合副产物流、分解装置300侧排出流和工艺水流之间的流速比控制在上述范围，不仅可以改善混合副产物流、分解装置300侧排出流和工艺水流的混合，还可以提高在下文将描述的步骤S20中油相和液体的相分离能力，并且可以提高除盐效率。
根据本发明的示例性实施例，步骤S20可以是从由混合装置100排出的混合装置100排出流中除去盐，将混合装置100排出流注入相分离装置200中从而将混合装置100排出流注入分解装置300中，并将混合装置100排出流相分离为油相流和液相流的步骤。
在相分离装置200中相分离并排出的油相流是通过在步骤S10和步骤S20中从混合副产物流中除去盐而获得的流，并且可以用作分解装置300的进料流。在使用油相流作为进料流的分解装置300中，由于进料流中的盐的含量被最小化，因此当分解混合副产物时，可以防止分解装置300中的腐蚀、吸留和沉积。
另外，在相分离装置200中相分离并排出的液相流可以包含盐。因此，可以从混合副产物中除去盐。同时，如上所述，可以将一部分液相流重新供应作为步骤S10中的工艺水。
步骤S20中的相分离装置200可以是用于将混合装置100排出流分离成油相和液相的桶。
为了相分离成油相和液相，步骤S20可以包括将来源于混合装置100排出流的相分离溶液在相分离装置200中留置1小时至10小时、2小时以至8小时或者3小时至5小时的步骤。照此，在将相分离溶液留置在相分离装置200中的情况下，可以更完全地进行相分离，因此，可以从液相中尽可能多地除去盐。
根据本发明的示例性实施例，步骤S30可以是将在步骤S20中相分离并排出的油相流(即，其中盐的含量被最小化的混合副产物)供应到分解装置300以分解油相流的步骤。
在分解装置30中执行的分解可以是热裂化，并且用于执行其的分解装置300可以是热裂化装置。作为具体示例，热裂化装置可以是反应器-蒸馏塔一体型分离装置。
如上所述，可以通过有意地将温度降低至用于从分解装置300的顶部获得全部苯酚以通过分解装置300侧排出流尽可能地排出苯乙酮的操作温度以下，来进行步骤S30中的分解。例如，可以在260℃至370℃、290℃至370℃或300℃至350℃下进行步骤S30中的分解。在这些范围内，通过分解装置300侧排出流尽可能多地排出苯乙酮，这有效地使分解装置300顶部排出流中的苯乙酮的含量最小化。
步骤S30中的分解可以在0.1bar至3.0bar、0.1bar至2.0bar或0.1bar至1.5bar下进行，以便分离分解装置300侧排出流和分解装置300顶部排出流中的成分。在这种情况下，可以将分解装置30的操作温度保持在低温，并且可以防止分解装置300顶部排出流中包含的活性成分中的α-甲基苯乙烯的二聚或聚合。另外，可以将操作温度保持在低温，从而可以减少分解装置300的操作所需的热能。
分解装置300可以是多级分解装置，并且在这种情况下，可以在分解装置300的侧部的中间位置(对应于全部级的25％至90％、40％至90％或50％至90％)排出分解装置300侧排出流。在这种情况下，可以显著减少通过分解装置300顶部排出流排出的苯乙酮的量。
通过步骤S30中的分解而获得的分解装置300顶部排出流可以包含选自由苯酚、α-甲基苯乙烯和异丙苯组成的组中的一种或多种作为活性成分。活性成分可以包含在苯酚塔的底部未分离并且包含在混合副产物流中的苯酚和在分解步骤S30中分解并且通过分解装置300顶部排出流排出的苯酚。另外，在苯酚塔的底部分离并且包含在混合副产物流中的成分中，除苯酚外，活性成分可以包含可额外使用的有用成分(例如，α-甲基苯乙烯、异丙苯等)和在分解步骤S30中分解并且通过分解装置300顶部排出流排出的有用成分。即，活性成分可以指在分解步骤S30中分解并通过分解装置300顶部排出流排出的成分。
在步骤S30中通过分解而排出的分解装置300底部排出流可以被回收作为焦油，并且可以被重新用作燃料等。
根据本发明的示例性实施例，步骤S40可以是将通过步骤S30中的分解而获得的分解装置300侧排出流循环至步骤S10中的混合装置100以除去混合副产物流中包含的盐的步骤。如上所述，根据本发明，在将分解装置300侧排出流循环至步骤S10中的混合装置100的情况下，在步骤S20中的相分离期间使得相分离成油相和液相(包含盐)，从而可以使残留在油相中的盐最小化。
在下文中，将通过示例更详细地描述本发明。然而，提供以下示例用以说明本发明。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变更，并且本发明的范围不限于此。
示例
示例1
根据图1所示的工艺流程图分解酚类副产物。具体地，将表1中所示的成分的混合副产物流和表1中所示的成分的分解装置300侧排出流供应到混合装置100，并且在工艺水流的pH值保持在pH 4的状态下将工艺水流供应到混合装置100。
基于混合副产物流的流速1000kg/hr，注入到混合装置100的混合副产物流、分解装置300侧排出流和工艺水流之间的流速比为1：0.25：1.25。
之后，将混合物在相分离装置200中留置0小时、3小时和5小时，然后测量通过相分离获得的油相中的盐含量和除盐效率。结果示于表2中。另外，在分解装置300中分解并被排出的分解装置300顶部排出流的成分示于表3中。
[表1]
Figure BDA0003121790220000121
[表2]
Figure BDA0003121790220000122
[表3]
Figure BDA0003121790220000123
Figure BDA0003121790220000131
比较例
比较例1
根据图2所示的工艺流程图分解酚类副产物。具体地，以与示例1相同的方式执行工艺，不同之处在于没有将分解装置300侧排出流供应到混合装置100。另外，基于混合副产物流的流速1000kg/hr，注入到混合装置100中的混合副产物流与工艺水流的流速比为1：1。
之后，将混合物在相分离装置200中留置0小时、3小时和5小时，然后测量通过相分离获得的油相中的盐含量和除盐效率。结果示于表4中。
[表4]
Figure BDA0003121790220000132
比较例2
根据图3所示的工艺流程图分解酚类副产物。具体地，以与示例1相同的方式执行工艺，不同之处在于没有将分解装置300侧排出流供应到混合装置100，并将表5中所示的成分的流作为丙酮生产塔(APC)BTM分离器的有机物供应到混合装置100。
另外，基于混合副产物流的流速1000kg/hr，注入到混合装置100中的混合副产物流、APC BTM分离器有机物流和工艺水流之间的流速比为1：0.25：1.25。
之后，将混合物在相分离装置200中留置0小时、3小时和5小时，然后测量通过相分离获得的油相中的盐含量和除盐效率。结果示于表6中。
[表5]
Figure BDA0003121790220000133
Figure BDA0003121790220000141
[表6]
Figure BDA0003121790220000142
比较例3
根据图3所示的工艺流程图分解酚类副产物。具体地，以与示例1相同的方式执行工艺，不同之处在于没有将分解装置300侧排出流供应到混合装置100，并将分解装置300顶部排出流供应到混合装置100。
另外，基于混合副产物流的流速1000kg/hr，注入到混合装置100中的混合副产物流、分解装置300顶部排出流和工艺水流之间的流速比为1：0.25：1.25。
之后，将混合物在相分离装置200中留置0小时、3小时和5小时，然后测量通过相分离获得的油相中的盐含量和除盐效率。结果示于表7中。
[表7]
Figure BDA0003121790220000143
参考表2和表3，可以证实通过根据本发明的酚类副产物的分解方法分解了双酚A副产物以及苯酚副产物的混合副产物，从而高度保持了混合副产物中所包含的盐的去除效率，并且活性成分的产率高。另外，证实了热能的消耗低。
另一方面，参考表4，可以证实在酚类副产物分解之前代替分解装置300侧排出流而没有将单独的有机溶剂供应到混合装置100的情况下，除盐效率明显降低。
另外，参考表6，在酚类副产物分解之前代替分解装置300侧排出流而将APC BTM分离器有机物流供应到混合装置100的情况下，除盐效率相对较高，但需要再次作为产物获得异丙苯和α-甲基苯乙烯，这导致苯酚纯化工艺中的超负荷以及分解装置300中热能的高消耗。
另外，参考表7，在酚类副产物分解之前代替分解装置300侧排出流而将分解装置300顶部排出流供应到混合装置100的情况下，除盐效率相对较高，但作为活性成分排出的有机物(例如苯酚、异丙苯和α-甲基苯乙烯)被原样使用，因此，分解装置300中的热能消耗非常高。
根据以上结果，本发明人发现，在根据本发明分解在双酚A生产工艺中产生的酚类副产物以及在苯酚生产工艺中产生的酚类副产物的混合副产物的情况下，可以在混合副产物分解之前有效地除去混合副产物中所包含的盐，从而可以通过分解混合副产物来有效地获得活性成分，并且可以降低活性成分中苯乙酮的含量。

Claims (10)

1.一种酚类副产物的分解方法，所述方法包括：
步骤S10，将在双酚A生产工艺中产生的双酚A副产物和在苯酚生产工艺中产生的苯酚副产物的混合副产物流、分解装置侧排出流以及工艺水流注入到混合装置中并在混合装置中混合；
步骤S20，将从所述混合装置排出的混合装置排出流注入相分离装置中，并将所述混合装置排出流相分离为油相流和液相流；
步骤S30，将在所述步骤S20中相分离并被排出的所述油相流供应至分解装置以将所述油相流分解；以及
步骤S40，将通过所述步骤S30中的分解而得到的分解装置侧排出流循环至所述步骤S10中的所述混合装置。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述混合副产物流包括选自由双酚A、苯酚、α-甲基苯乙烯、苯乙酮、枯基苯酚和α-甲基苯乙烯二聚体组成的组中的一种或多种。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述分解装置侧排出流包括选自由苯酚、苯乙酮、异丙基苯酚、α-甲基苯乙烯和异丙苯组成的组中的一种或多种。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述分解装置侧排出流中的苯乙酮的含量为20wt％以上。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述工艺水的pH为3.5至7。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述工艺水包括来源于在所述步骤S20中分离出的液相水溶液的工艺水。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，通过所述步骤S30中的分解而获得的分解装置顶部排出流包括选自由苯酚、α-甲基苯乙烯和异丙苯组成的组中的一种或多种。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，在所述步骤S10中，所述混合副产物流与所述分解装置侧排出流的流速比为0.8至1.2：0.1至0.4。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，在所述步骤S10中，所述混合副产物流、所述分解装置侧排出流和所述工艺水流之间的流速比为0.8至1.2：0.1至0.4：0.8至1.5。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，在所述步骤S20中，所述相分离进行1小时至10小时。
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