Способ выделения фенола из фенолсодержащих потоков производства бисфенола а

Способ выделения фенола из фенолсодержащих потоков производства бисфенола а

Реферат

Бисфенолы, как продукты конденсации фенолов и карбонильных соединений, являются исходными веществами или промежуточными продуктами для получения большого количества товарных продуктов. Особое техническое значение имеет продукт конденсации фенола с ацетоном, 2,2-бис-(4-гидроксифенил)-пропан (бисфенол А). Бисфенол А служит в качестве исходного вещества для получения разнообразных полимерных материалов, таких, например, как полиарилаты, полиэфирамиды, полисульфоны, и модифицированных феноло-формальдегидных смол. Предпочтительными областями применения являются производства эпоксидных смол и поликарбонатов.

Технически важные методы получения бисфенола А касаются катализируемого кислотой взаимодействия фенола с ацетоном, причем соотношение фенол-ацетон в реакции предпочтительно устанавливают >5:1. В качестве кислых катализаторов можно использовать гомогенные, а также гетерогенные кислоты Бренстеда или кислоты Льюиса, как, например, сильные минеральные кислоты, такие, как соляная или серная. Предпочтительно используют гелеобразные или макропористые сульфированные сшитые полистирольные смолы (кислые ионообменные смолы). Последующие модели осуществления относятся к способу с использованием в качестве катализаторов кислых ионообменных смол. Эти смолы могут быть моно- или гетеродисперсными.

Для достижения высокой селективности взаимодействие фенола с ацетоном осуществляют в присутствии в качестве катализаторов пригодных меркаптосоединений. Эти соединения могут быть или гомогенно растворены в реакционном растворе, или их фиксируют на сульфированной полистирольной матрице посредством ионных или ковалентных связей. Реакционный блок представляет собой слоистое основание или псевдоожиженный слой, через который поток направляют вверх или вниз, или колонну по типу реактивной дистилляционной колонны.

Селективность превращения, как и длительная стабильность катализатора, в значительной степени зависят от качества использованных исходных веществ, фенола и ацетона. Поэтому, особенно для получения бисфенола А, в качестве сырья для высококачественных пластмасс, таких, например, как поликарбонат, устанавливают очень высокие требования к чистоте использованных исходных веществ, фенола и ацетона. При этом позитивным фактором для достижения высокой чистоты продукта и минимизации дезактивации катализатора считается обычно чистота >99,95 мас.% для фенола и >99,90 мас.% для ацетона при одновременно низком содержании примесей (S<0,5 ч./млн, Fe<1 ч./млн). Так, в заявке на Европейский патент ЕР-А-876319 сообщается, что товарный фенол путем обработки молекулярным ситом освобождают от мешающих примесей, благодаря чему обеспечивают повышенную пригодность в процессе получения бисфенола А. В заявке на Европейский патент ЕР-А-680913 описано применение модифицированных кислых ионообменных смол для удаления гидроксиацетона из фенола для синтеза бисфенола А.

При взаимодействии фенола с ацетоном в присутствии кислых катализаторов и меркаптосоединений в качестве сокатализаторов образуется смесь продуктов, которая, наряду с непрореагировавшим фенолом и, при известных условиях, ацетоном, в первую очередь, содержит бисфенол А и воду. Наряду с этим, в незначительных количествах образуются типичные побочные продукты реакции конденсации, так, например, 2-(4-гидроксифенил)-2-(2-гидроксифенил)-пропан (о,п-бисфенол А), замещенные инданы, гидроксифенил-инданолы, гидрокси-фенил-хроманы, замещенные ксантены и более высококонденсированные соединения с тремя или более фенильными кольцами в скелете молекулы.

Упомянутые побочные продукты, как и вода, фенол и ацетон, оказывают отрицательное влияние на пригодность бисфенола А для получения полимеров, и их следует отделять подходящими способами. В частности, для получения поликарбоната устанавливают высокие требования к чистоте сырья, бисфенола А.

Переработка и очистка бисфенола А осуществляется путем многоступенчатого каскада пригодных способов очистки, таких, например, как суспензионная кристаллизация, кристаллизация в расплаве, дистилляция и/или десорбция. Согласно технически предпочтительной форме осуществления, выделение бисфенола А из реакционной смеси происходит в форме приблизительно эквимолярного кристаллического аддукта с фенолом путем охлаждения реакционной смеси с выкристаллизовыванием аддукта бисфенол А - фенол. Кристаллизация предпочтительно происходит как суспензионная кристаллизация. Затем кристаллы аддукта бисфенол А - фенол отделяют от жидкой фазы с помощью пригодной аппаратуры для разделения твердой и жидкой фаз, такой, как вращающиеся фильтры или центрифуги, и подают на дальнейшую очистку. Полученные таким образом кристаллы аддукта обычно имеют чистоту >99 мас.% бисфенола А, считая на бисфенол А и побочные компоненты, при содержании фенола около 40 мас.%, считая на общее количество кристаллов аддукта. Благодаря промывке пригодными растворителями, которые обычно содержат один или несколько компонентов из группы: ацетон, вода, фенол, бисфенол А и побочные компоненты, можно освободить кристаллы аддукта от прилипших к поверхности примесей. Кристаллы аддукта бисфенол А - фенол, полученные сразу после описанной выше суспензионной кристаллизации реакционного раствора и разделения твердой и жидкой фаз, подают на последующие стадии очистки, причем осуществляют отделение фенола и, при известных условиях, благодаря использованию пригодных операций по очистке (суспензионная кристаллизация, послойная кристаллизация, экстракция, дистилляция) достигают уменьшения концентрации побочных компонентов.

Образующийся при разделении твердой и жидкой фаз поток жидкости (маточный раствор) содержит фенол, бисфенол А, образующуюся при реакции воду, непрореагировавший ацетон и обогащен побочными компонентами, обычно образующимися при получении бисфенола А. В предпочтительной форме осуществления этот поток маточного раствора направляют обратно в реакционный блок. Для сохранения каталитической активности кислых ионообменных смол образовавшуюся ранее воду полностью или частично удаляют дистилляцией, причем также, при известных условиях, полностью или частично удаляют из маточного раствора еще имеющийся ацетон. В полученный таким образом обезвоженный реакционный поток добавляют фенол и ацетон и направляют обратно в реакционный блок. Альтернативно можно также перед проведением суспензионной кристаллизации аддукта бисфенол А - фенол полностью или частично удалить дистилляцией воду и ацетон. При упомянутых этапах дистилляции можно также отделить дистилляцией частичное количество присутствующего в реакционном растворе фенола.

При подобном способе циркуляции возникает проблема, заключающаяся в том, что в циркулирующем потоке возрастает количество побочных продуктов получения бисфенола А, которые негативно влияют на чистоту бисфенола А при суспензионной кристаллизации и могут привести к дезактивации каталитической системы. Для того чтобы избежать чрезмерного обогащения циркулирующего потока побочными компонентами, из системы следует выводить частичное количество смеси маточного раствора. При этом отбираемое из процесса количество побочных компонентов должно находиться в состоянии равновесия с остающимся количеством побочных компонентов. В типичном случае это выведение происходит таким образом, что из циркулирующего потока отбирают частичное количество маточного раствора, причем предварительно дистилляцией могут быть удалены возможно образовавшаяся ранее реакционная вода, непрореагировавший ацетон и частичные количества фенола. На этот момент состав маточного раствора и, следовательно, состав отбираемой части раствора обычно составляет 70-90 мас.% фенола, 3-15 мас.% бисфенола А и 3-15 мас.% побочных компонентов и изомеров, которые образовались в ходе реакции. Так как в конечном итоге из процесса должна быть удалена лишь упомянутая последней часть побочных компонентов, отобранное количество подвергают дополнительным мерам переработки, чтобы минимизировать потери материалов.

Согласно одной форме осуществления, фенол отгоняют до остаточного содержания <10 мас.%, так что получают остаточную смолу с содержанием <10 мас.% фенола, 15-85 мас.% бисфенола А и 15-85 мас.% побочных компонентов, которую извлекают из процесса и устраняют, например, сжиганием или складированием.

Согласно другой форме осуществления, часть бисфенола А, содержащегося в отделенном количестве, возвращают обратно, в то время, как из отведенной части потока отгоняют часть фенола, и полученный таким образом обогащенный раствор подают на суспензионную кристаллизацию и последующее разделение твердой и жидкой фаз. При этом оказалось эффективным выведенное количество, до или после частичного отделения фенола, пропускать через блок перегруппировки, наполненный кислой ионообменной смолой. В общем, этот блок эсплуатируют при более высоких температурах, чем реакционный блок. В этом блоке перегруппировки некоторые из присутствующих в циркуляционном потоке побочные компоненты получения бисфенола А изомеризуют в доминирующих условиях в бисфенол А, так что можно повысить его общий выход. При разделении твердой и жидкой фаз часть содержащегося бисфенола А получают в виде кристаллического аддукта бисфенол А - фенол, который можно направлять на дальнейшие этапы очистки. Наряду с этим, получают фильтрат, состоящий обычно из 60-90 мас.% фенола, 3-12 мас.% бисфенола А и 3-18 мас.% побочных компонентов. Из этого фильтрата отгоняют содержащийся в нем фенол обычно до остаточного содержания <10 мас.%, и полученную остаточную смолу, содержащую <10 мас.% фенола, 14-80 мас.% бисфенола А, 20-86 мас.% побочных компонентов подают на устранение отходов.

Описанным процессам переработки отделенного потока присущ тот недостаток, что, в конечном счете, в устраняемой остаточной смоле еще присутствуют значительные количества фенола либо как такового, либо связанным в бисфеноле А или побочных компонентах. Таким образом, устранение остаточной смолы ведет к потере сырья.

Поэтому задача данного изобретения заключалась в том, чтобы найти способ переработки потоков, отводимых из процесса производства бисфенола А, с помощью которого можно было бы получать фенол высокой чистоты и с высокими выходами.

Такой способ предпочтительно отвечает следующим требованиям:

1) минимизация содержания фенола в остаточной смоле,

2) минимизация содержания бисфенола А в остаточной смоле,

3) минимизация количества остаточной смолы,

4) получение фенола высокой чистоты (>99,8%), с высокими выходами и незначительным содержанием примесей (S, Fe, Cl) после процесса переработки,

5. Непрерывный технологический процесс с одновременным минимизированным использованием аппаратов и энергии.

Изобретение касается способа непрерывного отделения фенола из образованного при получении бисфенола А частичного потока, содержащего 40-90 мас.% фенола, 5-40 мас.% бисфенола А, а также 5-40 мас.% побочных компонентов, которые образуются при превращении фенола и ацетона в бисфенол А, при котором

а) частичный поток направляют в дистилляционную колонну, содержащую, по крайней мере, 5 теоретических ступеней разделения,

б) в дистилляционной колонне фенол отгоняют через головную часть,

в) первую часть зумпфового продукта выводят из процесса, и

г) вторую часть зумпфового продукта непрерывно переводят в реактор, в котором, по меньшей мере, частично изомеризуют побочные компоненты, содержащиеся в зумпфовом продукте, при температурах >190°С и гидродинамической выдержке, по крайней мере, в течение 120 минут в присутствии кислого катализатора, и затем отводят обратно в дистилляционную колонну, причем массовый поток части зумпфового продукта, направленной в реактор, составляет более 30% от массового потока, внесенного в дистилляционную колонну на этапе а) частичного потока.

Отогнанный на этапе б) фенол предпочтительно имеет чистоту >99,8 мас.%.

Техническую задачу решают посредством катализируемого кислотой расщепления отбираемого потока в реакторе и непрерывного отделения фенола в вакуум-перегонной колонне с высокой разделяющей способностью.

На фиг.1 показана предпочтительная форма осуществления способа согласно изобретению.

При этом отведенный из процесса получения бисфенола А частичный поток 1 подают в дистилляционную колонну 2 с высокой разделяющей способностью. При этом высокая разделяющая способность обеспечена благодаря, по крайней мере, 5 теоретическим ступеням разделения. В этой дистилляционной колонне через головную часть отделяют пары фенола, которые в холодильнике 4 конденсируют в жидкий фенол 5. Зумпфовый продукт, или выгружаемый из основания колонны 2 продукт 6, через теплообменник 7 вводится в цикл, таким образом вносят в систему энергию, необходимую для испарения фенола. Холодильник 4 и испаритель 7 могут быть независимыми узлами установки, а также могут быть конструктивно интегрированы в дистилляционные колонны. Частичный поток 9 зумпфового продукта, при необходимости, после выдержки в буферной емкости 10, направляют в качестве остаточной смолы на устранение отходов. Другой частичный поток 8 зумпфового продукта направляют в реактор 11. В нем происходит катализируемая кислотой изомеризация и расщепление бисфенола А и побочных компонентов с образованием фенола. Расщепление ускоряют добавлением пригодных кислот (поток 12) через дозировочный блок 13. Вытекающий из реактора 11 фенолсодержащий продукт 14 объединяют с отведенным частичным потоком 1 и таким образом отводят обратно в дистилляционный блок 2 для регенерации фенола.

Процесс проводят непрерывно и через короткое время достигают состояния равновесия. Отводимым из процесса получения бисфенола А частичным потоком 1, в принципе, может быть любой поток продуктов из процесса получения бисфенола А, который содержит следующие компоненты: 40-90 мас.% фенола, 5-40 мас.% бисфенола А, а также 5-40 мас.% побочных компонентов, которые образуются при превращении фенола и ацетона в бисфенол А.

Предпочтительно частичный поток 1 представляет собой отведенную часть потока из процесса получения бисфенола А с суспензионной кристаллизацией и разделением твердой и жидкой фаз, причем частичный поток фильтрата от разделения твердой и жидкой фаз отводят для выделения побочных продуктов в соответствии со способом согласно изобретению для отделения фенола. При этом возможно упомянутый частичный поток 1 до подачи в дистилляционную колонну 2 направлять через дополнительный блок перегруппировки, причем, благодаря обработке кислой ионообменной смолой, последующей частичной отгонке фенола, кристаллизации и разделению твердой и жидкой фаз, регенерировать часть содержащегося в фильтрате бисфенола А и направлять в основной процесс. В этом случае фильтрат от разделения твердой и жидкой фаз блока перегруппировки служит в качестве питающего потока 1 дистилляционной колонны 2.

Для того чтобы способствовать возможно более эффективному расщеплению, отделению и очистке фенолсодержащих остаточных веществ, при протекании процесса согласно изобретению должны соблюдаться следующие условия: дистилляционная колонна 2 должна иметь, по меньшей мере, 5 теоретических ступеней разделения, предпочтительно, по меньшей мере, 10 теоретических ступеней разделения для того, чтобы сделать возможным отделение других низкокипящих компонентов, таких, например, как изопропенилфенол, и обеспечить очистку образующегося фенола до чистоты >99,8 мас.% в головной части колонны. При этом предпочтительно проводить дистилляцию при абсолютном давлении в головной части колонны от 70 до 200 мбар, предпочтительно при 90-120 мбар. Реактор 11 должен быть выполнен таким образом, чтобы средняя гидродинамическая выдержка восходящего циркулирующего потока 8 составляла, по меньшей мере, 2 часа, предпочтительно, по меньшей мере, 4 часа для достижения эффективного и, по возможности, полного разделения бисфенола А и побочных продуктов. При этом реактор можно эксплуатировать полностью загруженным в восходящем или нисходящем потоке или в стационарном состоянии.

Изомеризацию и связанное с ней расщепление осуществляют в реакторе 11 на этапе г) в присутствии кислого катализатора. В качестве кислого катализатора (поток 12) для расщепления на этапе г), в принципе, можно использовать большое количество сильно кислых труднолетучих или нелетучих кислот Бренстеда, так, в том числе, фосфорную кислоту или ее поликонденсаты, серную кислоту, алкансульфокислоты с>4 атомами углерода в алкановой цепи, ароматические сульфокислоты, арилалкан-сульфокислоты или фосфониевые кислоты. Наряду с этими гомогенно используемыми кислотами, возможно также использование гетерогенных катализаторов расщепления, таких как, например, сильно кислый оксид алюминия, нанесенные на подложку кислоты Льюиса, кислые цеолиты или другие глиноземы или полистиролсульфокислоты. В этом случае дозирующий блок 13 отпадает, и гетерогенный катализатор вносится в реактор 11 через подходящее задерживающее устройство и, в случае необходимости, заменяется. В предпочтительной форме осуществления изобретения изомеризация и расщепление на этапе г) происходит в присутствии серной, фосфорной или п-толуолсульфокислот, особенно предпочтительно с серной кислотой. При этом дозирование может происходить, как представлено на фиг.1, в виде потока 12 через дозирующий блок 13 в циркулирующий поток зумпфового продукта дистилляционной колонны 2. Но дозирование можно также осуществлять в поток 8, входящий в реактор 11, или в поток 14, выходящий из реактора 11. Наконец, дозирование можно осуществлять также в частичный поток 1 в дистилляпионную колонну 2. Предпочтительным является дозирование в циркулирующий поток зумпфового продукта дистилляционной колонны 2.

Предпочтительная концентрация кислого катализатора расщепления регулируется количеством расщепляемых побочных продуктов во входящем потоке, а также типом использованной кислоты, и в несложных экспериментах ее можно легко установить. Для предпочтительной формы осуществления с серной кислотой дозированное количество кислоты определяется следующим образом:

М (серной кислоты)=с·(1-Х)·М(1)

причем

М (серной кислоты) означает массовый поток серной кислоты в кг/ч,

с означает концентрационный фактор,

Х означает массовую долю фенола в частичном потоке 1,

М(1) означает массовый поток частичного потока 1 в кг/ч.

При этом для эффективного расщепления величина с должна находиться между 0,001 и 2%, предпочтительно между 0,005 и 1% и особенно предпочтительно между 0,01 и 0,2%. Для других кислот действительны аналогичные уравнения с 0,001%<с<5%.

Для эффективной изомеризации и расщепления температура в емкости для выдержки 11 должна быть >190°С, предпочтительно >200°С. Для ограничения использования дополнительных аппаратов в предпочтительной форме осуществления производят подачу тепла непосредственно через испаритель 7 дистилляционной колонны 2. Это означает, что поток 8, входящий в реактор 11, не нагревают с помощью специального теплообменника, зумпф колонны 2 и реактор 11 эксплуатируют при одной и той же температуре.

Для обеспечения эффективного выделения фенола из потока 14, выходящего из реактора 11, необходимо, чтобы поток, циркулирующий через него, не был бы слишком малым по сравнению с частичным потоком 1. В противном случае, происходит одно и только одно неполное расщепление расщепляемого побочного продукта и удаление еще годного к расщеплению материала через отведенный частичный поток 9, что связано с потерей материала. Поэтому внесенный в реактор 11 массовый поток составляет >30%, предпочтительно >80%, еще более предпочтительно >100% массового потока происходящего из процесса получения бисфенола А частичного потока 1.

Кроме этого, для обеспечения возможности успешного протекания катализируемого кислотой расщепления, необходимо установить гидродинамическую выдержку в реакторе 11, по крайней мере, в течение 2 часов, предпочтительно, по крайней мере, в течение 4 часов.

Примеры

Следующие примеры 1-7 осуществляют на экспериментальной установке согласно фиг.1.

Выделенный на технической установке для получения бисфенола А, после реакции и отделения бисфенола А, частичный поток 1 подают на переработку дистилляцией в вакуум-дистилляционной колонне 2. Частичный поток 1 с массовым потоком М(1) подают на дистилляционную колонну 2, он содержит фенол в массовой доле X, а также другие компоненты в массовой доле (1-Х), которые, в основном, содержат бисфенол А и его изомеры, а также различные разветвленные продукты и продукты более высокой степени конденсации ацетона и фенола, как, например, гидроксифенилзамещенные инданы, хроманы, трисфенолы и подобные расщепляемые продукты. При этом состав (без фенольного компонента) во всех примерах и сравнительных примерах представляет собой: п,п-бисфенол А 35-40 мас.%, о,п-бисфенол А 9-12 мас.%, гидроксифенилзамещенные инданы 15-19 мас.%, гидроксифенилзамещенные хроманы 18-22 мас.%, трисфенол 3-5 мас.%, прочие составные части 9-12 мас.%. Это соответствует типичному составу потока, отведенного из установки производства бисфенола А.

В таблице 1 представлена чистота С(5), а также массовый поток М(5) фенольного потока 5, полученного в головной части колонны, для различных условий согласно примерам 1-7. Используемая колонна 2 имеет 20 теоретических тарелок и работает с флегмовым числом около 0,6 и при давлениях, которые устанавливаются при регулировке температуры Т(11) в основании колонны 2 в термодинамическом равновесии. При этом температура в реакторе 11 равняется температуре в основании колонны 2. Приведенные значения относятся к условиям равновесия, которые при непрерывной работе колонны устанавливаются через несколько часов.

Для оптимальной регенерации фенола из частичного потока 1 желательно максимизировать массовый поток М(5) и чистоту С(5) отделенного фенольного потока 5 для того, чтобы получить, по возможности, большое количество фенола высокой чистоты. Одновременно речь идет о том, чтобы минимизировать массовый поток М(9) остаточной смолы 9, непригодной для использования. В примерах 1 и 2 согласно изобретению, благодаря расщеплению содержащихся в частичном потоке 1 расщепляемых компонентов, увеличивают массовый поток М(5) отделенного фенольного потока 5 таким образом, что считая на массовую долю Х фенола в частичном потоке 1, получают выход фенола Y=М(5)/(X·М(1)>1,20 и одновременно получают фенольный поток 5 высокой чистоты С(5) и минимизируют массовый поток М(9) извлеченной остаточной смолы 9.

В примерах 1-3 и 5-7 расщепление в реакторе 11 поддерживают путем добавления серной кислоты. При этом используемые количества серной кислоты М (серной кислоты) вытекают из следующего уравнения: М (серной кислоты) = с·(1-Х)·М(1).

В сравнительном примере 3 температуру Т(11) в реакторе 11 снижают до 180°С. Вследствие этого выход фенола падает до 1,03, т.е. эффективное разложение более не происходит.

Сравнительный пример 4 демонстрирует влияние концентрации серной кислоты. Без дополнительной подачи кислоты (с=0 в примере 4 означает М (серной кислоты) = 0) эффективное расщепление не происходит, поэтому выход фенола падает до 0,97.

Сравнительный пример 5 показывает влияние массового потока, направленного через реактор 11, на зумпфовый продукт.Только при достаточном массовом потоке М(8) зумпфового продукта, направленном через реактор 11 и обратно в колонну 2, происходит эффективное расщепление и регенерация фенола. Поэтому для М(8)<0,3·М(1) выход фенола падает до 1,05.

Сравнительный пример 6 осуществляют, впрочем, при идентичном аппаратурном оформлении с колонной более низкой разделяющей способности (количество теоретических тарелок = 1). Хотя при этом достигают высокого выхода фенола Y=1,27, тем не менее, в головной части колонны добиваются только незначительной его чистоты (С5)=96,2 мас.%).

Сравнительный пример 7 осуществляют с уже использованной в примерах 1-5 колонной 2, однако минуя реактор 11, так что отсутствует необходимая для расщепления выдержка. В результате, несмотря на дозированное добавление серной кислоты, не достигают высокого выхода фенола Y в фенольном потоке.

Примеры и сравнительные примеры показывают, что в способе согласно изобретению при использовании дистилляционной колонны 2 и реактора 11 при дозированной подаче кислого катализатора расщепления можно получить фенол высокой чистоты с повышенным выходом в головной части колонны, и одновременно можно минимизировать количество остаточной смолы.

Таблица 1
	М(1) [т/ч]	X [-]	С [%]	Т(11) [°C]	С(5) [мас.%1	М(5) [т/ч]	Y[-]	М(9) [т/ч]	М(8) [т/ч]	T(1) [ч]
ПР.11)2)	2,75	0,65	0,06	205	99,88	2,19	1,22	0,56	3,10	19,4
Пр.21)2)	2,40	0,50	0,06	210	99,91	1,72	1,43	0,68	2,95	20,3
Срав. пр.31)2)	2,65	0,62	0,06	180	99,75	1,69	1,03	0,96	2,80	21,4
Срав. пр.41)2)	2,80	0,59	0,0	205	99,87	1,60	0,97	1,20	3,05	19,7
Срав. пр.51)2)	2,75	0,63	0,05	200	99,89	1,82	1,05	0,93	0,5	120,0
Срав. пр.63)2)	2,90	0,62	0,06	205	96,25	2,28	1,27	0,62	3,2	18,8
Срав. пр.71)4)	2,90	0,58	0,05	205	99,58	1,70	1,01	1,20	3,2	0

где

М(1) = массовый поток частичного потока 1,

Х = содержание фенола в частичном потоке 1,

С = концентрационный фактор для добавления серной кислоты M(H₂SО₄) = с·(1-Х)·М(1); дозированно добавляли 96%-ную серную кислоту,

Т(11) = температура в реакторе 11,

С(5) = содержание фенола в фенольном потоке 5,

М(5) = массовый поток фенольного потока 5,

Y = выход фенола, считая на содержание фенола в частичном потоке 1: Y = М(5)/(Х·М(1)),

М(9) = массовый поток остаточной смолы 9, выгружаемой для устранения отходов,

М(8) = массовый поток зумпфового продукта через реактор 11,

τ(11) = гидродинамическая выдержка в реакторе 11.

Примечания:

1) используют вакуумную колонну с 20 теоретическими тарелками,

2) используют реактор объемом 60 м³,

3) используют вакуумную колонну с 1 теоретической тарелкой,

4) минуют реактор 11.

1. Способ непрерывного выделения фенола из образованного при получении бисфенола А частичного потока, содержащего 40-90 мас.% фенола, 5-40 мас.% бисфенола А, а также 5-40 мас.% побочных компонентов, образующихся при взаимодействии фенола и ацетона с образованием бисфенола А, при которома) частичный поток подают в вакуумную дистилляционную колонну, содержащую, по крайней мере, 5 теоретических ступеней разделения,б) в вакуумной дистилляционной колонне фенол отгоняют через головную часть,в) выводят из процесса первую часть потока, выгружаемого из основания колонны, иг) вторую часть потока, выгружаемого из основания колонны, непрерывно переводят в реактор, в котором происходит изомеризация и расщепление бисфенола А и побочных компонентов, содержащихся в потоке, выгружаемом из основания колонны, с образованием фенола, при температурах >190°С и гидродинамической выдержке, по крайней мере, 120 мин в присутствии кислого катализатора, и затем направляют обратно в вакуумную дистилляционную колонну, причем массовый поток части потока, выгружаемого из основания колонны, направляемый в реактор, составляет более 30% массового потока введенного на этапе а) в вакуумную дистилляционную колонну частичного потока.

2. Способ по п.1, при котором в качестве кислого катализатора на этапе г) используют серную кислоту.

3. Способ по одному из пп.1 или 2, при котором изомеризацию и расщепление на этапе г) осуществляют при температурах >200°С.

4. Способ по одному из пп.1 или 2, при котором изомеризацию и расщепление на этапе г) осуществляют с гидродинамической выдержкой, по крайней мере, 4 ч.

5. Способ по п.3, при котором изомеризацию и расщепление на этапе г) осуществляют с гидродинамической выдержкой, по крайней мере, 4 ч.