解器由外部加热介质如低压水蒸汽或者导热油加热；
[0038] 相对于现有技术，分解更完全，AMS的收率更高
[0039] e)二级分解器的出料送入真空绝热闪蒸槽，利用二级分解器出料的热值闪蒸蒸发 分离丙酬、异丙苯等，闪蒸蒸汽经过冷却水冷凝及冷冻水冷凝后一部分冷凝液返回分解器， 其余部分冷凝液送到苯酪丙酬装置的精馈进料槽或者粗丙酬塔，真空绝热闪蒸槽的蓋液由 分解单元出料累送到苯酪丙酬装置中和单元，通过控制真空绝热闪蒸槽的操作溫度和压力 来调节闪蒸槽的闪蒸率；
[0040] 真空绝热闪蒸槽为立式绝热闪蒸分离器，操作溫度为70~96°C，操作压力为350~ 660mmhg。
[0041] 闪蒸蒸汽冷凝液的一部分作为分解出料送至下游粗丙酬塔或者精馈进料槽，运股 物料占总冷凝液量的比例为0~100%。
[0042] 闪蒸槽中分解液闪蒸率为8~36%，相对于进料量而言。
[0043] 回收出料的热量，不需要丙酬循环(来自下游），分解出料中丙酬含量低、精馈进料 盐含量低。
[0044] 上述技术方案中优先选择：
[0045] 过氧化氨异丙苯分解使用的催化剂为浓硫酸，浓硫酸至少从两个点加入该分解循 环系统中。优先选择两个点，两个点加入硫酸量的比例(物流12量与物流13量的比例)为0.1 ~6.2,优先选择0.2~3.6。
[0046] 分解系统中硫酸浓度为70~285ppmwt，优先选择80-16化pmwt。
[0047] 分解器操作压力为360~560mmhg，优先选择380~480mmhg。
[004引分解器操作溫度为50~86°C，优先选择60~72°C。
[0049] 循环回分解器的物料相对于主出料的循环比为10~300%，优先选择38~120%。 循环冷却器降溫幅度为10~48°C，优先选择26~38°C。
[0050] 循环物料进入分解器内设置内部分布器，分布器为排管式或者环管式，分布器材 质应该比分解器使用的材质更耐腐蚀如哈氏合金。该分布器需设置在分解器内液体液面之 下，分布管上开向下喷射的园孔，孔的数量为3-12个，优先选择4~8个，喷射速度为3~12 米/秒，优先选择5~8米/秒。
[0051] -定量的工艺水加入分解器，分解系统水的含量为0.3~3 %，优先选择0.8~ 1.6%。
[0052] 分解器蒸发蒸汽冷凝液的一部分丙酬出料作为分解出料送至下游精丙酬塔或者 精馈进料槽，运股物料占该总冷凝器液的比例为0~30%，优先选择10~20%。
[0053] 二级分解器为平推流管式反应器，操作溫度110~166°C，优先选择120~148°C，操 作压力0.46~0.86Mpag，优先选择0.56~0.76Mpag。
[0054] 分解液闪蒸槽为带除沫器的立式绝热闪蒸分离器，操作溫度70~96°C，优先选择 76~90°C，操作压力350~660mmhg，优先选择380~500mmhg。
[0055] 闪蒸蒸汽冷凝液的一部分或者全部作为分解出料送至下游精馈进料槽或者粗丙 酬塔，运股物料占总冷凝液的比例为0~100%，优先选择45~75%。
[0056] 闪蒸槽中分解液闪蒸率(相对于进料)为8~36%，优先选择10~25%。
[0057] 分解器内物料停留时间为3~10分钟，优先选择4~8分钟。
[005引二级分解器内物料停留时间为0.5~6分钟，优先选择1~2.5分钟。
[0059] 与现有技术相比，本发明的积极效果是：
[0060] 本发明在试验数据的基础上进行了进一步的改进，形成新的技术。本发明在降低 苯酪丙酬装置异丙苯消耗的同时，也降低了硫酸催化剂的消耗，降低了装置的能耗，提高了 装置的开车率(减少了精馈系统的停车）。
[0061] 本发明所解决的问题是苯酪丙酬装置中过氧化氨异丙苯分解单元原料消耗高及 分解液中盐含量高的问题，发明通过改进现有的分解流程、设计新的操作条件、增加分解液 闪蒸设施等，来减少分解过程中焦油的生成量，降低原料异丙苯的消耗，降低催化剂硫酸的 消耗，并通过降低分解液中丙酬的含量、使分解的出料更有利于苯酪丙酬装置后续中和除 酸及除盐过程的完成，也避免后续单元将丙酬循环回分解而降低其负荷（即提高设备效率 和降低公用工程消耗），提高苯酪丙酬装置的开车率，降低生成成本。
[0062] 本发明与现有技术的主要不同点：分解系统更低的硫酸浓度（降低焦油生成），分 解器更低的溫度(降低焦油生成），增加(相对于现有技术)分解液循环冷却(稀释硫酸、降低 分解器溫度，降低焦油生成），分布器出口局部硫酸浓度更低（降低焦油生成），分解器蒸汽 冷凝液部分作为分解的产品送出（可W用于生产低甲醇含量的丙酬），二级分解更高的溫度 (过氧化二异丙苯、二甲基节醇分解更完全），增加分解液闪蒸系统（回收热量、消除丙酬产 品循环、降低精馈进料盐含量）。
【附图说明】：
[0063] 图1过氧化氨异丙苯分解工艺流程图见。
[0064] 附图中的标记为：
[0065] R-I为分解器，R-2为二级分解器，P-I为分解器出料累，P-2为分解单元出料累，E-I 为分解循环冷却器，E-2为分解蒸汽冷凝器，E-3为分解尾气冷凝器，E-4为闪蒸蒸汽冷凝器， E-5为闪蒸尾气冷凝器，M-I为量热器，V-I为闪蒸槽。
[0066] 1为浓过氧化氨异丙苯溶液，2为工艺调节水，3为丙酬出料，4为回流丙酬，5为不凝 性尾气，6为冷冻水，物流7为循环水，8为主出料，9为主循环物料，10为小流量物料，11为循 环冷却水，12为硫酸I，13为硫酸II，14为闪蒸回流冷凝液，15为闪蒸出料冷凝液，16为不凝 性气体，17为第二冷冻水，18为循环冷却水，19为蒸汽或导热油，20为分解液，21为分解单元 出料。
【具体实施方式】
[0067] W下提供本发明一种提高过氧化氨异丙苯分解收率的方法的【具体实施方式】。
[0068] 附图及说明:过氧化氨异丙苯分解工艺流程图见附图1。过程说明：
[0069] 苯酪丙酬装置中，工艺生产使用异丙苯为原料，同时生产苯酪和丙酬两种产品。异 丙苯先经过氧化生成过氧化氨异丙苯，过氧化氨异丙苯在硫酸催化下分解为苯酪、丙酬及 其它副产物，分解液经过中和除酸除盐、精馈、催化处理等一系列净化过程得到苯酪和丙 酬。
[0070] 原料异丙苯首先在氧化单元中由空气中的氧气氧化生成过氧化氨异丙苯，氧化出 料（称为氧化液）中过氧化氨异丙苯的浓度一般为20~36%，压力氧化（压力一般为 0.3Mpag)工艺中氧化液浓度较低为含过氧化氨异丙苯20~26%，近常压氧化(压力一般为 0.03Mpag)工艺中氧化液浓度较高为含过氧化氨异丙苯28~36%。氧化液在进入分解单元 前通过真空浓缩提高过氧化氨异丙苯的浓度，浓氧化液的浓度一般为78~85 %。
[0071] 浓过氧化氨异丙苯溶液1与回流丙酬4混合后由分解器R-I上部进入分解器内，由 氧化单元的累送入分解单元的分解器;精馈单元回收的真空系统冷凝水作为工艺调节水2 由精馈单元累送入分解器，调节水的组成是含水98.71%、丙酬1.06%、苯酪0.23%;浓度为 98%的浓硫酸分两股(具体为硫酸112和硫酸1113)由分解器出料累P-I送入分解器循环管 内；
[0072] 过氧化氨异丙苯在分解器内在硫酸催化下分解为苯酪、丙酬、过氧化二异丙苯及 其它副产品。过氧化氨异丙苯分解为快速放热反应，反应热通过丙酬的蒸发和分解液循环 冷却器E-I移出。分解器蒸发的丙酬等从分解器顶部出来，依次经过循环水7(溫度一般为30 °C)分解液蒸汽冷凝器E-2和冷冻水6(溫度一般为(TC)分解尾气冷凝器E-3冷凝，不凝性尾 气5去真空系统，冷凝液大部分的回流丙酬循环回分解器，少部分丙酬出料