3作为分解出料 之一送到装置下游的精丙酬塔或者精馈进料槽。
[0073] 分解器的液体出料由累送出，并分为=股。第一股出料为主循环物料9,经过冷却 水11(溫度一般为30°C)冷却器冷却后与主要的硫酸II混合后一起循环回分解器。第二股出 料为小流量物料物流10,经过量热器与硫酸I混合后并入主循环物流，通过测量量热器进出 料的溫度变化来观察控制分解的程度。第=股出料为主出料8,首先经过蒸汽19加热的二级 分解器将分解过程的副产品过氧化二异丙苯分解为苯酪、丙酬和Q-甲基苯乙締，氧化产生 的副产品二甲基节醇在二级分解器中脱水生成O-甲基苯乙締。
[0074] 二级分解器的分解液20直接送入闪蒸槽V-I，闪蒸蒸发其中的一部分丙酬和异丙 苯等组分。闪蒸出的蒸汽依次经过循环水18(溫度一般为30°C)闪蒸蒸汽冷凝器E-4和第二 冷冻水17(溫度一般为(TC)闪蒸尾气冷凝器E-5冷凝，不凝性尾气16去真空系统，闪蒸回流 冷凝液14 一部分循环回分解器，另一部分闪蒸出料冷凝液15作为分解出料之一送到装置下 游的精馈进料槽或者粗丙酬塔。闪蒸槽的分解出料21由分解单元出料累P-2送到装置下游 的中和单元。
[00巧]实施例1
[0076] 苯酪丙酬装置氧化单元来的浓过氧化氨异丙苯溶液含有过氧化氨异丙苯 81.92%、异丙苯14.33%、二甲基节醇3.36%、苯乙酬0.39%，由氧化单元的累送入分解单 元的分解器R-I;精馈单元回收的真空系统冷凝水作为工艺调节水由精馈单元累送入分解 器，工艺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1113和硫酸112))由分解器出料累累P-I送入分解器循环管内；过氧化氨异 丙苯在硫酸催化剂下发生分解放热反应，分解器溫度为62°C、压力为426mmhg，硫酸浓度为 lOOppm，分解水含量为1%，反应热量使分解器内的大量丙酬及少量异丙苯、a-甲基苯乙締 等蒸发，运股蒸汽经过冷凝器冷凝后冷凝液大部分循环回分解器，丙酬出料作为分解单元 的一股产品送出到苯酪丙酬装置的精丙酬塔或者精馈进料槽，丙酬出料占总冷凝液的比为 1:10,不凝性尾气5送真空系统;分解器蓋液由累送出，一部分(循环主循环物料和小流量物 料）、另一部分送入二级分解器，循环部分物流与净出料的比值为0.76:1;二级分解器使用 l.OMpag低压蒸汽加热，二级分解器内溫度为136°C、压力为0.72Mpag;二级分解器出料进入 闪蒸槽闪蒸分离，闪蒸蒸汽经过两级冷凝后一部分去分解器、另一部分去下游苯酪丙酬装 置的精馈进料槽或者粗丙酬塔，，闪蒸出料冷凝液和闪蒸回流冷凝液的比例为0.5:1，闪蒸 槽溫度为86°C、压力为450mmhg，闪蒸槽蓋液由分解单元出料累送到苯酪丙酬装置的中和单 J L O
[0077] 表1实施例1各物流组成(质量分率)表 [007引
[00791
[0080] 表中，代号CHP表示过氧化氨异丙苯，代号AMS表示a-甲基苯乙締，代号DMPC表示二 甲基节醇，代号DCP表示过氧化二异丙苯。
[0081 ] 实施例2
[0082] 实施例1中，对于生产能力20万吨苯酪丙酬/年的装置，两股的硫酸的比例为10:1 (具体为硫酸1113和硫酸112)，循环冷却器出口溫度为52°C，进入量热器的流量)为1.6m^ h，量热器硫酸加入量为1 kg/h，分解器内循环分布器采用排管式，喷射孔直径为6mm，孔数量 为6个。
[0083] 节约异丙苯原料2529吨/年，硫酸(浓度98%)原料91吨/年，烧碱(浓度32%)原料 229吨/年，循环水656110吨/年，蒸汽3568吨/年。
[0084] 实施例3
[0085] 实施例1中，对于生产能力35万吨苯酪丙酬/年的装置，两股的硫酸的比例为16:1 ((具体为硫酸1113和硫酸112))，循环冷却器出口溫度为56°C，量热器流量为2.6mVh，量热 器硫酸加入量为1.化g/h，分解器内循环分布器采用排管式，喷射孔直径为7mm，孔数量为8 个。
[0086] 节约异丙苯原料4492吨/年，硫酸(浓度98 % )原料158吨/年，烧碱(浓度32 % )原料 406吨/年，循环水1173170吨/年，蒸汽6331吨/年。
[0087] 实施例4
[0088] 现有分解单元改进，分解蒸汽冷凝液和闪蒸蒸汽冷凝液均不作为产品出料，即丙 酬出料3和闪蒸出料冷凝液15流量均为零。
[0089] 苯酪丙酬装置氧化单元来的浓过氧化氨异丙苯溶液含有过氧化氨异丙苯 81.92%、异丙苯14.33%、二甲基节醇3.36%、苯乙酬0.39%，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由精馈单元累送入分解器， 工艺调节水的组成是含水98.71 %、丙酬1.06%、苯酪0.23% ;浓度为98%的硫酸分两股(具 体为硫酸112和硫酸1113)由累送入分解器循环管内；过氧化氨异丙苯在硫酸催化剂下发生 分解放热反应，分解器溫度为65 °C、压力为460mmhg，硫酸浓度为10化pm，分解水含量为1 %， 反应热量使分解器内的大量丙酬及少量异丙苯、曰-甲基苯乙締等蒸发，运股蒸汽经过冷凝 器冷凝后全部分循环回分解器，不凝性尾气送真空系统；分解器蓋液由累P-I送出，一部分 循环(循环主循环物料和小流量物料）、另一部分送入二级分解器R-2,循环部分物流与净出 料的比值为0.68:1;二级分解器使用1.OMpag低压蒸汽加热，二级分解器内溫度为128°C、压 力为0.72Mpag;二级分解器出料20进入闪蒸槽闪蒸分离，蒸汽经过两级冷凝后全部循环回 分解器，闪蒸槽溫度为83°C、压力为430mmhg，闪蒸槽蓋液由分解单元出料累送到苯酪丙酬 装置的中和单元。
[0090] 表2实施例4各物流组成(质量分率)表
[0091]
[0092] 表中，代号CHP表示过氧化氨异丙苯，代号AMS表示a-甲基苯乙締，代号DMPC表示二 甲基节醇，代号DCP表示过氧化二异丙苯。
[0093] 实施例5
[0094] 实施例4中，对于生产能力20万吨苯酪丙酬/年的装置，两股的硫酸的比例为10:1 (具体为硫酸1113和硫酸112)，循环冷却器出口溫度为56°C，量热器流量为2.6mVh，量热器 硫酸加入量为1.化g/h，分解器内循环分布器采用排管式，喷射孔直径为6mm，孔数量为8个。 [00M] 节约异丙苯原料2480吨/年，硫酸(浓度98%)原料91吨/年，烧碱(浓度32%)原料 229吨/年，循环水637000吨/年，蒸汽3464吨/年。
[0096] 实施例6
[0097] 实施例4中，对于生产能力35万吨苯酪丙酬/年的装置，两股的硫酸的比例为16:1 (具体为硫酸1113和硫酸112)，循环冷却器出口溫度为59°C，量热器流量为4.5mVh，量热器 硫酸加入量为2 .化g/h，分解器内循环分布器采用排管式，喷射孔直径为7mm，孔数量为10 个。
[0098] 节约异丙苯原料4400吨/年，硫酸(浓度98 % )原料158吨/年，烧碱(浓度32 % )406 吨/年，循环水1139220吨/年，蒸汽6146吨/年。
[0099] 实施例7
[0100] 分解器蒸汽冷凝液不作为分解单元产品送出，闪蒸槽蒸汽冷凝液全部作为分解单 元产品送出。
[0101] 苯酪丙酬装置氧化单元来的浓过氧化氨异丙苯溶液含有过氧化氨异丙苯 81.92%、异丙苯14.33%、二甲基节醇3.36%、苯乙酬0.39%，由氧化单元的累送入分解单 元的分解器R-I;精馈单元回收的真空系统冷凝水作为工艺调节水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%的硫酸分两股（（具 体为