一种苯酚、苯二酚的生产方法及使用的蒸馏塔的制作方法
【专利摘要】本发明提供了一种苯酚、苯二酚的生产方法及使用的蒸馏塔，涉及化工技术领域。该生产方法包括将质量百分比浓度为1～100％的双氧水和催化剂从蒸馏塔的上部通入，将苯从蒸馏塔的下部通入，双氧水、催化剂、苯的质量比为1:0.001～0.6:0.01～10。本发明提供的生产方法反应温度高，反应速度快，无强毒性物质产生，工艺灵活，设备投资费用低。
【专利说明】
-种苯齡、苯二齡的生产方法及使用的蒸溜塔
技术领域
[0001] 本发明设及化工技术领域，具体而言，设及一种苯酪、苯二酪的生产方法及使用的 蒸馈塔。
【背景技术】
[0002] 苯酪是一种常见的化学品，是重要的有机化工原料，是生产某些树脂、杀菌剂、防 腐剂W及药物(如阿司匹林）的重要原料，其也是一种电解质。苯酪用途广、产量大，工业上 主要由异丙苯制得，目前生产苯酪的主要工艺有横化法、氯苯法、异丙苯法等。
[0003] 苯二酪中的对苯二酪应用广泛，是医药、农药、染料和橡胶等的重要原料、中间体 和助剂，其主要应用于显影剂、蔥酿染料、偶氮染料、橡胶防老剂和单体阻聚剂、食品稳定 剂、涂料抗氧化剂、石油抗凝剂、合成氨催化剂等方面。20世纪90年代中期，我国曾有10余家 企业采用苯胺儘盐氧化法生产对苯二酪。但随着我国环保工作加强，W及期间对苯二酪市 场低迷，所W国内大批对苯二酪生产厂家被迫关闭。
[0004] 而现有技术中，采用双氧水直接氧化苯制备苯酪和苯二酪的大多采用非连续的方 法进行生产，而且都是采用蓋式反应器或管式反应器进行，在工业的大批量生产的情况下， 由于双氧水和苯初始添加量较多，而产物为零，所W依据反应动力学可知，主副反应均较快 发生，反应剧烈，溫升较高，反应副产物也较多，目的产物选择性较低。而随着反应时间的延 长，反应物和产物之间的浓度差减少，反应动力降低，反应速率又会下降。
【发明内容】
[0005] 本发明的目的在于提供一种苯酪、苯二酪的生产方法，此苯酪、苯二酪的生产方法 副产物少，产物选择性高，反应速度快。
[0006] 本发明的另一目的在于提供一种生产方法中使用的蒸馈塔，该蒸馈塔结构简单， 实用性高。
[0007] 本发明解决其技术问题是采用W下技术方案来实现的：
[000引一种苯酪、苯二酪的生产方法，包括将质量百分比浓度为1~100%的双氧水和催 化剂从蒸馈塔的上部通入，将苯从蒸馈塔的下部通入，双氧水、催化剂、苯的质量比为1: 0.001~0.6:0.01~10。
[0009] 优选地，在本发明较佳实施例中，上述蒸馈塔的回流比为0~10,优选为0~5。
[0010] 优选地，在本发明较佳实施例中，上述蒸馈塔的塔顶溫度为50~150°C，优选为80 ~130°C，蒸馈塔的塔底溫度为80~180°C，优选为120~160°C。
[0011] 优选地，在本发明较佳实施例中，上述蒸馈塔的塔顶的绝对压力为0.048~ 1. OMPa，优选为0.14~0.62MPa，蒸馈塔的塔底的绝对压力为0.14~2.2MPa，优选为0.5~ 1.33M 化。
[0012] 优选地，在本发明较佳实施例中，上述催化剂为粉状的催化剂。
[0013] 优选地，在本发明较佳实施例中，上述蒸馈塔的内部设有催化剂。
[0014] 优选地，在本发明较佳实施例中，上述催化剂选自含过渡金属催化剂、沸石分子 筛、铁娃分子筛、改性铁娃分子筛、杂多酸催化剂和层柱状催化剂中的一种或多种，优选铁 娃分子筛。
[0015] 另外，一种上述的苯酪、苯二酪的生产方法中使用的蒸馈塔，蒸馈塔设有与其内部 连通的上部入口、下部入口、顶端出口和底端出口。
[0016] 优选地，在本发明较佳实施例中，上述蒸馈塔还包括再沸器，再沸器通过管线分别 与底端出口、下部入口连通。
[0017] 优选地，在本发明较佳实施例中，上述上部入口设置于蒸馈塔的正数第一层塔板 和倒数第二层塔板之间，正数第一层塔板从蒸馈塔的远离地面的一端开始计算。
[0018] 相对于现有技术，本发明包括W下有益效果:本发明中，反应原料为苯和双氧水， 双氧水先和催化剂充分混合后，再共同从蒸馈塔的上部通入，双氧水和催化剂自上而下，而 苯从蒸馈塔的下部通入，苯自下而上，苯与双氧水对流接触，在蒸馈塔中发生反应，生成反 应产物。
[0019] 具体而言，制备苯酪时，苯酿是主要的副产物。而在反应过程中，双氧水和苯都在 逐渐流动，但在蒸馈塔的上部，由于此处为双氧水的通入位置，所W在上部位置，双氧水的 含量相对苯而言是过量的，此时能保证苯具有较高的转化率，其反应速度较快，生成苯酪， 而在此，苯酪浓度较低，所W苯酪与过氧化氨生成副产物苯酿的量也很少；在蒸馈塔的下 部，由于此处为苯的通入位置，所W在下部位置，苯的含量相对双氧水而言是过量的，此时 能保证过氧化氨具有较高的转化率，其反应速度较快，生成苯酪，而在此，苯酪浓度较高，过 氧化氨浓度较低，所W苯酪转化成苯酿的量也很少。
[0020] 制备对苯二酪时，苯酿和苯二酿是主要的副产物。与上述制备苯酪的过程原理相 同，苯酿等副产物浓度也很低。
[0021] 该方法操作简单，蒸馈塔中反应溫度高，原料反应速度快、转化率高，产物选择性 高，纯度也高，副产物少。而且，可W通过调节入口的进料量来目的性的生产苯酪和/或苯二 酪。工艺灵活，设备投资费用低，能耗低，生产方法中无强毒性物质产生，环保。不仅可W用 于单独制备苯酪，也可W用于单独制备苯二酪，还可W用于同时制备苯酪和苯二酪。
【附图说明】
[0022] 为了更清楚的说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现 有技术描述中所需要使用的附图作简单的介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本 发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可W 根据运些附图获得其它的附图。
[0023] 图1是本发明实施例一提供的苯酪和苯二酪的生产方法的流程示意图。
[0024] 其中，附图标记汇总如下：
[0025] 第一管线101;第二管线102;第Ξ管线103;第四管线104;第五管线105;第六管线 106;第屯管线107;第八管线108;第九管线109;第十管线110;蒸馈塔111。
【具体实施方式】
[0026] 为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将对本发明实施例中 的技术方案进行清楚、完整地描述。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建 议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可W通过市售购买获得的常规产 品。
[0027]下面对本发明实施例的苯酪、苯二酪的生产方法及使用的蒸馈塔进行具体说明。 [00%]苯酪、苯二酪的生产方法，包括将质量百分比浓度为1~100%的双氧水和催化剂 从蒸馈塔的上部通入，将苯从蒸馈塔的下部通入，双氧水、催化剂、苯的质量比为1:0.001~ 0.6:0.01 ~10。
[0029] 双氧水的质量百分比浓度优选为5~40%。双氧水、催化剂、苯的质量比优选为1: 0.01~0.2:0.1~5。通过调整苯和双氧水的进料量，使二者在蒸馈塔内充分接触反应，提高 反应效率和反应原料转化率，结合对所加入的双氧水的浓度的控制，W得到苯酪或苯二酪， 或同时得到两者的混合物。
[0030] 上述的生产方法中使用的蒸馈塔设有与其内部连通的上部入口、下部入口、顶端 出口和底端出口。该蒸馈塔为板式塔。板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质 设备，由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。上部入口设置于蒸馈 塔的正数第一层塔板和倒数第二层塔板之间，其中，正数第一层塔板从蒸馈塔的远离地面 的一端开始计算。当然，上部入口和下部入口的设置位置可根据实际情况及需求确定，但应 保证双氧水和催化剂的进料位置位于苯的进料位置之上，W使二者形成对流接触。
[0031] 苯不溶于水和双氧水，与双氧水混合时为液液两相。在固体催化剂作用下，苯和双 氧水反应生成水、苯酪和/或苯二酪，但是液液固Ξ相混合时，不同体系接触面积极小，即使 在揽拌条件下也难W混合均匀，所W反应物和催化剂难W相互接触。而现有技术中，都是利 用蓋式反应器或管式反应器制备苯酪和/或苯二酪，由于苯的沸点较低，反应一旦在较高的 溫度下进行，原料苯就会逸出，导致原料浪费，反应速率低，生产能力较小。而且现有的制备 方法得到的反应产物与反应中的其他物质混合在一起。如采用固体催化剂时，就需要对得 到的混合物进行固（催化剂)液(反应产物)分离、液(苯相)液(水相)分离，苯酪(苯二酪)和 苯的分离，苯酪(苯二酪)和水的分离。
[0032] 而本发明中利用了蒸馈塔进行反应，双氧水和催化剂从上部入口通入蒸馈塔内， 苯从下部入口通入蒸馈塔内。由于塔底的溫度较高，而苯的沸点较低，所W当苯从下部入口 通入后，其会被汽化，转变成气态，往上流动，而且在蒸馈塔的下部，苯的含量较多；而双氧 水从上部入口通入，其会往下流动，而且在蒸馈塔的上部，双氧水的含量较多。在蒸馈塔的 内部，反应体系为气液固Ξ相。在反应过程中，上部的双氧水将逐渐与下部的苯接触，而由 于蒸馈塔为板式塔，所W蒸馈塔内部有多个塔板，多个塔板就能够增加气液之间的接触面， 使得物料混合均匀，反应充分。而且，苯自下而上与双氧水(含粉状催化剂)进行逆流接触， 苯在双氧水中鼓泡并向上移动，能够促使催化剂在双氧水中混合均匀，同时防止催化剂在 反应气内沉积，保证了催化剂的流动性。另外，利用本发明提供的方法操作，未反应的苯从 蒸馈塔的塔顶输出，如此就减少了苯酪(苯二酪)和苯之间的分离操作，减少了总的分离投 资费用和运行费用。蒸馈塔的塔底的水相中，苯酪(苯二酪)的浓度也得到了提升。
[0033] 利用本发明提供的方法来制备苯酪和/或苯二酪，蒸馈塔的塔顶气体中除了苯蒸 汽外，还含有大量的水蒸气，双氧水中过氧化氨的浓度得到提高也能提高反应速率。本发明 提供的方法使反应热得到了综合利用，同时避免了蓋式反应器的飞溫，工艺条件更加稳定， 操作更加简单。本发明提供的方法中，催化剂是与双氧水共同通入的，装填和卸剂方便，而 且其在蒸馈塔外部与产物分离后，可直接进行再生，如此，就避免了其在蒸馈塔内部再生而 造成蒸馈塔的停工，提高了生产效率。同时由于整个反应过程中，原料是从上部入口和下部 入口源源不断的通入，反应产物从底端出口不断的流出，所W整个生产可W是持续性而非 间歇性的。蒸馈塔顶部输出的物质经分离后得到的苯，优选将其重新回收利用，W节省成 本，提高反应原料利用率。
[0034]上述生产方法中，蒸馈塔的回流比为0~10,优选为0~5。回流比的大小，对蒸馈过 程的分离效果和经济性有着重要的影响。当然，具体的回流比应根据实际反应条件和反应 原料用量来确定。
[00巧]蒸馈塔的塔顶溫度为50~150°C，优选为80~130°C，蒸馈塔的塔底溫度为80~180 °C，优选为120~160°C。在该溫度下，能够保证蒸馈塔内气液固Ξ相的反应体系。而具体溫 度应根据实际反应原料用量、催化剂性质和目标产物种类来确定。
[0036] 蒸馈塔的塔顶的绝对压力为0.048~1. OMPa，优选为0.14~0.62MPa，蒸馈塔的塔 底的绝对压力为0.14~2.2MPa，优选为0.5~1.33MPa。蒸馈塔内的适当压力，可保证反应原 料的充分接触和反应，压力受反应原料量及溫度的影响。
[0037] 在适当溫度、压力及催化条件下，苯和双氧水可充分接触反应。本发明提供的方法 反应条件溫和、适应性广、反应溫度高、反应速率快、设备投资费用低，可通过控制双氧水和 苯的进料量，选择性得到苯酪和/或苯二酪，能够进行连续反应，连续收集产物。
[0038] 催化剂为粉状的催化剂。粉状催化剂能够在反应过程中，增加反应物和催化剂接 触的几率，而且粉状的催化剂在后期回收利用时，也更容易从物料中分离出来。
[0039] 蒸馈塔的内部设有催化剂。蒸馈塔的内部设有催化剂，又从外部通入了催化剂，所 W即使在反应后，底端出口输出了部分催化剂，从上部入口通入的催化剂也能及时进行补 充，如此，就保证了环境中催化剂含量的充足，有效避免因催化剂不足而导致的间歇性停 工。
[0040] 本发明中提到的催化剂选自含过渡金属催化剂、沸石分子筛、铁娃分子筛、改性铁 娃分子筛、杂多酸催化剂和层柱状催化剂中的一种或多种，优选铁娃分子筛。
[0041 ]本发明中，双氧水进入反应蒸馈塔的状态为液态，苯进入反应蒸馈塔的状态并不 进行限制。
[0042]本发明中，双氧水(双氧水)转化率、苯酪选择性和苯二酪的选择性计算方式如下：
[0046]上述蒸馈塔还包括再沸器，再沸器通过管线分别与底端出口、下部入口连通。如 此，催化剂就可W在蒸馈塔内部和蒸馈塔外部循环流动，其可W在蒸馈塔外部进行催化剂 再生，然后再输入蒸馈塔内部，其也可W与双氧水混合后再输入蒸馈塔内部。如此，就能够 有效避免催化剂不足而导致的间歇性停工。当然，再沸器也可w不与下部入口连通，其可w 与蒸馈塔的其它入口连通，只要能够连通到蒸馈塔的内部即可。
[0047] W下结合实施例对本发明的特征和性能作进一步的详细描述：
[004引实施例一
[0049] 图1示出了本实施例提供的苯酪的生产方法，包括利用蒸馈塔111，该蒸馈塔111设 有与其内部连通的上部入口、下部入口、顶端出口和底端出口。该蒸馈塔111共计34层塔板， 蒸馈塔111的顶部无冷凝器，蒸馈塔111的塔顶溫度80°C，塔顶绝对压力O.HMPa，塔底溫度 135°C，塔底绝对压力0.72MPa，回流比为0。蒸馈塔111还包括再沸器，再沸器分别与底端出 口、蒸馈塔111的其它入口连通。
[0050] 粉状的铁娃分子筛自第二管线102与第一管线101中的双氧水混合，通过上部入口 进入蒸馈塔111内，苯自第Ξ管线103通过下部入口进入蒸馈塔111内。在蒸馈塔111内，苯和 双氧水在铁娃分子筛的作用下发生反应，生成苯酪和水。未反应的苯蒸汽和杂质气体从顶 端出口经第四管线104输出，一部分回流冷凝后经第六管线106重新进入蒸馈塔111内，另一 部分经第五管线105流出。塔底液体和铁娃分子筛从底端出口经第屯管线107流出，部分经 第八管线108进入再沸器后通过第九管线109返回至蒸馈塔111，另一部分经第十管线110流 出。
[0051] 铁娃分子筛和双氧水混合后从上部入口蒸馈塔的远离地面的一端开始计算塔 板，在第21层塔板处)进入蒸馈塔，200mg/g的双氧水的进料量为80kg/h，铁娃分子筛与双氧 水的质量比为0.6:1，苯自蒸馈塔的下部入口进入，进料量为lOOkg/h，未反应的苯蒸汽和杂 质气体自顶端出口输出，分离后，苯重新进入蒸馈塔内进行反应，液体、铁娃分子筛的混合 物料自底端出口输出，分离后得到苯酪、废水和铁娃分子筛，铁娃分子筛进入再沸器再生后 重新返回蒸馈塔内部。
[0052] 本实施例中，双氧水转化率97%，苯酪选择性97.8%。
[0053] 实施例二
[0054] 本实施例提供的苯酪的生产方法，包括利用蒸馈塔，该蒸馈塔的机械结构(包括再 沸器、上部入口、下部入口、顶端出口和底端出口）与实施例一的蒸馈塔相同，环境条件、塔 板数、原料用量等与实施例一中的蒸馈塔的不相同。本实施例提供的蒸馈塔共计30层塔板， 蒸馈塔的顶部设有冷凝器，蒸馈塔的塔顶溫度50°C，塔顶绝对压力0.048M化，塔底溫度80 °C，塔底绝对压力0.14MPa，回流比为3。
[0055] 本实施例中，环境压力低，所W即使在80°C的情况下，苯依然会转变为气态。
[0056] 粉状的铁娃分子筛和双氧水混合后从上部入口蒸馈塔的远离地面的一端开始 计算塔板，在第21层塔板处)进入蒸馈塔，lOOOmg/g的双氧水的进料量为8kg/h，铁娃分子筛 与双氧水质量比为0.001:1，苯自蒸馈塔的下部入口进入，进料量为30kg/h，未反应的苯蒸 汽和杂质气体自顶端出口输出，分离后，苯重新进入蒸馈塔内进行反应，液体、铁娃分子筛 的混合物料自底端出口输出，分离后得到苯酪、废水和铁娃分子筛。
[0057] 本实施例中，双氧水转化率95%，苯酪选择性99.5%。
[0化引实施例Ξ
[0059]本实施例提供的苯酪和苯二酪的生产方法，包括利用蒸馈塔，该蒸馈塔的机械结 构(包括再沸器、上部入口、下部入口、顶端出口和底端出口）与实施例一的蒸馈塔相同，环 境条件、塔板数、原料用量等与实施例一中的蒸馈塔的不相同。本实施例提供的蒸馈塔共计 28层塔板，蒸馈塔的顶部设有冷凝器，蒸馈塔的塔顶溫度95 Γ，塔顶绝对压力0.2M化，塔底 溫度140°C，塔底绝对压力0.82MPa，回流比为10。
[0060]铁娃分子筛和双氧水混合后从上部入口蒸馈塔的远离地面的一端开始计算塔 板，在第1层塔板处)进入蒸馈塔，350mg/g的双氧水的进料量为lOOkg/h，铁娃分子筛与双氧 水质量比为0.6:1，苯自蒸馈塔的下部入口进入，进料量为180kg/h，未反应的苯蒸汽和杂质 气体自顶端出口输出，分离后，苯重新进入蒸馈塔内进行反应，液体、铁娃分子筛的混合物 料自底端出口输出，分离后得到苯酪、苯二酪、废水和铁娃分子筛。
[0061 ] 本实施例中，双氧水转化率93.5%，苯酪选择性62.5%，苯二酪选择性36%。
[0062] 实施例四
[0063] 本实施例提供的苯酪和苯二酪的生产方法，包括利用蒸馈塔，该蒸馈塔的机械结 构(包括再沸器、上部入口、下部入口、顶端出口和底端出口）与实施例一的蒸馈塔相同，环 境条件、塔板数、原料用量等与实施例一中的蒸馈塔的不相同。本实施例提供的蒸馈塔共计 26层塔板，蒸馈塔的顶部设有冷凝器，蒸馈塔的塔顶溫度10(TC，塔顶绝对压力0.25MPa，塔 底溫度160°C，塔底绝对压力1.33MPa，回流比为2。
[0064] 本实施例中，环境压力高，所W即使在160°C的情况下，双氧水依然为液体状态。
[0065] 粉状的铁娃分子筛和双氧水混合后从上部入口蒸馈塔的远离地面的一端开始 计算塔板，在第1层塔板处)进入蒸馈塔，50mg/g的双氧水的进料量为化g/h，铁娃分子筛与 双氧水质量比为0.1:1，苯自蒸馈塔的下部入口进入，进料量为lOkg/h，未反应的苯蒸汽和 杂质气体自顶端出口输出，分离后，苯重新进入蒸馈塔内进行反应，液体、铁娃分子筛的混 合物料自底端出口输出，分离后得到苯酪、苯二酪、废水和铁娃分子筛。
[0066] 本实施例中，双氧水转化率98%，苯酪选择性57.8%，苯二酪选择性38.7 %。
[0067] 实施例五
[0068] 本实施例提供的苯酪的生产方法，包括利用蒸馈塔，该蒸馈塔的机械结构(包括再 沸器、上部入口、下部入口、顶端出口和底端出口）与实施例一的蒸馈塔相同，环境条件、塔 板数、原料用量等与实施例一中的蒸馈塔的不相同。本实施例提供的蒸馈塔共计15层塔板， 其塔顶溫度130°C，塔顶绝对压力0.62MPa，塔底溫度180°C，塔底绝对压力2.2MPa，回流比为 5。
[0069] 粉状的铁娃分子筛和双氧水混合后从上部入口蒸馈塔的远离地面的一端开始 计算塔板，在第5层塔板处)进入蒸馈塔，lOmg/g的双氧水的进料量为化g/h，铁娃分子筛与 双氧水质量比为0.1:1，苯自蒸馈塔的下部入口进入，进料量为0.化g/h，未反应的苯蒸汽和 杂质气体自顶端出口输出，分离后，苯重新进入蒸馈塔内进行反应，液体、铁娃分子筛的混 合物料自底端出口输出，分离后得到苯酪、废水和铁娃分子筛，铁娃分子筛进入再沸器，当 有机质达到2% W上时再生。
[0070] 本实施例中，双氧水转化率90%，苯酪选择性96.4%。
[0071] 现有技术中，异丙苯法制备苯酪、丙酬是获得苯酪、丙酬的主要技术路线，从20世 纪50年代开始工业化到目前为止，世界上约90 %的苯酪来自该路线，其在世界苯酪工业中 占主导地位。
[0072] 异丙苯法合成生产苯酪具体分为Ξ步反应:第一步反应是采用气相法或液相法使 丙締和苯发生加成反应生成异丙苯;第二步反应是将异丙苯氧化生成双氧水异丙苯;第Ξ 步是双氧水异丙苯分解为苯酪和丙酬。该生产方法中所用催化剂种类繁多，如，其在第二步 反应时就采用硫酸作为催化剂，而如此，对设备材质要求就高、成本就高，而且还会产生大 量的废酸，对环境污染较大。第一步反应溫度一般为160°C，绝对压力为3. IMPa，一旦出现飞 溫，就容易造成超溫超压情况，造成设备泄漏，引发着火爆炸。第二步反应双氧水异丙苯存 在着热不稳定性，遇热易分解，分解放出大量热又加速热分解反应的进行，不仅造成生产过 程双氧水异丙苯的损失，还会使系统溫度升高，同时伴随着系统压力升高，如此，对安全生 产的影响极大。异丙苯法中，原料到目标产物需要经历3个阶段的反应，整个工艺每一步均 需要大量的预处理单元、反应单元、提纯和后处理单元，生产流程较长、设备数量多，反应条 件苛刻，材质要求高、副产物较多，且不利于环保。
[0073] 而从上述实施例可知，本发明的反应原料为苯和双氧水，产物为废水、苯酪和(或） 苯二酪，整个工艺无其它副产物生成，经济性好，绿色环保，原料转化率高，产物的选择性 局。
[0074] 在利用本发明提供的方法生产的过程中，蒸馈塔的顶端出口流出物主要是苯和 水，苯酪极少，苯和水分为两相，苯在上部可W直接循环使用。底端出口流出物中，固体催化 剂利用旋分或沉降或过滤等常规分离方法即可分离，而水中的苯酪经过后续的苯酪(和/或 苯二酪)提纯塔即可得到目的产品，水循环使用。
[0075] 本发明提供的生产方法相比于现有的异丙苯法，其主要反应由Ξ个变成一个，反 应单元由Ξ个变成一个，主要化工原料由两个(苯和丙締)变成一个(苯），伴随的是设备投 资和装置运行费用的降低，安全性的提升，原子经济性的增加。
[0076] W上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技 术人员来说，本发明可W有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修 改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
【主权项】
1. 一种苯酚、苯二酚的生产方法，其特征在于，包括将质量百分比浓度为1~100%的双 氧水和催化剂从蒸馏塔的上部通入，将苯从蒸馏塔的下部通入，所述双氧水、所述催化剂、 所述苯的质量比为1:0.001~0.6:0.01~10。2. 根据权利要求1所述的苯酚、苯二酚的生产方法，其特征在于:所述蒸馏塔的回流比 为0~10,优选为0~5。3. 根据权利要求1所述的苯酚、苯二酚的生产方法，其特征在于:所述蒸馏塔的塔顶温 度为50~150°C，优选为80~130°C，所述蒸馏塔的塔底温度为80~180°C，优选为120~160 Γ。4. 根据权利要求1所述的苯酚、苯二酚的生产方法，其特征在于:所述蒸馏塔的塔顶的 绝对压力为〇 · 048~1 · OMPa，优选为0 · 14~0 · 62MPa，所述蒸馏塔的塔底的绝对压力为0 · 14 ~2.2MPa，优选为 0.5~1.33MPa。5. 根据权利要求1所述的苯酚、苯二酚的生产方法，其特征在于:所述催化剂为粉状的 催化剂。6. 根据权利要求1所述的苯酚、苯二酚的生产方法，其特征在于:所述蒸馏塔的内部设 有催化剂。7. 根据权利要求1或6所述的苯酚、苯二酚的生产方法，其特征在于:所述催化剂选自含 过渡金属催化剂、沸石分子筛、钛硅分子筛、改性钛硅分子筛、杂多酸催化剂和层柱状催化 剂中的一种或多种，优选钛娃分子筛。8. -种权利要求1~7任一项所述的苯酚、苯二酚的生产方法中使用的蒸馏塔，其特征 在于:所述蒸馏塔设有与其内部连通的上部入口、下部入口、顶端出口和底端出口。9. 根据权利要求8所述的蒸馏塔，其特征在于:所述蒸馏塔还包括再沸器，所述再沸器 通过管线分别与所述底端出口、所述下部入口连通。10. 根据权利要求8所述的蒸馏塔，其特征在于:所述上部入口设置于所述蒸馏塔的正 数第一层塔板和倒数第二层塔板之间，所述正数第一层塔板从所述蒸馏塔的远离地面的一 端开始计算。
【文档编号】C07C37/60GK106083531SQ201610518549
【公开日】2016年11月9日
【申请日】2016年7月4日
【发明人】张国良, 魏小波, 郝代军, 毛继平
【申请人】中石化炼化工程（集团）股份有限公司