用于氧化环烷基苯的方法和反应器系统与流程

本申请要求2015年6月30日提交的美国申请序列No.62/186981的优先权，其公开内容在此全部引入作为参考。

技术领域

本发明涉及用于氧化环烷基苯的方法和反应器系统。具体地，本发明涉及用于以下的方法和反应器系统：通过将液体环己基苯与含O₂气体接触来氧化环己基苯。本发明可用于例如由氧化环己基苯来制造环己基苯氢过氧化物和由环己基苯氧化来制造苯酚和环己酮。

背景技术：

由环己基苯来生产苯酚和/或环己酮是一种新兴的技术，令人关注的是它同时生产了环己酮，而非丙酮。环己基苯可以例如通过苯与环己烯的直接烷基化，或者如美国专利No.6037513所公开的，通过苯与氢气在催化剂存在下接触来生产。所述环己基苯然后可以氧化成相应的氢过氧化物，并且所述氢过氧化物使用催化剂裂解成苯酚和环己酮。取决于需要或者需求，苯酚和环己酮可以各自作为产物取用，和/或苯酚可以氢化来生产另外的环己酮，和/或环己酮可以脱氢来生产另外的苯酚。环己酮被广泛用于制造己内酰胺，其又用于制造尼龙-6，这是一种广泛使用的聚合物材料。苯酚可以用于制造广泛的多种化学品，包括双酚A，聚碳酸酯，酚醛树脂等。

在这样的用于共同生产苯酚和环己酮的方法中，将环己基苯氧化成环己基苯氢过氧化物可以是一种气体-液体氧化，其是通过N-羟基-取代的环状酰亚胺例如N-羟基邻苯二甲酰亚胺(NHPI)催化的自由基链反应来进行的，如WO 2014/137623所述。具体地，包含环己基苯的液体和含O₂气体(例如纯O₂，空气，和稀释的空气和O₂)可以供入氧化反应器中，其中使得它们彼此接触，以使得环己基苯被O₂分子在气体-液体界面和/或在液相中氧化。在所述液体反应介质内，与期望的氧化路线(其形成了环己基-1-苯基-1-氢过氧化物(下文称作“1-CHB-HP))一起，许多副反应会同时发生，这产生了各种不期望的副产物。已经发现环己基苯的转化率和朝着1-CHB-HP的选择性高度依赖于反应介质的温度。同样，如果热点中的温度升高到极高的水平，则所述氢过氧化物产物会分解。归因于所述氧化反应的放热性，会发生所述液体反应介质内的温度不均匀性，特别是在工艺扰乱(process upset)期间更是如此，在这种情况下通过供给到反应器体的含O₂气体所产生的搅拌减小，导致形成不期望水平的副产物和潜在的不安全的反应条件。

因此，需要仔细设计氧化方法和氧化反应器来降低不期望的副反应和副产物的形成。

技术实现要素：

我们已经发现，通过提供容纳在氧化反应器体内的液体分配器，其配置来将包含环己基苯的液体供入反应器体中，优选在所述反应器体下部的位置，和更优选在高于气体分配器(其将含O₂气体供入反应器体中)的位置，所述反应器体内高于液体分配器的液体反应介质是至少部分地通过由液体分配器供给的流动液体来搅拌的，甚至在工艺扰乱过程中也是如此(在这种情况下经由气体分配器的气体供给减少到小于最佳水平)，可以实现高于所述液体分配器的液体反应介质中高水平的环己基苯浓度均匀性、环己基苯氢过氧化物浓度均匀性、氧气浓度均匀性和温度均匀性，由此获得整体氧化方法期望的转化率和选择性。

在一方面，本发明提供一种在氧化反应器中氧化环烷基苯的方法，所述氧化反应器包含反应器体和容纳在所述反应器体内的液体分配器，所述方法包括：(I)将包含环烷基苯的液体通过所述液体分配器供给到反应器体中；和(II)将所述包含环烷基苯的液体与包含O₂的气体在所述反应器体中接触；其中排列所述液体分配器，以使得在所述氧化反应器的正常操作过程中：(a)至少部分地通过由液体分配器供给的流动液体来搅拌所述反应器体内的高于所述液体分配器的所述液体反应介质；和(b)高于所述液体分配器至少10厘米的液体反应介质的环烷基苯的浓度变化不高于20％。

在另一方面，本发明提供一种反应器系统，用于将环烷基苯氧化来生产环烷基苯氢过氧化物，其包含：(A)反应器体，其配置来使得包含环烷基苯的液体反应介质与包含O₂的气体接触；(B)容纳在所述反应器体内的液体分配器，其配置来将包含环烷基苯的液体供入所述反应器体，来形成部分的反应介质；(C)容纳在所述反应器体内的气体分配器，其配置来将包含O₂的气体供入所述反应器体中；和(D)连接到所述反应器体的出口，其配置来从所述反应器体内部抽出液体反应介质的流出料流。

本发明的方法和反应器系统可以适于将任何液相可氧化的有机化合物气体-液体氧化来生产它的含氧化合物产物，例如将环烷基苯氧化来生产它的含氧化合物，和优选将环己基苯氧化来生产它的氢过氧化物。

附图说明

图1是一个简图，举例说明了本发明的一种示例性环己基苯氧化方法和系统。

图2是可用于本发明的一种示例性臂状-网络液体分配器的图示。

图3A、3B和3C是可用于本发明的环型液体分配器的不同视图的图示。

图4A、4B和4C是可用于本发明的不同的另外设计的液体分配器的图示。

图5A和5B是这样的图，其显示了根据本发明操作的一种示例性环己基苯氧化反应器的氧气浓度分布(profile)。

图6A和6B是这样的图，其显示了不使用液体分配器的对比环己基苯氧化反应器的氧气浓度分布。

具体实施方式

本发明公开内容提供用于以下的方法和氧化反应器系统：通过含O₂气体来氧化液相中的有机化合物，特征在于将含有所述有机化合物的液体通过液体分配器分配入所述反应器系统的反应器体中。液体到反应器体的分配，典型地处于流动料流例如喷流的形式，为所述反应介质提供了动能，所述动能搅拌了反应器体内的液体反应介质。优选所述反应器方法和氧化反应器系统的特征还在于气体分配器(其也可以称作喷雾器)，其配置来将含O₂气体供入反应介质中。所述O₂分子至少部分地扩散入液体反应介质中，使得液体/气体界面处和液相中的有机化合物分子和O₂分子之间能够直接接触。包含在分配到反应介质中的含O₂气体中的另外的动能也可以提供另外的搅拌。可以预见在所述氧化方法和氧化反应器系统操作过程中，含O₂气体料流的供给可以中断或者流速降低，使得通过含O₂气体料流所引入的搅拌是最小化的。根据本发明的公开内容，作为使用液体分配器的结果，通过单独供入反应器体的液体的流动可以提供足够的搅拌。

此处提供的方法和反应器系统特别适于具有相对慢的反应动力学的有机化合物的气体-液体氧化，和/或以下的气体-液体氧化反应：其中单程(per-pass)的转化率希望是低的(例如待氧化的有机化合物的转化率小于50％)。如上所述以及如下面更详细所述的，这样的反应的一个具体例子是环己基苯氧化来形成环己基苯氢过氧化物，特别是1-CHB-HP。本发明的方法和反应器系统将在下面在环己基苯氧化的环境中进行描述。但是，本领域技术人员将容易理解下述用于环己基苯氧化的方法和反应器可以容易地改变来用于氧化其它环烷基苯和其它有机化合物。

此外，这样的氧化反应(和进行这样的反应的系统和设备)根据一些实施方案可以形成更大的整体方法的集成部分，来用于由通过苯的烷基化或者加氢烷基化所生产的环己基苯来共同生产环己酮和苯酚。所述整体方法的主要步骤也在下面描述。

环己基苯的提供

供给到氧化的环己基苯可以作为由苯来生产苯酚和环己酮的集成方法的一部分来生产和/或循环。在这样的集成方法中，苯初始时通过任何常规技术转化成环己基苯，包括通过苯的氧化偶合来制造联苯，随后氢化所述联苯。但是，在实践中，环己基苯理想地是通过苯与氢气在加氢烷基化条件下，在加氢烷基化催化剂存在下接触来生产的，由此苯经历了下面的反应-1来生产环己基苯(CHB)：

可选择地，环己基苯可以通过苯与环己烯在固体酸催化剂例如MCM-22族分子筛存在下，根据下面的反应-2来直接烷基化而生产：

美国专利No.6730625和7579511，WO 2009/131769和WO 2009/128984公开了通过使苯与氢气在加氢烷基化催化剂存在下反应来生产环己基苯的方法，其全部内容在此以其全部引入作为参考。

所述加氢烷基化反应所用的催化剂是双功能催化剂，其包含分子筛例如上述的MCM-22类型之一和氢化金属。

任何已知的氢化金属可以用于所述加氢烷基化催化剂中，其具体的、非限定性的合适例子包括Pd，Pt，Rh，Ru，Ir，Ni，Zn，Sn，Co，并且Pd是特别有利的。理想地，氢化金属在催化剂中的存在量是0.05wt％-10.0wt％，例如0.10wt％-5.0wt％，基于所述催化剂的总重量。

除了分子筛和氢化金属之外，所述加氢烷基化催化剂可以包含一种或多种非必要的无机氧化物载体材料和/或粘合剂。合适的无机氧化物载体材料包括但不限于粘土，非金属氧化物和/或金属氧化物。这样的载体材料具体的、非限定性例子包括：SiO₂，Al₂O₃，ZrO₂，Y₂O₃，Gd₂O₃，SnO，SnO₂及其混合物、组合物和络合物。

来自于加氢烷基化反应的流出物(加氢烷基化反应产物混合物)或者来自于烷基化反应的流出物(烷基化反应产物混合物)会包含一些多烷基化的苯，例如二环己基苯(DiCHB)，三环己基苯(TriCHB)，甲基环戊基苯，未反应的苯，环己烷，双环己烷，联苯和其它污染物。因此，典型地，在所述反应后，将所述加氢烷基化反应产物混合物通过蒸馏分离来获得C6馏分(含有苯，环己烷)，C12馏分(含有环己基苯和甲基环戊基苯)和重质馏分(含有例如C18s例如DiCHBs和C24s例如TriCHBs)。未反应的苯可以通过蒸馏来回收，并且循环到加氢烷基化或者烷基化反应器。所述环己烷可以送到脱氢反应器，带有或者不带有一些残留的苯，和带有或者不带有共同进料的氢气，在那里环己烷转化成苯和氢气，其可以循环到加氢烷基化/烷基化步骤。

取决于重质馏分的量，令人期望的是(a)将C18s例如DiCHB和C24s例如TriCHB用另外的苯进行烷基转移反应，或者(b)将C18s和C24s脱烷基来使得期望的单烷基化物质的生产最大化。

用另外的苯进行烷基转移反应理想地是在与加氢烷基化反应器分离的烷基转移反应器中，在合适的烷基转移催化剂例如MCM-22类型分子筛，沸石β，MCM-68(参见美国专利No.6049018)，沸石Y，沸石USY和丝光沸石上进行的。所述烷基转移反应理想地是在至少部分液相的条件下进行的，其合适地包括100℃-300℃的温度，800kPa-3500kPa的压力，基于总进料的1hr^-1-10hr^-1的重时空速，并且苯/二环己基苯重量比是1：1-5：1。

脱烷基化还理想地在与加氢烷基化反应器分离的反应器例如反应性蒸馏单元中，在大约150℃-大约500℃的温度和15-500psig(200-3550kPa)的压力，在酸性催化剂例如硅铝酸盐，铝磷酸盐，硅铝磷酸盐，无定形二氧化硅-氧化铝，酸性粘土，混合的金属氧化物例如WO_x/ZrO₂，磷酸，硫酸化的氧化锆及其混合物上进行的。理想地，所述酸性催化剂包括FAU，AEL，AFI和MWW族的至少一种硅铝酸盐、铝磷酸盐或者硅铝磷酸盐。不同于烷基转移反应，脱烷基化反应可以在不存在加入的苯的情况下进行，虽然令人期望的是可以将苯加入到脱烷基化反应中来降低焦炭的形成。在这种情况中，到脱烷基化反应的进料中，苯与多烷基化的芳族化合物的重量比可以是0-大约0.9，例如大约0.01-大约0.5。类似地，虽然脱烷基化反应可以在不存在加入的氢气的情况下进行，但是将氢气希望地引入脱烷基化反应器中来帮助减少焦炭。合适的氢气添加速率是这样的，即，使得到脱烷基化反应器的总进料中，氢气与多烷基化的芳族化合物的摩尔比可以是大约0.01-大约10。

所述包含苯、C12s和重质馏分的烷基转移或者脱烷基化产物混合物然后可以分离来获得C6馏分，其主要包含苯，并且可以循环到加氢烷基化/烷基化步骤；C12s馏分，其主要包含环己基苯；和重质馏分，其可以再次进行烷基转移/脱烷基化反应或者丢弃。

新产生的和/或循环的环己基苯可以在供入氧化步骤之前净化，来尤其除去至少一部分的甲基环戊基苯，烯烃，苯酚，酸等。这样的净化可以包括例如蒸馏，氢化，碱洗等。

环己基苯的氧化

在环己基苯的氧化中，环己基苯根据下面的反应-3被转化成1-苯基-1-环己基氢过氧化物，在此也称作1-CHB-HP，其是期望的氢过氧化物：

其它不期望的氢过氧化物可以在环己基苯的氧化方法中同时形成。为了增加生成1-CHB-HP的选择性，可以使用催化剂例如描述在WO 2014/137623的[0050]-[0054]段中的氧化催化剂。一种特别合适类型的催化剂是N-取代的环状酰亚胺，例如N-羟基邻苯二甲酰亚胺(NHPI)。

所述反应优选是作为气体-液体反应来进行的，并且环己基苯在液相中与含氧气体接触。这可以例如通过将含氧气体送经包含环己基苯的液相反应介质(例如在鼓泡塔反应器中)来完成。所述气体中的O₂分子扩散入所述液相中。反应-3可以在气相和液相的界面处和液相内在O₂分子和环己基苯分子之间进行。

但是，环己基苯氢过氧化物(包括期望的1-CHB-HP和其它不期望的氢过氧化物)可以进一步反应，这产生了不期望的副产物例如苯基环己醇，氢过氧化己酰苯(hexaphenone)和其它，特别是在其处于反应介质中高浓度时更是如此。反应温度越高，氢过氧化物越可能经历副反应。因此，期望的是将反应器体中的反应介质的温度控制到不高于Tmax℃，其中Tmax可以是150，145，140，135，130，125，120，115，110，105，100，98，96，95，94，92或者甚至90。所述反应介质中的氧化反应是高度放热的。归因于与周围介质不足的混合，所述反应介质中的静态区域会经历局部温度明显高于本体介质，这是所释放的热的结果，并且变成热点。这样的热点可以通过反应器体中液体的流动模式(a liquid flow regime)来减小和/或消除，其确保了所述液体足够的搅拌和混合，甚至在不存在另外的搅拌(其是通过气体分配器供给的气体料流引起的)也是如此，这是通过本发明来实现的。

优选的是以单程相对低的转化率来操作所述反应，例如单程大约5-大约30mol％转化率，例如单程大约5到大约7，8，9，10，11，12，13，14，15，16，17，18，19或者20mol％中的任一个。在一些实施方案中，可以使用多个串联反应。例如可以使用2，3，4，5或者更多个串联反应器，每个反应器是以前述范围之一内的单程转化率来操作的，由此增加整体转化率。整体转化率可以是大约10-大约50mol％，例如整体转化率是从低到大约10，15，16，17，18，19，20，21，22，23，24和25mol％中的任何一个到高到大约25，26，27，28，29，30，35，40，45和50mol％中的任何一个，只要所述高值大于所述范围的下限。在具体实施方案中，在1、2或者3个串联反应器的每一个中的单程转化率可以是大约7-10mol％(例如大约8-9mol％)(由此提供整体转化率是大约21-30mol％(例如大约24-27mol％)，当使用串联的2，3或者4个反应器时。

图1示意性显示了一种示例性氧化反应器系统101，其运行来通过含O₂气体来氧化液体环己基苯。在这个图中，新鲜的环己基苯料流103与循环环己基苯料流105合并，来形成合并的包含环己基苯的液体料流107(其包含环己基苯，氧化催化剂(例如NHPI)，1-CHB-HP和某些副产物)，然后通过液体分配器109供入反应器体111，来形成所述反应器体内部的一部分的液体反应介质117。所述液体分配器109具有多个孔，孔口，喷嘴和/或端口(在此统称为“液体进入口”)，通过其所述包含环己基苯的液体作为液体喷射料流进入反应介质中。将含O₂气体例如空气、改性的空气、稀释的O₂等的料流113通过气体分配器115(其位于液体分配器109下面)供入反应器体中。所述气体分配器也具有多个孔口，孔，喷嘴和/或端口(在此统称为“气体进入口”)，通过其含O₂气体作为气体喷射料流进入反应介质。所述气体喷射料流形成了多个气泡，向上行进穿过反应器体中的反应介质。所述液体喷射料流和气体喷射料流和上升气泡所携带的动能搅拌了反应介质117，以实现期望的流动模式、反应介质的高度混合和所述反应介质中期望的浓度分布。O₂分子从所述气体料流和气泡扩散入反应介质的液相中。在所述液相中和气体-液体界面处，环己基苯分子与O₂分子反应来形成尤其期望的1-CHB-HP产物。反应介质的流出料流119是从反应器体的侧壁上的出口抽出的，将其一部分作为料流121送到接下来的步骤/反应器，和将它的一部分通过热交换器123冷却来除去氧化反应所产生的一部分热量，然后作为循环料流105，与新鲜的环己基苯料流103合并来形成合并的包含环己基苯的液体料流107，然后通过上述液体分配器109供给到氧化反应器体。将上述氧化催化剂(例如NHPI)优选与进料(例如料流103和/或料流105)一起或者单独供给到液相反应介质。残留气体(典型地具有比O₂气体料流113低的O₂分压，这归因于反应介质中O₂的消耗)离开所述反应介质，在反应器体的顶部空间127处收集，随后作为气体料流125离开所述反应器体。反应器可以以任何水力流动模式操作。但是，均匀(起泡)流动模式提供了良好的气体和液体接触，并且对于商业性能是优选的。

图1显示了系统中的单个氧化反应器容器。在实践中，具有基本上相同或不同设计的多个反应器容器可以串联或并联或者按两种模式连接，并且用于整个氧化系统中，来实现环己基苯的整体氧化程度，具有期望的环己基苯转化率水平和生成1-CHB-HP的选择性。所述多个反应器容器可以装备有基本上相同类型的液体分配器、气体分配器，并且在相同或者不同的反应条件下运行，包括温度、催化剂类型、催化剂浓度、停留时间等。

液体分配器

理论上，包含环烷基的液体(例如包含环己基苯的液体)可以经由位于反应器体壁上的任何位置的任何端口供入氧化反应器体中。但是，优选使用位于氧化反应器体的外壳内的液体分配器，通过其将一种或多种进料液体料流喷入反应器体中，形成一部分的液体反应介质。优选所述液体分配器在氧化方法的正常操作过程中浸入所述液体反应介质中。

如图1所示，所述氧化反应器系统可以包含这样的部件，其可以操作来抽出和泵送一部分它的内容物通过合适的冷却装置例如热交换器，并且将冷却的部分返回所述反应器，由此管理所述反应介质中进行的反应所释放的热。在图1中，循环反应混合物料流105在输送到单个液体分配器109之前，与新鲜的环己基苯料流103合并。但是，可能的是所述新鲜的环己基苯料流和循环反应介质料流经由单独的液体分配器供入反应器体中，所述液体分配器可以是相同或不同类型的，位于所述反应器体的内部。

供给到反应器的液体(包括新鲜的环己基苯进料和循环反应介质进料)相对于所述反应器体积的量取决于操作参数例如温度，压力，目标转化率和选择性。循环反应介质的量相对于新鲜的环己基苯液体进料的量取决于所设计的热交换器负荷。循环比(定义为循环反应介质料流(105)与新鲜的环己基苯料流(103)的重量比)可以是r1-r2，其中r1和r2可以独立地是0.1，0.2，0.4，0.5，0.6，0.8，1.0，1.5，2.0，2.5，3.0，3.5，4.0，4.5，5.0，7.5，10，15，20，25，30，35，40，45，50，55，60，65，70，75，80，只要r1<r2。

为了实现所述反应器中期望的转化率和选择性，同时保持操作安全性，横穿反应器横截面的良好的氧分配和液体混合是非常期望的。所述液体分配器设计会显著影响气体和液体循环以及气体和液体物质二者在氧化反应器中的混合。此外，所述液体分配器设计理想地提供了所述反应器中有效的混合，其是在存在或者不存在气体供给(来确保所述反应器的快速和有效冷却)的情况下进行的。

用于所述氧化反应的液体分配器可以是任何类型的，其允许将液体进料和/或循环料流引入所述反应器，和可以进一步有效地提供氧和环己基苯的接触，来进行氧化反应。例如，所述液体分配器可以是穿孔板分配器、多孔板分配器、膜分配器、穿孔管分配器、臂状-网络分配器或者具有多个喷头的环型分配器网络。

取决于液体分配器设计的选择，气体和液相之间的流动模式和质量传递可以显著变化。具有多个喷头的液体分配器网络是一种优选的实施方案，用于确保反应器容器中期望的流体动力学和确保在气体供给存在或不存在时充分的混合，并且不管气体的流速如何。

在图2所示的本发明的一种示例性臂状-网络液体分配器中(显示了一种臂和集管类型液体分配器的平面图)，所述液体分配器201典型地包含管道网络，其包含集管203和臂管205。臂管203(和非必要的集管205)在其上具有多个液体进入口。所述管道可以彼此直接或者间接流体连通，以使得液体遍及整个管道网络分配。所述管道的中心线可以基本上处于水平面内，其基本上垂直于重力加速度矢量。

图3A，3B和3C示意性显示了可用于本发明的环型液体分配器的不同视图。这个液体分配器具有环形集管301，其可以方便地存在于基本上圆柱形的反应器体307中。多个液体分配喷嘴305(指向外部)连接到集管301的内轮缘上，并且多个喷嘴303(指向内部)连接到集管301的外轮缘上。在操作过程中，从喷嘴303喷射的液体喷射料流远离反应器体的中心喷出，并且朝着反应器体的内壁；从喷嘴305喷射的液体喷射料流朝着所述反应器体中心喷出，并且远离内壁。

图4A、4B和4C是其上具有孔的穿孔管液体分配器的不同设计的图示。在这些设计中，411，421和431是集管，413，423，427，433和435是具有孔415，429和437作为液体进入口的管。这些不同的设计可以有利地用于采用不同尺寸、几何形状和不同的操作条件例如温度、压力、催化剂类型、催化剂浓度等的反应器。

通常，液体分配器集管、臂、同心环可以是任何尺寸(长度，宽度，厚度和直径)，任何形状或者任何数目。它们可以在反应器内的任何方向上取向。

对于环型分配器网络，主集管可以位于所述反应器的任何地方。此外，它可以在所述反应器中的任何方向上取向。对于环型分配器，所述分配器网络可以包含一个或多个同心环集管，其带有从它发散的一个或多个喷头。在图3A和3B所示的设计中，存在着一个环和32个喷头。它优选具有多个喷头，而非单个喷头，因为单个喷头倾向于形成强的循环区，其截留了气体和产生了贫氧区。对于环型分配器设计，所述液体分配器集管可以是任何形状和尺寸(厚度和高度)在0.1英寸到反应器直径之间。例如，它可以是10英寸的厚度(直径)和高度。

位于所述反应器体内的具有液体进入口的液体分配器的管道的内直径可以是从低到大约0.01，0.02，0.03，0.04，0.05，0.06，0.07，0.08，0.09和0.10米的任何一个，到高到大约0.06，0.07，0.08，0.09，0.10，0.15，0.20，0.25，0.30，0.35，0.40，0.45，0.50，0.60，0.70，0.80，0.90和1.0米的任何一个。在一些实施方案中，所述管道具有大约相等(平均值+/-5％内)的直径。可选择地，所述管道可以具有不同的直径。典型地，在臂状-网络液体分配器中，集管倾向于具有比臂管更大的直径。

每个液体进入口的直径可以是大约2mm-大约250mm。所述液体进入口的尺寸可以根据供入反应器体的包含环己基苯的液体的总流速和压力、液体进入口的总数等而决定。所述液体进入口的直径(定义为所述液体进入口的内横截面可以装入的最小圆的直径)可以是Dlip1毫米到Dlip2毫米，其中Dlip1和Dlip2可以独立地是2，4，5，6，8，10，20，30，40，50，60，70，80，90，100，120，140，150，160，180，200，220，240，250，只要Dlip1<Dlip2。

液体料流是通过液体进入口喷射入反应器体的，形成了氧化反应器内的反应介质的一部分。每个液体进入口可以独立地取向，以使得所述液体料流可以向上、向下、朝着反应器体中心或者远离反应器体中心喷射。所述液体进入口可以是固定的，以便能够固定液体料流从其中喷射的角度；或者是可调节的(可移动的)，以便能够改变液体料流从其中喷射的角度。所述液体进入口可以取向，以使得从它们喷射的多个液体料流可以合并来在反应介质中建立期望的流动模式和实现环己基苯、氧气、1-CHB-HP和其中的温度的期望的分配曲线。

平均液体速度/喷嘴可以是0.1-100m/s。喷嘴速度(或流速)影响了混合，特别是在不存在气体供给时更是如此。所以，优选的是平均液体速度/喷嘴是0.2-5m/s。取决于进料到反应器的液体流速，期望的液体速度/喷嘴还设定了用于单个环型分配器的喷嘴数目的设计标准。

所述液体分配器可以以一定方式设计，以使得喷嘴速度可以是不同的。优选的是它们是相同的。喷头可以全部向内或者向外取向，或者一些向内取向和一些向外取向。优选的是一些喷头是朝着反应器壁取向的，而另一些是远离所述壁取向的，来混合所述反应器容器的中心。对于环型分配器设计，所述液体分配器集管可以位于反应器中的任何地方。优选的是它位于这样的地方：其中向内和向外喷嘴所服务的总面积是相同的。开口(例如喷嘴)可以是0.01英寸到反应器直径之间的任何尺寸(内直径)。喷嘴之间的距离可以是0.01英寸到所述反应器直径之间。喷头(喷嘴)之间的距离可以相同(这意味着向内或向外取向的全部喷嘴的之间的距离等于360度除以向内或向外取向的喷嘴的数目)，或者是不同的。优选的是所述距离是稍微均匀的。向内和向外喷头可以沿着所述管错排或者对齐。喷头(喷嘴)可以位于液体分配器任何地方，或者在任何方向上取向(向上，向下，45度等)，但是优选的是喷嘴在平行于反应器底部(90°)和直接指向反应器顶部(0°)之间的取向方向上取向。

所述液体分配器可以包含任何数目的排出孔，在清空反应器体和/或需要分配器管道的情况中，经由所述排出孔由于重力作用可以将液体材料流出分配器管道。

优选地，液体分配器位于通过反应器体定义的氧化反应器外壳的下部中。作为此处使用的，氧化反应器外壳的“下部”指的是反应器体积的底部1/4。即，对于高度H米的反应器，反应器“下部”包括所述反应器内从反应器底部到垂直于重力加速度矢量的水平面(其位于反应器底部以上0.25*H米处)的体积。所述液体分配器可以位于这样的高度，其是大约0.01H-大约0.25H，例如0.015H-大约0.20H，优选大约0.015H-大约0.15H，例如大约0.015H-大约0.10H，这里H是所述液体分配器位于其中的反应器体的高度。所述液体分配器具有一个或多个孔、孔口、喷嘴和/或端口(在此统称为“液体进入口”)，经由其所述包含环己基苯的液体输送进入反应器体中，形成反应介质的一部分。

作为此处使用的，“反应器体的横截面”定义为通过反应器体内壁与垂直于重力加速度矢量的水平面相交所获得的封闭曲线所容纳的面积。作为此处使用的，反应器体在给定高度处的横截面的直径定义为能够容纳所述给定高度处的反应器体横截面的最小圆的直径。优选所述液体进入口在所述反应器体的水平横截面上的垂直投影图像分布在一个圆内(图2的209)，具有最小可能的面积A(min)，其中A(min)的范围是在最低液体进入口的高度处的水平横截面的总面积的p1％-p2％，其中p1和p2可以独立地是50，55，60，65，70，75，80，85，90，95，96，98，99或者甚至100，只要p1<p2。优选所述进入口在最低液体进入口的高度处的水平横截面上的图像分布是基本上均匀的。优选从在最低液体进入口的高度处的水平横截面上的最外液体进入口的垂直投影图像到所述横截面中心的距离是基本上一致的。因此，假定从最外液体进入口的垂直投影图像到水平横截面中心的平均距离是r(av)，则从最外液体进入口的投影图像到水平横截面中心的实际最短距离是0.80*r(av)-1.20*r(av)，优选0.90*r(av)-1.10*r(av)，和甚至更优选0.95*r(av)-1.05*r(av)。优选从最低液体进入口的高度处的水平横截面上的最外液体进入口的垂直投影图像到所述横截面圆周的最短距离是基本上一致的。因此，假定从最外液体进入口的垂直投影图像到所述水平横截面圆周的平均最短距离是s(av)，则从最外液体进入口的投影图像到所述水平横截面圆周的实际最短距离是0.80*s(av)-1.20*s(av)，优选0.90*s(av)-1.10*s(av)，和甚至更优选0.95*s(av)-1.05*s(av)。

所述反应器体可以在最低液体进入口的高度处具有基本上圆形、椭圆形或者多边形水平横截面。在最低液体进入口的高度处的水平横截面可以装入其中的最小圆的直径定义为所述反应器体的直径。所述反应器体的直径范围可以是D1米-D2米，其中D1和D2可以独立地是0.1，0.2，0.4，0.5，0.6，0.8，1.0，2.0，4.0，5.0，6.0，8.0，10，15，20，25，30，35，40，45，50，55，60，65，70，75，80，只要D1<D2。所述反应器体从底部到顶部的高度可以是H1米-H2米，其中H1和H2可以独立地是1.0，2.0，4.0，5.0，6.0，8.0，10，15，20，25，30，35，40，45，50，55，60，65，70，75或者80，只要H1<H2。

在操作过程中，所述反应介质从所述反应介质顶部到反应器体底部的液体深度可以是Dp1米-Dp2米，其中Dp1和Dp2可以独立地是0.1，0.2，0.4，0.5，0.6，0.8，1.0，2.0，4.0，5.0，6.0，8.0，10，15，20，25，30，35，40，45，50，55，60，只要Dp1<Dp2。通常，在所述反应器体内从液体反应介质的顶部到反应器体顶部，保留了一个空间，用于收集离开反应介质的残留气体。所述残留气体的O₂分压低于经由下面更详细描述的气体分配器供入反应介质的气体中的分压。

作为使用容纳在反应器体内的液体分配器的结果，可以实现所述反应器体内反应介质的有效混合和反应介质期望的流动模式，而无需机械搅拌器来为所述反应介质提供另外的搅拌，其是在存在或者不存在供入反应介质的气体料流的情况下进行的。但是，可以预期，在需要实现反应介质期望水平的搅拌、混合和均化的情况中，另外的机械搅拌器(其呈一个或多个桨叶等的形式)可以安装在所述反应器体中。

作为液体分配器和非必要的气体分配器的功能的结果，可以实现高于所述液体分配器的反应介质的液相中环己基苯、1-CHB-HP和/或O₂基本上均匀的浓度。因此，所述液体分配器以上至少10厘米的所述反应介质的液相中一种或多种的(i)环己基苯浓度和(ii)1-CHB-HP浓度的变化可以最多是20％，18％，16％，15％，14％，12％，10％，8％，6％，5％，4％或者甚至2％。此外，所述液体分配器以上至少10厘米的所述反应介质的液相中溶解的O₂的变化可以最多是30％，28％，26％，25％，24％，22％，20％，18％，16％，15％，14％，12％，10％，8％，6％，5％，4％或者甚至2％。作为此处使用的，具体组分的浓度变化(Vcon)定义为在(a)在所述液体分配器以上至少10厘米的给定位置处的时间平均浓度(Cloc)(在例如10小时，8小时，5小时，4小时，3小时，2小时或者1小时的时间内)和(b)所述液体分配器以上至少10厘米的全部液体介质的时间平均浓度的平均值(Cav)之间的差值相对于平均浓度(Cav)的百分比：

$Vcon=\frac{|Cloc-Cav|}{Cav}\&times;100\%$

这些浓度之一的低的变化指示了反应介质良好的混合，和所述液体分配器以上至少10厘米的反应介质的液相中环己基苯基本上均匀的转化率。“液体分配器以上”的距离在此表示从位于液体分配器上的最高液体进入口的距离，而不管所述液体分配器的其它结构及其位置。作为所述反应介质良好混合的结果，还在所述液体分配器以上至少10厘米的液体介质中实现了最多10℃，9℃，8℃，7℃，6℃，5℃，4℃，3℃，2℃或者甚至1℃的低的温度变化(Vt)。作为此处使用的，温度变化(Vt)定义为(a)在所述液体分配器以上至少10厘米的给定位置处的时间平均温度(Tloc)(在例如10小时，8小时，5小时，4小时，3小时，2小时或者1小时的时间内)和(b)所述液体分配器以上至少10厘米的全部液体介质的时间平均温度的平均值(Tav)之间的差值：

Vt＝|Tloc-Tav|。

如此低的温度变化指示了所述液体反应介质内热点的最小化，其对于抑制不期望的副反应来说是特别期望的，其包括但不限于涉及1-CHB-HP的分解的那些，和其它不期望的环己基苯氢过氧化物的形成。

当本发明的氧化反应器在正常模式期间操作时，将液体进料(包括新鲜的环己基苯进料和循环反应介质料流)作为多个喷流供给到反应器体，形成液体反应介质的一部分，并且优选将O₂气料流鼓泡通过气体分配器进入反应介质。所述液体料流和气体气泡所带的动能引起了反应器体内的反应介质的搅拌、混合和均化。在整个方法操作过程中，偶然或有意地会存在这样的时机，其中气体供给切断，流速降低。在气体供给切断开始时，归因于液相中溶解的O₂，氧化反应会继续，其释放出热。作为到反应介质的气体供给损失的结果，如果液体介质中其余的搅拌是不足的，则降低的搅拌会导致热点形成。本发明通过在反应器体内使用液体分配器，确保了在这样的事件中所述液体反应介质中充分的和适当的搅拌，并且实现了高度均匀的浓度和温度分配。

在反应器装备有液体分配器和气体分配器二者的情况中，所述液体分配器可以部分或者全部地位于气体分配器下面或上面。但是优选所述液体分配器是至少部分地位于气体分配器上面，因为这种排列导致了反应器体内的液体反应介质更好的搅拌和混合，改进了气相和液相之间的接触，和在正常操作过程中(其中气体供给到所述反应介质)反应介质更高的均匀度。用“至少部分地位于气体分配器上面”表示至少一部分的液体进入口位于所述气体分配器上至少一部分的下述口的上面：经由其气体进入所述反应介质。但是，期望的是所述气体分配器和所述液体分配器二者都位于所述反应器体的下部。为此目的，如果所述液体分配器完全位于所述气体分配器的上面，则期望的是所述气体分配器上的最高气体进入口与所述液体分配器上的最低液体进入口之间的距离是d1米-d2米的范围，其中d1和d2可以独立地是0.01，0.02，0.04，0.05，0.06，0.08，0.10，0.15，0.20，0.25，0.30，0.35，0.40，0.45，0.50，0.55，0.60，0.65，0.70，0.80，0.85，0.90，0.95，1.0，1.2，1.4，1.5，1.6，1.8，2.0，只要d1<d2。

图5A、5B、6A和6B举例说明了通过计算流体动力学(CFD)模拟获得的几个不同的环己基苯氧化反应器的反应介质液相中的O₂浓度。在这些图中，颜色均匀性是反应介质液相中O₂浓度均匀性的指示。液相中O₂的浓度是与可见光波长有关，具有在所述反应介质位置处所示的颜色。因此，红色表示液相中高的O₂浓度，黄色表示低于红色的O₂浓度，绿色表示甚至比黄色更低的O₂浓度，并且最深的蓝色指示最低浓度，即，基本上是零。

图5A和5B显示了对于装备有图3A、3B和3C所举例说明的液体分配器(位于反应器体底部附近)和位于所述液体分配器下面的气体分配器的氧化反应器而言，特征几何形状的CFD模拟的结果，其指示了反应器内时间平均氧气浓度分布。图5A和5B是处于两种不同尺寸等级的结果。很显然在富含液体区域(具有小于50％的气体聚集)中不存在贫氧区(X_O2/X_O2*<1)，这里发生了大部分反应。图5A和5B证明了此处所述的液体分配器框架提供了用于反应器性能的液相中足够的氧均匀性。此外，使用这种设计的混合时间研究(在CFD中具有液体示踪剂)显示了液相提供了所述反应器中不存在气体时良好的液体混合。

图6A和6B是环己基苯氧化反应器的示意图，其没有位于反应器体底部附近的液体分配器，但是具有用于新鲜进料和循环料流的侧壁入口。在这种具体设计中，两种液体料流是分别引入氧化反应器的。这种几何形状的CFD模拟和仅仅新鲜进料情况(无循环，图6A)证实了侧面进入喷流产生了贫氧区，并且这种效果通过增加循环的液体速度而放大(图6B)。在具有循环的情况中(图6B)，进入反应器的总液体进料比无循环的情况大了数倍。

下面详细描述反应器系统中的气体分配和气体分配器。

气体分配和气体分配器

优选将气体分配到液相反应介质中，以使得在(i)液相反应介质的第一水平横截面内，和/或(ii)液相反应介质的第二水平横截面内的10.0厘米乘以10.0厘米的任何给定的连续区域中，每秒钟送过所述给定连续区域的平均氧量(QO1)是QO2的60％-140％，其中QO2是送过整个给定水平横截面的平均氧量，表达为氧量/100平方厘米/秒。甚至更优选QO1是QO2的80％-120％。

此外，在一些实施方案中将气体分配，以使得所述水平横截面的任一或二者处的氧气浓度[O₂]大于整个反应介质中的阈值氧气浓度[O₂*](即，使得[O₂]/[O₂*]>1)。所述阈值氧气浓度是液相中以下的局部氧气浓度：高于它时，反应变成独立于氧气浓度(即，使得氧气浓度不再是反应速率和/或程度的瓶颈)。所述阈值氧气浓度取决于温度和氧化催化剂(例如NHPI)浓度。所述阈值氧化浓度还将取决于所进行的具体液相氧化反应。阈值氧气浓度可以如下来容易地确定：对于任何给定的温度和氧化催化剂浓度，通过研究不同氧气浓度的反应速率和确定以下浓度：高于它时，反应速率不再发生变化。

每个水平横截面分别是以下平面内的横截面区域：所述平面基本上平行于反应器的底部。作为此处使用的，“基本上平行”在提及另一平面、管线、管道、部件等时，表示+/-10°(并且0°是恰好平行的)。当用于“水平”平面、部件或者横截面的具体情况时，“基本上平行”具体表示相对于所预期的反应器位于其中的重力矢量的法线+/-10°。第一水平横截面是高于气体分配器顶部X厘米，而第二水平横截面是高于气体分配器顶部Y厘米(这里Y>X)。

在不同的实施方案中，X可以小于或等于下面的任何一个：5，10，15，20，25，50，75和100厘米(即，使得第一水平横截面小于或者等于气体分配器顶部以上5，10，15，20，25，50，75和100厘米)。在不同的实施方案中，Y可以大于或等于下面的任何一个：100，200，300，400，500和600厘米，只要Y大于X。

氧气经由这些实施方案所述的液相反应介质的给定横截面的相对均匀分配能够高效地利用送过所述液相反应介质的含氧气体内的氧气，其帮助使得氧气规避的量最小化，由此导致顶部空间的气相中足够低的氧气浓度。这就是如此，不管所述反应中理想的低的单程转化率，和缓慢的反应动力学。

在一些实施方案中分配含氧气体将顶部空间氧气浓度保持在安全水平，其远低于10.5vol％的可燃限度。优选顶部空间气相中的氧气浓度保持在等于或者低于8.0vol％，更优选等于或者低于5.0vol％。

在一些实施方案中，所述气体分配器(含氧气体通过其输送到液相反应介质中)具有一种或多种特别的特征。在某些实施方案中，前述将氧气相对均匀地分配到反应介质中是通过使用根据这样的实施方案的气体分配器来实现的。

根据一些实施方案，气体分配器位于氧化反应器的下部。作为此处使用的，氧化反应器“下部”指的是反应器底部1/4。即，对于分散液体高度H米的反应器，反应器“下部”包括所述反应器内从反应器底部到平行于反应器底部的平面(其位于反应器底部以上0.25*H米处)的体积。作为此处使用的，提及气体分配器“位于”反应器给定高度(或高度范围)处表示(1)反应器底部和(2)气体分配器的最底部部分之间的距离。例如，在气体分配器的一些部件在反应器中的位置低于其它部件的情况中，最低部件被用于测量气体分配器所处的高度。

在具体实施方案中，其中反应器中分散液体的高度是大约0.1英尺-大约50英尺(大约0.03-大约15.24m)，所述气体分配器可以位于反应器内，以使得它高于反应器底部大约0.01-大约3.81m。在一些实施方案中，分散液体的高度可以是0.1英尺到下面的任何一个：大约10，12，15，17，20，22和25英尺(0.03m到大约3.05，3.66，4.57，5.18，6.10，6.71和7.62m的任何一个)。气体压缩的成本会是在这样的实施方案中保持相对低的分散液体高度的一个驱动因素。但是在仍然的其它实施方案中，分散液体的高度可以是大约15-35英尺(大约4.57-10.67m)，例如大约15-25英尺(大约4.57-大约7.62m)，因为每英尺的液体高度允许更多的液体装入单个反应器(由此使得相同直径的反应器保持更多的液相反应介质，和因此提供单程更大量的产物)。另外，根据这样的实施方案，保持足够的高度可以帮助保持反应物在液相反应介质中的循环。

气体分配器可以包含管道网络，含氧气体可以流过其中。所述管道网络可以包含集管和连接到所述集管上的臂管。所述管道可以彼此直接或者间接地流体连通，以使得含氧气体遍及整个管道网络分配。所述管道网络可以位于以下平面内：所述平面基本上平行于反应器的底部。这个平面内的最小可能区域(其可以定义来包含管道网络)被认为是“气体分配器水平横截面区域”。多个孔口沿着所述管道和在所述分配器水平横截面区域内布置。优选所述分配器水平横截面区域是氧化反应器下部横截面面积(气体分配器位于其中(即，在平面图或俯视图中所述反应器的横截面面积))的70-95％。这可以称作70-95％“分配器覆盖率”。使用数学术语，其中所述反应器在气体分配器置于其中的平面内具有横截面面积A平方米，所述气体分配器横截面面积优选是0.7A m²-0.95A m²。更优选所述分配器覆盖率是气体分配器置于其中的氧化反应器下部横截面面积的大约75％-大约95％，例如大约75％到下面的任何一个：80％，85％，90％和95％；或者大约80％到大约85％和90％的任何一个。

在所述反应器体是绕着轴的圆柱形的情况中，所述气体分配器水平横截面区域优选是以相同的轴为中心的，以使得反应器内壁和气体分配器水平横截面区域外缘之间的空间沿着反应器壁的整个内表面是大致相同的。“大致相同”允许在任何给定位置处在反应器侧壁和气体分配器水平横截面区域外缘之间的平均距离高达5％的偏差。

所述气体分配器的管道的内直径的范围可以从低到下面的任何一个：大约0.01，0.02，0.03，0.04，0.05，0.06，0.07，0.08，0.09和0.10m，到高到下面的任何一个：大约0.06，0.07，0.08，0.09，0.10，0.15，0.20，0.25，0.30，0.35，0.40，0.45，0.50，0.60，0.70，0.80，0.90和1.0m。在一些实施方案中，所述管道具有大约相同(平均值的+/-5％)直径。所述管道可以具有不同的直径。在形成气体分配器的管道网络中可以存在至少2，3，4，5或者更多种不同直径的管道。例如，臂状和集管类型气体分配器可以包含直径D₁的集管和具有不同直径D₂的臂管，其代表了具有两种不同直径的管道的实施方案。这样的实施方案的集管直径D₁可以比臂管直径大至少2，3，4或者5倍。

关于沿着管道布置的孔口，在一些实施方案中，在气体分配器水平横截面区域中存在着平均0.1-10个孔口/平方英尺(大约1.076-107.6个孔口/m²)。优选存在着平均0.5-5个孔口/平方英尺(5.38-53.8个孔口/m²)；更优选平均大约1-3个孔口/平方英尺(大约10.76-大约32.29个孔口/m²)，例如大约2个孔口/平方英尺(21.53/m²)。限定词“平均”表示在这样的实施方案中孔口不必需在分配器水平横截面区域内均匀分布。但是在一些实施方案中，孔口均匀分布在气体分配器水平横截面区域(这意味着任何两个孔口之间的距离大致等于任何其它两个孔口之间的距离)。在这样的实施方案中，各个孔口的之间的距离是大约0.05-大约0.25m。例如各个孔口之间的距离范围可以从低到下面的任何一个：大约0.05，0.06，0.07，0.08，0.09，0.1，0.11，0.12，0.13和0.14m到高到下面的任何一个：大约0.10，0.11，0.12，0.13，0.14，0.15，0.16，0.17，0.18，0.19，0.20和0.25m，只要所述范围的高端大于低端。例如任何两个孔口之间的距离可以是大约0.10m-大约0.20m，例如大约0.12-大约0.18m，或者0.14m-大约0.19m等。

每个孔口的直径可以是大约2mm-大约10mm。孔口直径可以根据待释放到液相反应介质中的含氧气体的所期望气泡尺寸来确定。孔口直径范围可以从低到下面的任何一个：大约1，2，3，4和5mm，到高到下面的任何一个：大约3，4，5，6，7，8，9，10，11，12，13，14和15mm，只要所述范围的高端大于低端。对于非圆形孔口，直径可以近似为沿着孔口的成对边缘点之间的平均距离，所述成对的边缘点是通过与孔口中心相交的线来相连的。

所述孔口可以是沿着管道布置的任何开口，通过其可以使含氧气体料流入液相反应介质中。优选所述孔口是喷嘴。这样的实施方案的喷嘴可以非必要地从管道向外延伸，远离管道延伸(如臂管的正面横截面所示)。这样的实施方案的喷嘴可以进一步具有具体的取向。通常，所述喷嘴可以以-90°到+90°之间的任何角度取向(这里90°处于气体分配器水平横截面区域的平面内)。因此，通常，每个喷嘴可以取向，以使得含氧气体从喷嘴在下面的方向上喷射：(i)在所述分配器水平横截面区域的平面内的方向上，(ii)垂直于所述分配器水平横截面区域和朝着氧化反应器底部的方向，或者(iii)在它们之间的任何角度的方向上。所述喷嘴可以至少部分地向下取向(即，朝着反应器的底部表面)。例如所述喷嘴可以取向，来将气体以-60°到+60°的角度向下喷射，其中0°是对准反应器底部表面的法线矢量(并且也可以采用垂直于气体分配器水平横截面区域的平面的方向)。优选所述喷嘴取向，来在-50°到+50°的角度；更优选大约40°到大约50°(或大约-50°到大约-40°)的角度喷射气体。喷嘴305可以在相对于指向反应器底部的0°矢量为大约45°(或-45°)的角度取向。优选所述含氧气体在送过喷嘴(或其它孔口)之后，至少部分地接触所述氧化反应器的底部表面，和其后作为多个气泡向上穿过所述液相反应介质。

所述气体分配器可以在横穿管道网络的期望的压降范围内操作。

所述气体分配器的管道网络的任何不同的排列可以用于提供必需的特征(例如，喷嘴数/m²，气体分配器横截面区域覆盖率等)。一种优选的排列是臂分配器网络，其包含连接到一个或多个集管上的多个臂管。具体地，所述臂分配器网络可以包含两个集管，每个与多个臂管(其横穿气体分配器横截面区域远离集管向外延伸)流体连通。在一些实施方案中，所述臂管是相当于气体分配器横截面区域的平面内的集管，基本上垂直布置的。作为本文上下文中所用的，“基本上垂直”表示处于相对于另一管道、平面、管线、部件等为80°-100°的角度(并且90°是刚好垂直于，即，处于直角)。可选择地，所述臂管可以在与集管横断的任何非平行方向上延伸(例如在相对于集管大约5°-大约175°，例如45°-135°的角度，并且0°沿着下述方向测量：其中集管在气体分配器水平横截面区域的平面内延伸)。所述集管可以彼此平行延伸。此外，臂管可以每个彼此平行延伸。但是在其中集管没有彼此平行延伸的实施方案中，任何两个或更多个集管可以在交叉点相交，以使得它们彼此流体连通。同样，在臂管没有彼此平行延伸的情况中，任何两个或者更多个臂管可以在一个或多个交叉点相交，以使得它们彼此流体连通。

但是，优选所述臂管彼此平行延伸，和集管同样彼此平行延伸。

此外，在臂型分配器网络中，集管的内直径可以大于臂管的内直径。在集管内直径大于臂管内直径的情况中，优选所述臂管与集管(一个或多个)以以下方式结合：使得所述臂管各自在结合点以集管(一个或多个)为中心，以使得集管(一个或多个)在反应器中进一步向下延伸。在这样的情况中，采用所述气体分配器的高度作为从反应器底部到集管(一个或多个)底部的距离。

在一些实施方案中，所述气体分配器包含1，2，3，4或者5个集管。此外，所述气体分配器可以包含许多臂管，其范围从低到下面的任何一个：10，11，12，13，14，15，16，17，18，19和20个臂管，到高到下面的任何一个：15，16，17，18，19，20，25，30，35，40，45和50个臂管，只要所述范围的高端大于所述范围的低端。例如一些实施方案的气体分配器可以包含2个集管，每个与多个臂管流体连通，所述的多个臂管包含10-45，例如15-25，例如23个臂管，所述臂管与两个集管相交和流体连通。

管道网络的任何其它排列可以提供必需的特征(例如覆盖率；孔口尺寸，之间的距离和量；管道直径；反应器中的气体分配器高度；等等)。其它合适的排列包括但不必限于同心环喷雾器，多孔板喷雾器，膜喷雾器，穿孔板分配器，多孔管等。通常，适用于鼓泡塔的任何气体分配器排列可以用于提供必需的特征。

环己基苯-氢过氧化物的裂解

在裂解反应中，至少一部分的1-CHB-HP在酸催化剂存在下，根据下面的期望的反应-4，以生成环己酮和苯酚的高选择性进行裂解：

所述裂解产物混合物可以包含酸催化剂，苯酚，环己酮，环己基苯和污染物。

所述酸催化剂可以至少部分地可溶于裂解反应混合物中，其在至少185℃的温度是稳定的，并且具有比环己基苯更低的挥发性(更高的标准沸点)。酸催化剂优选包括但不限于，布朗斯台德酸，路易斯酸，磺酸，高氯酸，磷酸，盐酸，对甲苯磺酸，氯化铝，发烟硫酸，三氧化硫，氯化铁，三氟化硼，二氧化硫，三氧化硫和固体酸催化剂例如沸石。硫酸和固体酸是优选的酸催化剂。

所述裂解反应可以在与氧化反应器或者氧化反应器系统直接或间接流体连通的裂解反应器中进行。裂解反应器可以操作来将一部分内容物传输通过冷却装置，并且将冷却的部分返回裂解反应器，由此管理裂解反应的放热。可选择地，所述反应器可以绝热操作。在裂解反应器(一个或多个)内操作的冷却盘管可以用于所产生的至少一部分的热。

离开裂解反应器的裂解产物混合物可以包含基于裂解产物混合物总重量为：(i)浓度CPh11wt％-CPh12wt％的苯酚，其中CPh11和CPh12可以独立地是20，25，30，35，40，45，50，55，60，65，70，75或80，只要Ch11<CPh12；(ii)浓度为Cch3wt％-Cch4wt％的环己酮，其中Cch3和Cch4可以独立地是20，25，30，35，40，45，50，55，60，65，70，75或80，只要Cch3<Cch4；和(iii)浓度为Cchb9wt％-Cchb10wt％的环己基苯，其中Cchb9和Cchb10可以独立地是5，8，9，10，12，14，15，18，20，22，24，25，26，28，30，35，40，45，50，55，60，65，70，只要Cchb9<Cchb10。

分离和净化

所述裂解产物混合物可以包含一种或多种污染物。在此处公开的实施方案中，所述方法进一步包括将至少一部分的污染物与酸性材料接触，来将至少一部分的所述污染物转化成转化的污染物，由此产生改性的产物混合物。污染物处理方法的详细说明可以在例如国际公开WO 2012/036822A1中找到，其相关内容在此以其全部引入作为参考。

至少一部分的所述裂解产物混合物可以经历中和反应。在其中将液体酸例如硫酸用作裂解催化剂的情况中，非常期望的是在所述混合物进行分离来防止设备被酸腐蚀之前，将所述裂解反应产物混合物用碱中和，例如有机胺(例如甲基胺，乙基胺，二胺例如亚甲基二胺，亚丙基二胺，亚丁基二胺，亚戊基二胺，亚己基二胺等)。理想地，因此形成的胺硫酸盐的沸点高于环己基苯。

所述中和的裂解反应产物混合物然后可以通过方法例如蒸馏来分离。在一个例子中，在裂解反应器之后的第一分馏塔中，在塔底部获得含有胺盐的重质馏分，在中间段获得了含有环己基苯的侧馏分，和获得包含环己酮、苯酚、甲基环戊酮和水的上部馏分。

在输送到氧化步骤之前，所分离的环己基苯馏分然后可以处理和/或净化。因为从裂解产物混合物中分离的环己基苯可以包含苯酚和/或烯烃例如环己烯基苯，因此所述材料可以经历用包含上述的用于所述氧化产物混合物的第二馏分和/或如WO 2011/100013A1所公开的(其整个内容在此引入作为参考)的氢化步骤的碱的含水组合物进行处理。

在一个例子中，包含苯酚、环己酮和水的馏分可以通过简单蒸馏来进一步分离，来获得主要包含环己酮和甲基环戊酮的上部馏分和主要包含苯酚和一些环己酮的下部料流。环己酮在不使用萃取性溶剂时不能完全与苯酚分离，这归因于在这二者之间形成了共沸物。因此，上部馏分可以在单独的塔中进一步蒸馏，来获得在底部附近的纯环己酮产物和在顶部附近的主要包含甲基环戊酮的杂质馏分，其如果需要可以进一步净化，然后用作有用的工业材料。下部馏分可以通过用萃取性蒸馏步骤，使用萃取性溶剂(例如二醇例如乙二醇，丙二醇，二甘醇，三甘醇等)来进一步分离，其描述在例如WIPO公开WO 2013/165656A1和WO 2013/165659中，其内容在此以其全部引入作为参考。可以获得包含环己酮的上部馏分和包含苯酚和萃取性溶剂的下部馏分。在随后的分馏塔中，所述下部馏分然后可以分离来获得包含苯酚产物的上部馏分和包含萃取性溶剂的下部馏分。

环己酮和苯酚的用途

通过此处公开的方法生产的环己酮可以例如用作工业溶剂，氧化反应中的活化剂和用于生产己二酸，环己酮树脂，环己酮肟，己内酰胺和尼龙例如尼龙-6和尼龙-6，6。

通过此处公开的方法生产的苯酚可以例如用于生产酚醛树脂，双酚A，ε-己内酰胺，己二酸和/或增塑剂。