邻苯基苯酚的生产工艺方法与流程

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1.本发明涉及化工生产工艺技术领域，尤其涉及一种邻苯基苯酚的生产工艺方法。

背景技术：

2.邻苯基苯酚(o-phenylphenol，英文缩写opp)是用途十分广泛的有机化工产品，广泛应用于杀菌防腐、印染助剂和表面活性剂，合成新型塑料、树脂和高分子材料的稳定剂和阻燃剂等领域。其下游产物dopo是一种有机磷系的环保型阻燃剂，也是合成其衍生物阻燃剂的中间体，广泛应用于高温尼龙、环氧树脂、聚氨酯、聚碳酸酯等多种高分子材料中。近年来随着opp的应用范围越来越广，在国内外市场上保持畅销，目前国内opp生产能力远远不能满足国内的市场需求，从某种程度上限制着领域的发展。
3.按照邻苯基苯酚原料的不同，可将合成工艺分为这样几种：联苯抱氧法、联苯磺化水解法、苯酚-氯苯偶合法、环乙酮缩合脱氢法。上述几种方法中，环乙酮缩合脱氢法因价格低廉，操作简便，是国内外较为常用的工艺流程。但是在现有工业技术中环乙酮缩合脱氢法主要以酸性液体或固体为催化剂，存在腐蚀强、造价高、难回收，同时在现有工程中还存在自动化程度低、生产不连续、规模小及产品集中度不高的问题，限制了opp的大规模工业化生产。

技术实现要素：

4.本发明的目的是提供一种以环己酮为原料，采用树脂催化剂缩合脱水经双聚体提纯、脱氢合成邻苯基苯酚(opp)的生产工艺。为达上述目的，发明人进行了大量的基础研究和工业试验，并结合模拟计算及多年工程转化经验，开发出包含环己酮制双聚体-双聚物提纯、脱氢反应-产品提纯、产品精制等单元的整体工艺，解决现有工业技术中以酸性液体或固体为催化剂腐蚀强、造价高、难回收的问题；同时解决现有工程中自动化程度低、生产不连续、规模小及产品集中度不高的问题，为opp的生产提供一条新的工业化路线。
5.本发明采用的技术方案是：
6.一种邻苯基苯酚的生产工艺方法，其包括如下步骤：
7.s1，由罐区来的新鲜环己酮与来自环己酮分离塔塔顶采出的环己酮混合，进入双聚反应器在催化剂的作用下发生双聚脱水反应合成双聚物，反应产物粗双聚物与多聚物水解釜顶部的油相及环己酮汽提塔塔顶油相混合后送入脱水塔中段进行工艺水的分离。从脱水塔塔顶采出的水和环己酮混合物流入脱水塔塔顶油水分离器，脱水塔塔顶油水分离器上部的油相环己酮返回脱水塔顶部，水相一部分送至多聚物水解釜用于多聚物的水解，一部分送至环己酮汽提塔；脱水塔塔底采出脱水后的粗双聚物送入环己酮分离塔中段进行环己酮的分离。环己酮分离塔塔顶采出的环己酮返回双聚反应器循环使用；环己酮分离塔塔底采出双聚物和多聚物的混合物送至双聚物提纯塔中段进行双聚物的分离。双聚物提纯塔塔顶采出的双聚物经化验分析合格后送至双聚物蒸发器；双聚物提纯塔塔底采出含较多多聚物的混合物与双聚物蒸发器底部残液混合后送至多聚物水解釜进行水解反应。多聚物水解
釜中多聚物和少量双聚物在催化剂的作用下水解生成的环己酮并从釜顶部采出，与环己酮汽提塔塔顶分离的环己酮混合后返回脱水塔，进一步精馏分离出合格的环己酮循环利用；多聚物水解釜釜内催化剂连同废水一起经过滤后分离出催化剂固体，废水返回多聚物水解釜内利用。来自脱水塔塔顶油水分离器的废水经过环己酮汽提塔汽提，环己酮汽提塔塔顶分离出的环己酮组分返回脱水塔，环己酮汽提塔塔釜废水送去废水处理。
8.s2，来自双聚物提纯塔塔顶合格的双聚物与氢气捕集系统的氢气混合，送入双聚物蒸发器中得到汽化，双聚物蒸发器底部残液自流至多聚物水解釜中；汽化后的混合物送入双聚物脱氢反应器中在脱氢催化剂作用下发生脱氢反应生成opp。脱氢反应产物经过氢气捕集系统进行气液分离，分液后的氢气少部分返回双聚物蒸发器中进行脱氢反应，其余部分外送出装置外；分液后的脱氢产物进入脱轻塔内中段，脱轻塔塔顶产物主要是苯酚、联苯及未反应完全的双聚物等轻组分送至轻组分分离系统；脱轻塔塔底产物主要为opp、邻环己基苯酚和二苯并呋喃的混合物送至产品塔。轻组分分离系统采用间歇操作，依次分馏出苯酚、联苯和过渡馏分，苯酚、联苯经过收集外送出装置，含有二聚体的过渡馏分送至双聚物蒸发器进行循环利用，经过分馏后的剩余残液主要为含二苯并呋喃和opp的重组分，与产品塔塔釜重组分混合后，送至碱化釜进行碱化中和分离二苯并呋喃。碱化釜中加入碱液与反应物搅拌混合均匀后静置，碱化釜下层的二苯并呋喃送至装置外，碱化釜上层的碱化opp自流至中和釜；中和釜中加入酸液进行中和，待出现分层后，中和釜下层opp送至双聚物蒸发器，中和釜上层废水与环己酮汽提塔塔釜废水混合后送去废水处理。来自脱轻塔塔釜的重组分进入产品塔后，opp和邻环己基苯酚蒸汽自塔顶馏出送至重结晶系统；产品塔塔釜含较多二苯并呋喃的重组分送去碱化釜进行处理。
9.s3，自产品塔产出的粗品opp与溶剂送入重结晶系统进行精制处理，经过升温混合-降温结晶-离心分离等工序处理分离出固体opp粗品和含有邻环己基苯酚的溶剂混合液体，分离出的固体opp粗品经融化后送至气液分离器进一步精制脱除溶剂；含有邻环己基苯酚的溶剂混合液体送至溶剂回收系统进行分离回收。在溶剂回收系统中通过汽化分离出的溶剂和脱除溶剂的邻环己基苯酚残液，溶剂返回重结晶系统循环利用，脱除溶剂的邻环己基苯酚残液送回双聚物蒸发器进行循环反应。在气液分离器中，顶部采出溶剂返回重结晶系统循环使用，气液分离器底部采出含少量溶剂的opp粗品部分返回气液分离器内部，部分送至产品精制精馏塔。产品精制精馏塔塔顶采出溶剂气相经冷凝后返回重结晶系统循环利用，产品精制精馏塔中部和产品精制精馏塔塔釜采出液体opp送至产品精制汽提塔中。进入产品精制汽提塔的液体opp在氮气存在的作用下进行汽提，精制汽提塔塔顶采出气相经过冷凝处理返回气液分离器，精制汽提塔塔釜采出的opp液体送至产品稳定系统。在产品稳定系统中将产品精制汽提塔采出的液体opp与稳定剂进行混合搅拌得到opp成品。
10.可选地，所述s1中双聚反应器采用固定床反应器，操作压力为绝压0.15mpa～0.5mpa，反应温度为100℃～150℃，物料停留时间1h～3h。
11.可选地，所述s1中双聚脱水反应的催化剂为树脂催化剂；
12.可选地，所述s1中脱水塔塔顶压力为绝压0.02mpa～0.05mpa、温度为80℃～130℃，塔底压力为绝压0.03mpa～0.06mpa、温度为110℃～160℃；
13.可选地，所述s1中环己酮分离塔塔顶压力为绝压0.004mpa～0.01mpa、温度为50℃～100℃，塔底压力为绝压0.006mpa～0.02mpa、温度为160℃～210℃；
14.可选地，所述s1中双聚物提纯塔塔顶压力为绝压0.004mpa～0.01mpa、温度为150℃～200℃，塔底压力为绝压0.006mpa～0.02mpa、温度为190℃～240℃；
15.可选地，所述s1中多聚物水解釜采用常压操作，操作温度为80℃～200℃，物料停留时间为5h～10h。
16.可选地，所述s1中水解反应的催化剂为树脂催化剂；
17.可选地，所述s1中环己酮汽提塔操作压力为绝压0.01mpa～0.03mpa、温度为150℃～200℃；
18.可选地，所述s2中双聚物脱氢反应器采用固定床反应器，操作压力为绝压0.3mpa～0.6mpa，反应温度为300℃～500℃，双聚物液相进料空速为0.1～0.3h-1
，氢气进料空速为10～30h-1
；
19.可选地，所述s2中脱氢反应的催化剂为含贵金属pt类催化剂；
20.可选地，所述s2中脱轻塔塔顶压力为绝压0.004mpa～0.01mpa、温度为150℃～200℃，塔底压力为绝压0.006mpa～0.02mpa、温度为180℃～230℃；
21.可选地，所述s2中碱液为氢氧化钠、氢氧化钾中的一种或两种的水溶液，溶液浓度为30～45wt％；酸液采用浓硫酸，浓度为98wt％；
22.可选地，所述s2中产品塔塔顶压力为绝压0.004mpa～0.01mpa、温度为160℃～210℃，塔底压力为绝压0.006mpa～0.02mpa、温度为170℃～220℃；
23.可选地，所述s3重结晶系统中的重结晶溶剂采用沸程60℃～90℃的石油醚；
24.可选地，所述s3中重结晶系统中粗品opp与溶剂的质量配比为1:1～1.5；
25.可选地，所述s3中气液分离器操作压力为绝压0.004mpa～0.01mpa、温度为90℃～150℃；
26.可选地，所述s3中产品精制精馏塔塔顶压力为绝压0.005mpa～0.01mpa、温度为150℃～200℃，塔底压力为绝压0.008mpa～0.02mpa、温度为170℃～220℃；
27.可选地，所述s3中产品精制汽提塔塔顶压力为绝压0.01mpa～0.03mpa、温度为150℃～200℃，塔底压力为绝压0.01mpa～0.03mpa、温度为150℃～200℃；
28.本发明的有益效果是：
29.(1)本发明是包含环己酮制双聚体-双聚物提纯、脱氢反应-产品提纯、产品精制等单元的整体工艺，具有自动化程度高，生产连续的特点；目标产品opp纯度高、质量稳定、集中度高，并副产氢气、苯酚、联苯、二苯并呋喃等产品。
30.(2)本发明工艺对全流程工艺优化集成，充分考虑生产过程中热量的耦合和余热的回收利用，整体能耗较低，生产成本低的优势。
31.(3)本发明工艺实现了工艺内流转物料如原料环己酮、二聚体、溶剂石油醚等的回收和循环利用，环己酮单耗低，在提高原料利用率的同时减少污染物的排放，符合循环经济与严格的环保要求。
32.(4)本发明工艺中双聚物合成及多聚物水解反应采用树脂催化剂，具有转换效率高、造价低、易回收等优点；脱氢反应采用含贵金属pt类催化剂，转换效率高，寿命长。
附图说明
33.图1是本发明工艺的流程图
34.附图标记为：1-双聚反应器；2-脱水塔；3-脱水塔塔顶油水分离器；4-环己酮分离塔；5-双聚物提纯塔；6-多聚物水解釜；7-环己酮汽提塔；8-双聚物蒸发器；9-双聚物脱氢反应器；10-氢气捕集系统；11-脱轻塔；12-轻组分分离系统；13-碱化釜；14-中和釜；15-产品塔；16-重结晶系统；17-溶剂回收系统；18-气液分离器；19-产品精制精馏塔；20-产品精制汽提塔；21-产品稳定系统。
具体实施方式
35.下面将结合附图和实施例对本发明作进一步地详细描述。
36.实施例1
37.如图1所示，本实施例中的邻苯基苯酚的生产工艺方法，包括如下步骤：
38.s1，由罐区来的新鲜环己酮与来自环己酮分离塔4塔顶采出的环己酮混合，进入双聚反应器1，反应器采用固定床反应器，操作压力为绝压0.15mpa，反应温度为150℃，物料停留时间3h，在树脂催化剂的作用下发生双聚脱水反应合成双聚物，反应产物粗双聚物与多聚物水解釜6顶部的油相及环己酮汽提塔7塔顶油相混合后送入脱水塔2中段进行工艺水的分离。脱水塔2塔顶压力为绝压0.02mpa、温度为80℃，塔底压力为绝压0.03mpa、温度为110℃，从脱水塔2塔顶采出的水和环己酮混合物流入脱水塔塔顶油水分离器3，脱水塔塔顶油水分离器3上部的油相环己酮返回脱水塔2顶部，水相一部分送至多聚物水解釜6用于多聚物的水解，一部分送至环己酮汽提塔7；脱水塔2塔底采出脱水后的粗双聚物送入环己酮分离塔4中段进行环己酮的分离。环己酮分离塔4塔顶压力为绝压0.004mpa、温度为50℃，塔底压力为绝压0.006mpa、温度为160℃，环己酮分离塔4塔顶采出的环己酮返回双聚反应器1循环使用；环己酮分离塔4塔底采出双聚物和多聚物的混合物送至双聚物提纯塔5中段进行双聚物的分离。双聚物提纯塔5塔顶压力为绝压0.004mpa、温度为150℃，塔底压力为绝压0.006mpa、温度为190℃，双聚物提纯塔5塔顶采出的双聚物经化验分析合格后送至双聚物蒸发器8；双聚物提纯塔5塔底采出含较多多聚物的混合物与双聚物蒸发器8底部残液混合后送至多聚物水解釜6进行水解反应。多聚物水解釜6采用常压操作，操作温度为80℃，物料停留时间为10h，多聚物水解釜6中多聚物和少量双聚物在树脂催化剂的作用下水解生成的环己酮并从釜顶部采出，与环己酮汽提塔7塔顶分离的环己酮混合后返回脱水塔2，进一步精馏分离出合格的环己酮循环利用；多聚物水解釜6釜内催化剂连同废水一起经过滤后分离出催化剂固体，废水返回多聚物水解釜6内利用。来自脱水塔塔顶油水分离器3的废水经过环己酮汽提塔7汽提，环己酮汽提塔7操作压力为绝压0.01mpa、温度为150℃，环己酮汽提塔7塔顶分离出的环己酮组分返回脱水塔2，环己酮汽提塔7塔釜废水送去废水处理。
39.s2，来自双聚物提纯塔5塔顶合格的双聚物与氢气捕集系统10的氢气混合，送入双聚物蒸发器8中得到汽化，双聚物蒸发器8底部残液自流至多聚物水解釜6中；汽化后的混合物送入双聚物脱氢反应器9，双聚物脱氢反应器9采用固定床反应器，操作压力为绝压0.3mpa，反应温度为500℃，双聚物液相进料空速为0.1h-1
。氢气进料空速为10h-1
，在含pt脱氢催化剂作用下发生脱氢反应生成opp。脱氢反应产物经过氢气捕集系统10进行气液分离，分液后的氢气少部分返回双聚物蒸发器8中进行脱氢反应，其余部分外送出装置外；分液后的脱氢产物进入脱轻塔11内中段，脱轻塔11塔顶压力为绝压0.004mpa、温度为150℃，塔底压力为绝压0.006mpa、温度为180℃，塔顶产物主要是苯酚、联苯及未反应完全的双聚物等
轻组分送至轻组分分离系统12；脱轻塔11塔底产物主要为opp、邻环己基苯酚和二苯并呋喃的混合物送至产品塔15。轻组分分离系统12采用间歇操作，依次分馏出苯酚、联苯和过渡馏分，苯酚、联苯经过收集外送出装置，含有二聚体的过渡馏分送至双聚物蒸发器8进行循环利用，经过分馏后的剩余残液主要为含二苯并呋喃和opp的重组分，与产品塔15塔釜重组分混合后，送至碱化釜13进行碱化中和分离二苯并呋喃。碱化釜13中加入30wt％氢氧化钠溶液与反应物搅拌混合均匀后静置，下层的二苯并呋喃送至装置外，上层的碱化opp自流至中和釜14；中和釜14中加入98wt％硫酸进行中和，待出现分层后，下层opp送至双聚物蒸发器8，上层废水与环己酮汽提塔7塔釜废水混合后送去废水处理。来自脱轻塔11塔釜的重组分进入产品塔15，产品塔15塔顶压力为绝压0.004mpa、温度为160℃，塔底压力为绝压0.006mpa、温度为170℃，opp和邻环己基苯酚蒸汽自塔顶馏出送至重结晶系统16；产品塔15塔釜含较多二苯并呋喃的重组分送去碱化釜13进行处理。
40.s3，自产品塔15产出的粗品opp与石油醚溶剂送入重结晶系统16进行精制处理，粗opp与溶剂的质量配比为1:1，经过升温混合-降温结晶-离心分离等工序处理分离出固体opp粗品和含有邻环己基苯酚的溶剂混合液体，分离出的固体opp粗品经融化后送至气液分离器18进一步精制脱除溶剂；含有邻环己基苯酚的溶剂混合液体送至溶剂回收系统17进行分离回收。在溶剂回收系统17中通过汽化分离出的溶剂和脱除溶剂的邻环己基苯酚残液，溶剂返回重结晶系统16循环利用，脱除溶剂的邻环己基苯酚残液送回双聚物蒸发器8进行循环反应。在气液分离器18中，操作压力为绝压0.004mpa，温度为90℃，顶部采出溶剂返回重结晶系统16循环使用，底部采出含少量溶剂的opp粗品部分返回分离器内部，部分送至产品精制精馏塔19。产品精制精馏塔19塔顶压力为绝压0.005mpa、温度为150℃，塔底压力为绝压0.008mpa、温度为170℃，产品精制精馏塔19塔顶采出溶剂气相经冷凝后返回重结晶系统16循环利用，精馏塔中部和精馏塔釜采出液体opp送至产品精制汽提塔20中。进入产品精制汽提塔20的液体opp在氮气存在的作用下进行汽提，产品精制汽提塔20塔顶压力为绝压0.01mpa、温度为150℃，塔底压力为绝压0.01mpa、温度为150℃，塔顶采出气相经过冷凝处理返回气液分离器18，塔釜采出的opp液体送至产品稳定系统21。在产品稳定系统21中将产品精制汽提塔20采出的液体opp与稳定剂进行混合搅拌得到opp成品。
41.实施例2
42.如图1所示，本实施例中的邻苯基苯酚的生产工艺方法，包括如下步骤：
43.s1，由罐区来的新鲜环己酮与来自环己酮分离塔4塔顶采出的环己酮混合，进入双聚反应器1，反应器采用固定床反应器，操作压力为绝压0.2mpa，反应温度为120℃，物料停留时间1.5h，在树脂催化剂的作用下发生双聚脱水反应合成双聚物，反应产物粗双聚物与多聚物水解釜6顶部的油相及环己酮汽提塔7塔顶油相混合后送入脱水塔2中段进行工艺水的分离。脱水塔2塔顶压力为绝压0.035mpa、温度为100℃，塔底压力为绝压0.05mpa、温度为130℃，从脱水塔2塔顶采出的水和环己酮混合物流入脱水塔塔顶油水分离器3，脱水塔塔顶油水分离器3上部的油相环己酮返回脱水塔2顶部，水相一部分送至多聚物水解釜6用于多聚物的水解，一部分送至环己酮汽提塔7；脱水塔2塔底采出脱水后的粗双聚物送入环己酮分离塔4中段进行环己酮的分离。环己酮分离塔4塔顶压力为绝压0.005mpa、温度为70℃，塔底压力为绝压0.008mpa、温度为180℃，环己酮分离塔4塔顶采出的环己酮返回双聚反应器1循环使用；环己酮分离塔4塔底采出双聚物和多聚物的混合物送至双聚物提纯塔5中段进行
双聚物的分离。双聚物提纯塔5塔顶压力为绝压0.006mpa、温度为180℃，塔底压力为绝压0.008mpa、温度为210℃，双聚物提纯塔5塔顶采出的双聚物经化验分析合格后送至双聚物蒸发器8；双聚物提纯塔5塔底采出含较多多聚物的混合物与双聚物蒸发器8底部残液混合后送至多聚物水解釜6进行水解反应。多聚物水解釜6采用常压操作，操作温度为100℃，物料停留时间为8h，多聚物水解釜6中多聚物和少量双聚物在树脂催化剂的作用下水解生成的环己酮并从釜顶部采出，与环己酮汽提塔7塔顶分离的环己酮混合后返回脱水塔2，进一步精馏分离出合格的环己酮循环利用；多聚物水解釜6釜内催化剂连同废水一起经过滤后分离出催化剂固体，废水返回多聚物水解釜6内利用。来自脱水塔塔顶油水分离器3的废水经过环己酮汽提塔7汽提，环己酮汽提塔7操作压力为绝压0.02mpa、温度为180℃，环己酮汽提塔7塔顶分离出的环己酮组分返回脱水塔2，环己酮汽提塔7塔釜废水送去废水处理。
44.s2，来自双聚物提纯塔5塔顶合格的双聚物与氢气捕集系统10的氢气混合，送入双聚物蒸发器8中得到汽化，双聚物蒸发器8底部残液自流至多聚物水解釜6中；汽化后的混合物送入双聚物脱氢反应器9，双聚物脱氢反应器9采用固定床反应器，操作压力为绝压0.4mpa，反应温度为400℃，双聚物液相进料空速为0.2h-1
。氢气进料空速为20h-1
，在含pt脱氢催化剂作用下发生脱氢反应生成opp。脱氢反应产物经过氢气捕集系统10进行气液分离，分液后的氢气少部分返回双聚物蒸发器8中进行脱氢反应，其余部分外送出装置外；分液后的脱氢产物进入脱轻塔11内中段，脱轻塔11塔顶压力为绝压0.005mpa、温度为170℃，塔底压力为绝压0.008mpa、温度为200℃，塔顶产物主要是苯酚、联苯及未反应完全的双聚物等轻组分送至轻组分分离系统12；脱轻塔11塔底产物主要为opp、邻环己基苯酚和二苯并呋喃的混合物送至产品塔15。轻组分分离系统12采用间歇操作，依次分馏出苯酚、联苯和过渡馏分，苯酚、联苯经过收集外送出装置，含有二聚体的过渡馏分送至双聚物蒸发器8进行循环利用，经过分馏后的剩余残液主要为含二苯并呋喃和opp的重组分，与产品塔15塔釜重组分混合后，送至碱化釜13进行碱化中和分离二苯并呋喃。碱化釜13中加入40wt％氢氧化钠-氢氧化钾混合溶液，氢氧化钠与氢氧化钾质量配比为1:1，与反应物搅拌混合均匀后静置，下层的二苯并呋喃送至装置外，上层的碱化opp自流至中和釜14；中和釜14中加入98wt％硫酸进行中和，待出现分层后，下层opp送至双聚物蒸发器8，上层废水与环己酮汽提塔7塔釜废水混合后送去废水处理。来自脱轻塔11塔釜的重组分进入产品塔15，产品塔15塔顶压力为绝压0.006mpa、温度为190℃，塔底压力为绝压0.008mpa、温度为200℃，opp和邻环己基苯酚蒸汽自塔顶馏出送至重结晶系统16；产品塔15塔釜含较多二苯并呋喃的重组分送去碱化釜13进行处理。
45.s3，自产品塔15产出的粗品opp与石油醚溶剂送入重结晶系统16进行精制处理，粗opp与溶剂的质量配比为1:1.2，经过升温混合-降温结晶-离心分离等工序处理分离出固体opp粗品和含有邻环己基苯酚的溶剂混合液体，分离出的固体opp粗品经融化后送至气液分离器18进一步精制脱除溶剂；含有邻环己基苯酚的溶剂混合液体送至溶剂回收系统17进行分离回收。在溶剂回收系统17中通过汽化分离出的溶剂和脱除溶剂的邻环己基苯酚残液，溶剂返回重结晶系统16循环利用，脱除溶剂的邻环己基苯酚残液送回双聚物蒸发器8进行循环反应。在气液分离器18中，操作压力为绝压0.008mpa，温度为120℃，顶部采出溶剂返回重结晶系统16循环使用，底部采出含少量溶剂的opp粗品部分返回分离器内部，部分送至产品精制精馏塔19。产品精制精馏塔19塔顶压力为绝压0.007mpa、温度为180℃，塔底压力为
绝压0.01mpa、温度为200℃，产品精制精馏塔19塔顶采出溶剂气相经冷凝后返回重结晶系统16循环利用，精馏塔中部和精馏塔釜采出液体opp送至产品精制汽提塔20中。进入产品精制汽提塔20的液体opp在氮气存在的作用下进行汽提，产品精制汽提塔20塔顶压力为绝压0.015mpa、温度为170℃，塔底压力为绝压0.015mpa、温度为180℃，塔顶采出气相经过冷凝处理返回气液分离器18，塔釜采出的opp液体送至产品稳定系统21。在产品稳定系统21中将产品精制汽提塔20采出的液体opp与稳定剂进行混合搅拌得到opp成品。
46.实施例3
47.如图1所示，本实施例中的邻苯基苯酚的生产工艺方法，包括如下步骤：
48.s1，由罐区来的新鲜环己酮与来自环己酮分离塔4塔顶采出的环己酮混合，进入双聚反应器1，反应器采用固定床反应器，操作压力为绝压0.5mpa，反应温度为100℃，物料停留时间1h，在树脂催化剂的作用下发生双聚脱水反应合成双聚物，反应产物粗双聚物与多聚物水解釜6顶部的油相及环己酮汽提塔7塔顶油相混合后送入脱水塔2中段进行工艺水的分离。脱水塔2塔顶压力为绝压0.05mpa、温度为130℃，塔底压力为绝压0.06mpa、温度为160℃，从脱水塔2塔顶采出的水和环己酮混合物流入脱水塔塔顶油水分离器3，脱水塔塔顶油水分离器3上部的油相环己酮返回脱水塔2顶部，水相一部分送至多聚物水解釜6用于多聚物的水解，一部分送至环己酮汽提塔7；脱水塔2塔底采出脱水后的粗双聚物送入环己酮分离塔4中段进行环己酮的分离。环己酮分离塔4塔顶压力为绝压0.01mpa、温度为100℃，塔底压力为绝压0.02mpa、温度为210℃，环己酮分离塔4塔顶采出的环己酮返回双聚反应器1循环使用；环己酮分离塔4塔底采出双聚物和多聚物的混合物送至双聚物提纯塔5中段进行双聚物的分离。双聚物提纯塔5塔顶压力为绝压0.01mpa、温度为200℃，塔底压力为绝压0.02mpa、温度为240℃，双聚物提纯塔5塔顶采出的双聚物经化验分析合格后送至双聚物蒸发器8；双聚物提纯塔5塔底采出含较多多聚物的混合物与双聚物蒸发器8底部残液混合后送至多聚物水解釜6进行水解反应。多聚物水解釜6采用常压操作，操作温度为200℃，物料停留时间为5h，多聚物水解釜6中多聚物和少量双聚物在树脂催化剂的作用下水解生成的环己酮并从釜顶部采出，与环己酮汽提塔7塔顶分离的环己酮混合后返回脱水塔2，进一步精馏分离出合格的环己酮循环利用；多聚物水解釜6釜内催化剂连同废水一起经过滤后分离出催化剂固体，废水返回多聚物水解釜6内利用。来自脱水塔塔顶油水分离器3的废水经过环己酮汽提塔7汽提，环己酮汽提塔7操作压力为绝压0.03mpa、温度为200℃，环己酮汽提塔7塔顶分离出的环己酮组分返回脱水塔2，环己酮汽提塔7塔釜废水送去废水处理。
49.s2，来自双聚物提纯塔5塔顶合格的双聚物与氢气捕集系统10的氢气混合，送入双聚物蒸发器8中得到汽化，双聚物蒸发器8底部残液自流至多聚物水解釜6中；汽化后的混合物送入双聚物脱氢反应器9，双聚物脱氢反应器9采用固定床反应器，操作压力为绝压0.6mpa，反应温度为300℃，双聚物液相进料空速为0.3h-1
。氢气进料空速为30h-1
，在含pt脱氢催化剂作用下发生脱氢反应生成opp。脱氢反应产物经过氢气捕集系统10进行气液分离，分液后的氢气少部分返回双聚物蒸发器8中进行脱氢反应，其余部分外送出装置外；分液后的脱氢产物进入脱轻塔11内中段，脱轻塔11塔顶压力为绝压0.01mpa、温度为200℃，塔底压力为绝压0.02mpa、温度为230℃，塔顶产物主要是苯酚、联苯及未反应完全的双聚物等轻组分送至轻组分分离系统12；脱轻塔11塔底产物主要为opp、邻环己基苯酚和二苯并呋喃的混合物送至产品塔15。轻组分分离系统12采用间歇操作，依次分馏出苯酚、联苯和过渡馏分，
苯酚、联苯经过收集外送出装置，含有二聚体的过渡馏分送至双聚物蒸发器8进行循环利用，经过分馏后的剩余残液主要为含二苯并呋喃和opp的重组分，与产品塔15塔釜重组分混合后，送至碱化釜13进行碱化中和分离二苯并呋喃。碱化釜13中加入45wt％氢氧化钠溶液与反应物搅拌混合均匀后静置，下层的二苯并呋喃送至装置外，上层的碱化opp自流至中和釜14；中和釜14中加入98wt％硫酸进行中和，待出现分层后，下层opp送至双聚物蒸发器8，上层废水与环己酮汽提塔7塔釜废水混合后送去废水处理。来自脱轻塔11塔釜的重组分进入产品塔15，产品塔15塔顶压力为绝压0.01mpa、温度为210℃，塔底压力为绝压0.02mpa、温度为220℃，opp和邻环己基苯酚蒸汽自塔顶馏出送至重结晶系统16；产品塔15塔釜含较多二苯并呋喃的重组分送去碱化釜13进行处理。
50.s3，自产品塔15产出的粗品opp与石油醚溶剂送入重结晶系统16进行精制处理，粗opp与溶剂的质量配比为1:1.5，经过升温混合-降温结晶-离心分离等工序处理分离出固体opp粗品和含有邻环己基苯酚的溶剂混合液体，分离出的固体opp粗品经融化后送至气液分离器18进一步精制脱除溶剂；含有邻环己基苯酚的溶剂混合液体送至溶剂回收系统17进行分离回收。在溶剂回收系统17中通过汽化分离出的溶剂和脱除溶剂的邻环己基苯酚残液，溶剂返回重结晶系统16循环利用，脱除溶剂的邻环己基苯酚残液送回双聚物蒸发器8进行循环反应。在气液分离器18中，操作压力为绝压0.01mpa，温度为150℃，顶部采出溶剂返回重结晶系统16循环使用，底部采出含少量溶剂的opp粗品部分返回分离器内部，部分送至产品精制精馏塔19。产品精制精馏塔19塔顶压力为绝压0.01mpa、温度为200℃，塔底压力为绝压0.02mpa、温度为220℃，产品精制精馏塔19塔顶采出溶剂气相经冷凝后返回重结晶系统16循环利用，精馏塔中部和精馏塔釜采出液体opp送至产品精制汽提塔20中。进入产品精制汽提塔20的液体opp在氮气存在的作用下进行汽提，产品精制汽提塔20塔顶压力为绝压0.03mpa、温度为200℃，塔底压力为绝压0.03mpa、温度为200℃，塔顶采出气相经过冷凝处理返回气液分离器18，塔釜采出的opp液体送至产品稳定系统21。在产品稳定系统21中将产品精制汽提塔20采出的液体opp与稳定剂进行混合搅拌得到opp成品。
51.可以理解的是，以上实施方式仅仅是为了说明本发明的原理而采用的示例性实施方式，然而本发明并不局限于此。对于本领域内的普通技术人员而言，在不脱离本发明的精神和实质的情况下，可以做出各种变型和改进，这些变型和改进也视为本发明的保护范围。

技术特征：

1.一种邻苯基苯酚的生产工艺方法，其特征在于，包括如下步骤：s1，由罐区来的新鲜环己酮与来自环己酮分离塔(4)塔顶采出的环己酮混合，进入双聚反应器(1)在催化剂的作用下发生双聚脱水反应合成双聚物，反应产物粗双聚物与多聚物水解釜(6)顶部的油相及环己酮汽提塔(7)塔顶油相混合后送入脱水塔(2)中段进行工艺水的分离；从脱水塔(2)塔顶采出的水和环己酮混合物流入脱水塔塔顶油水分离器(3)，脱水塔塔顶油水分离器(3)上部的油相环己酮返回脱水塔(2)顶部，水相一部分送至多聚物水解釜(6)用于多聚物的水解，一部分送至环己酮汽提塔(7)；脱水塔(2)塔底采出脱水后的粗双聚物送入环己酮分离塔(4)中段进行环己酮的分离；环己酮分离塔(4)塔顶采出的环己酮返回双聚反应器(1)循环使用；环己酮分离塔(4)塔底采出双聚物和多聚物的混合物送至双聚物提纯塔(5)中段进行双聚物的分离；双聚物提纯塔(5)塔顶采出的双聚物经化验分析合格后送至双聚物蒸发器(8)；双聚物提纯塔(5)塔底采出含较多多聚物的混合物与双聚物蒸发器(8)底部残液混合后送至多聚物水解釜(6)进行水解反应；多聚物水解釜(6)中多聚物和少量双聚物在催化剂的作用下水解生成环己酮并从釜顶部采出，与环己酮汽提塔(7)塔顶分离的环己酮混合后返回脱水塔(2)，进一步精馏分离出合格的环己酮循环利用；多聚物水解釜(6)釜内催化剂连同废水一起经过滤后分离出催化剂固体，废水返回多聚物水解釜(6)内利用；来自脱水塔塔顶油水分离器(3)的废水经过环己酮汽提塔(7)汽提，环己酮汽提塔(7)塔顶分离出的环己酮组分返回脱水塔(2)，环己酮汽提塔(7)塔釜废水送去废水处理；s2，来自双聚物提纯塔(5)塔顶合格的双聚物与氢气捕集系统(10)的氢气混合，送入双聚物蒸发器(8)中得到汽化，双聚物蒸发器(8)底部残液自流至多聚物水解釜(6)中；汽化后的混合物送入双聚物脱氢反应器(9)中在脱氢催化剂作用下发生脱氢反应生成opp；脱氢反应产物经过氢气捕集系统(10)进行气液分离，分液后的氢气少部分返回双聚物蒸发器(8)中进行脱氢反应，其余部分外送出装置外；分液后的脱氢产物进入脱轻塔(11)内中段，脱轻塔(11)塔顶产物主要是苯酚、联苯及未反应完全的双聚物的轻组分送至轻组分分离系统(12)；脱轻塔(11)塔底产物主要为opp、邻环己基苯酚和二苯并呋喃的混合物送至产品塔(15)；轻组分分离系统(12)采用间歇操作，依次分馏出苯酚、联苯和过渡馏分，苯酚、联苯经过收集外送出装置，含有二聚体的过渡馏分送至双聚物蒸发器(8)进行循环利用，经过分馏后的剩余残液主要为含二苯并呋喃和opp的重组分，与产品塔(15)塔釜重组分混合后，送至碱化釜(13)进行碱化中和分离二苯并呋喃；碱化釜(13)中加入碱液与反应物搅拌混合均匀后静置，碱化釜(13)下层的二苯并呋喃送至装置外，碱化釜(13)上层的碱化opp自流至中和釜(14)；中和釜(14)中加入酸液进行中和，待出现分层后，下层opp送至双聚物蒸发器(8)，中和釜(14)上层废水与环己酮汽提塔(7)塔釜废水混合后送去废水处理；来自脱轻塔(11)塔釜的重组分进入产品塔(15)后，opp和邻环己基苯酚蒸汽自塔顶馏出送至重结晶系统(16)；产品塔(15)塔釜含较多二苯并呋喃的重组分送去碱化釜(13)进行处理；s3，自产品塔(15)产出的粗品opp与溶剂送入重结晶系统(16)进行精制处理，经过升温混合-降温结晶-离心分离的工序处理分离出固体opp粗品和含有邻环己基苯酚的溶剂混合液体，分离出的固体opp粗品经融化后送至气液分离器(18)进一步精制脱除溶剂；含有邻环己基苯酚的溶剂混合液体送至溶剂回收系统(17)进行分离回收；在溶剂回收系统(17)中通过汽化分离出的溶剂和脱除溶剂的邻环己基苯酚残液，溶剂返回重结晶系统(16)循环利用，脱除溶剂的邻环己基苯酚残液送回双聚物蒸发器(8)进行循环反应；在气液分离器(18)
中，顶部采出溶剂返回重结晶系统(16)循环使用，气液分离器(18)底部采出含少量溶剂的opp粗品部分返回气液分离器(18)内部，部分送至产品精制精馏塔(19)；产品精制精馏塔(19)塔顶采出溶剂气相经冷凝后返回重结晶系统(16)循环利用，产品精制精馏塔(19)中部和产品精制精馏塔(19)塔釜采出液体opp送至产品精制汽提塔(20)中；进入产品精制汽提塔(20)的液体opp在氮气存在的作用下进行汽提，精制汽提塔(20)塔顶采出气相经过冷凝处理返回气液分离器(18)，精制汽提塔(20)塔釜采出的opp液体送至产品稳定系统(21)；在产品稳定系统(21)中将产品精制汽提塔(20)采出的液体opp与稳定剂进行混合搅拌得到opp成品。2.根据权利要求1所述的邻苯基苯酚的生产工艺方法，其特征在于，所述所述s1中：双聚反应器(1)采用固定床反应器，操作压力为绝压0.15mpa～0.5mpa，反应温度为100℃～150℃，物料停留时间1h～3h；脱水塔(2)塔顶压力为绝压0.02mpa～0.05mpa、温度为80℃～130℃，塔底压力为绝压0.03mpa～0.06mpa、温度为110℃～160℃；环己酮分离塔(4)塔顶压力为绝压0.004mpa～0.01mpa、温度为50℃～100℃，塔底压力为绝压0.006mpa～0.02mpa、温度为160℃～210℃；双聚物提纯塔(5)塔顶压力为绝压0.004mpa～0.01mpa、温度为150℃～200℃，塔底压力为绝压0.006mpa～0.02mpa、温度为190℃～240℃；多聚物水解釜(6)采用常压操作，操作温度为80℃～200℃，物料停留时间为5h～10h；环己酮汽提塔(7)操作压力为绝压0.01mpa～0.03mpa、温度为150℃～200℃。3.根据权利要求1所述的邻苯基苯酚的生产工艺方法，其特征在于，所述s1中双聚脱水反应的催化剂为树脂催化剂。4.根据权利要求1所述的邻苯基苯酚的生产工艺方法，其特征在于，所述s1中水解反应的催化剂为树脂催化剂。5.根据权利要求1所述的邻苯基苯酚的生产工艺方法，其特征在于，所述s2中：双聚物脱氢反应器(9)采用固定床反应器，操作压力为绝压0.3mpa～0.6mpa，反应温度为300℃～500℃，双聚物液相进料空速为0.1～0.3h-1
，氢气进料空速为10～30h-1
；脱轻塔(11)塔顶压力为绝压0.004mpa～0.01mpa、温度为150℃～200℃，塔底压力为绝压0.006mpa～0.02mpa、温度为180℃～230℃；产品塔(15)塔顶压力为绝压0.004mpa～0.01mpa、温度为160℃～210℃，塔底压力为绝压0.006mpa～0.02mpa、温度为170℃～220℃。6.根据权利要求1所述的邻苯基苯酚的生产工艺方法，其特征在于，所述s2中脱氢反应的催化剂为含贵金属pt类催化剂。7.根据权利要求1所述的邻苯基苯酚的生产工艺方法，其特征在于，所述s2中碱液为氢氧化钠、氢氧化钾中的一种或两种的水溶液，溶液浓度为30～45wt％；酸液采用浓硫酸，浓度为98wt％。8.根据权利要求1所述的邻苯基苯酚的生产工艺方法，其特征在于，所述s3中重结晶系统(16)中重结晶溶剂采用沸程60℃～90℃的石油醚。9.根据权利要求1所述的邻苯基苯酚的生产工艺方法，其特征在于，所述s3中，重结晶系统(16)中粗品opp与重结晶溶剂的质量配比为1:1～1.5。
10.根据权利要求1所述的邻苯基苯酚的生产工艺方法，其特征在于，所述s3中：气液分离器(18)操作压力为绝压0.004mpa～0.01mpa、温度为90℃～150℃；产品精制精馏塔(19)塔顶压力为绝压0.005mpa～0.01mpa、温度为150℃～200℃，塔底压力为绝压0.008mpa～0.02mpa、温度为170℃～220℃；产品精制汽提塔(20)塔顶压力为绝压0.01mpa～0.03mpa、温度为150℃～200℃，塔底压力为绝压0.01mpa～0.03mpa、温度为150℃～200℃。

技术总结

本发明提供一种邻苯基苯酚的生产工艺方法，属于化工生产工艺领域，以解决现有技术中以酸性液体或固体为催化剂腐蚀强、造价高、难回收和自动化程度低、生产不连续、规模小及产品集中度不高的问题。本发明是包含环己酮制双聚体-双聚物提纯、脱氢反应-产品提纯、产品精制等单元的整体工艺，具有自动化程度高，生产连续的特点；目标产品OPP纯度高、质量稳定、集中度高，并副产氢气、苯酚、联苯、二苯并呋喃等。对全流程工艺优化集成，充分考虑生产过程中热量的耦合和余热的回收利用，整体能耗较低，生产成本低。实现了工艺内流转物料如原料环己酮、二聚体、溶剂石油醚等的回收和循环利用，环己酮单耗低，在提高原料利用率的同时减少污染物排放。物排放。物排放。