(57)【特許請求の範囲】
【請求項１】
クメンを、工業用クメンヒドロペルオキシド（ＣＨＰ）に酸化させ、ＣＨＰの触媒的分解下で、フェノール及びアセトンを製造するための改良法において、酸化生成物を、工業用クメンヒドロペルオキシド中のクメン含量２１〜３０重量％まで濃縮し、この混合物を触媒的分解に導入し、分解の際に、フェノール：アセトン：クメンのモル比１：１〜０．７７：０．３５〜０．８７を保つことを特徴とする、クメンからフェノール及びアセトンを製造するための改良法。
【請求項２】
混合反応器中の工業用クメンヒドロペルオキシドの分解、及び管状反応器中の副生成物として生成したジクミルペルオキシドの分解を、前記の反応器中で、反応媒体の異なる組成で実施する、請求項１に記載のクメンからフェノール及びアセトンを製造するための改良法。
【請求項３】
混合反応器中での工業用クメンヒドロペルオキシドの分解段階で、反応媒体中で、フェノール：アセトン：クメンのモル比１：１：（０．３８〜０．６１）を厳守する、請求項２に記載のクメンからフェノール及びアセトンを製造するための改良法。
【請求項４】
混合反応器中で、工業用クメンヒドロペルオキシドの分解のために、含まれるクメン含量に依って、次の比率：
0004012255.tif 000040
［この際、
Ｇzirkは、循環する分解生成物の量（ｔ／ｈ）であり、
ＧtCHPは、分解に導入される工業用ＣＨＰの量（ｔ／ｈ）であり、かつ
％クメンは、工業用ＣＨＰ中のクメン重量％である］を厳守する、請求項２に記載のクメンからフェノール及びアセトンを製造するための改良法。
【請求項５】
管状反応器中でのジクミルペルオキシド及びジメチルフェニルカルビノールの分解は、モル比フェノール：アセトン：クメン＝１：（１〜０．７７）：（０．３５〜０．８７）を有する反応媒体中で、１５０〜１６８℃の温度で実施される、請求項２に記載のクメンからフェノール及びアセトンを製造するための改良法。
【請求項６】
ジクミルペルオキシド及びジメチルフェニルカルビノールの分解反応器中に、クメン画分１６０ｋｇ／工業用クメンヒドロペルオキシドｔまでの量で導入する、請求項５に記載のクメンからフェノール及びアセトンを製造するための改良法。
【請求項７】
ジクミルペルオキシド及びジメチルフェニルカルビノールの分解反応器中に、水１〜３０．４ｋｇ／工業用クメンヒドロペルオキシドｔまでの量で導入する、請求項５または６に記載のクメンからフェノール及びアセトンを製造するための改良法。
【請求項８】
ジクミルペルオキシド及びジメチルフェニルカルビノールの分解過程の制御は、装置中で、１．５〜２１．４の範囲での比率度（△Ｔ2／△Ｔ1）：［この際、
△Ｔ2は、ジクミルペルオキシド及びジメチルフェニルカルビノールの分解反応器の入口及び出口での生成物の温度差であり、かつ
△Ｔ1は、工業用クメンヒドロペルオキシドの分解生成物の循環の導管中に設置される熱量計の入口及び出口での生成物の温度差である］の調整によって行なわれる、請求項１から７までのいずれか１項に記載のクメンからフェノール及びアセトンを製造するための改良法。
【請求項９】
比率度が、３〜８の範囲である、請求項８記載の方法。
【請求項１０】
管状反応器中のジクミルペルオキシド及びジメチルフェニルカルビノールの分解は、減少したアセトン含量を有する反応媒体中で実施され、この際、減少したアセトン含量は、アセトン部分の除去によって、又は分解生成物中へ付加的な量のクメン−及び水画分を添加することによって、又は双方の方法を使用することによって達成される、請求項５に記載のクメンからフェノール及びアセトンを製造するための改良法。
【請求項１１】
硫酸の中和段階において、炭化水素画分の導入による分解生成物中のクメン及びα−メチルスチレンの総含量は４０重量％であり、水含量は３．５重量％であり、硫酸の中和段階後の分解生成物中の塩濃度は３〜２０ｐｐｍである、請求項１０に記載のクメンからフェノール及びアセトンを製造するための改良法。
【発明の詳細な説明】
本発明は、クメンを酸化させ、次いで反応器中で、酸性触媒を用いて、クメンヒドロペルオキシドを分解し、反応生成物を蒸留的に分離して、フェノール及びアセトンを製造するための改良法に関する。
クメンからフェノール及びアセトンを製造するための全ての現存方法は、次の重要な段階から成る：
１．クメンをクメンヒドロペルオキシド（ＣＨＰ）に酸化させること。
２．酸化生成物の蒸留及び工業用ＣＨＰの製造。
３．ＣＨＰ及びその中に含有されるジメチルフェニルカルビノール（ＤＭＰＣ）を酸性分解させて、最終生成物のフェノール、アセトン及びα−メチルスチレン（ＡＭＳ）にさせること。
４．酸性触媒の中和及び反応生成物から塩の分離。
５．反応生成物の分離及び精製。
通例、フェノールの製法に関する研究は、方法の１段階だけを改良する目的で実施された。この際、方法の選択性、エネルギー係数及び安全性を、できるだけ同時に改良する試みは為されなかった。最も重要な係数は、蒸気消費量である。
不所望な副産物の主量は、ＣＨＰの酸性分解段階で生成されるので、殆どの研究者はまさにこの段階を先ず注目する。反応性ＤＭＰＣを含有する工業用ＣＨＰの分解の経過中に化学反応が起こり、この反応は、最終生成物の損失や、使用性の低い廃物、いわゆるフェノール性タールの生成を引き起こす。
方法の選択性の最重要の基準は、価値のある副生成物、特にα−メチルスチレン（ＡＭＳ）の収率である。周知のように、ＡＭＳを水素添加して、クメンにするか、又は生成物として直接単離することができる。
ＡＭＳ収率の上昇のために、様々の可能性がある：
ａ）反応媒体の組成の選択（化学的変法）、
ｂ）反応器型及び熱排出法の選択（工学的変法）、
ｃ）化学的及び工学的変法の合体。
本検査により、触媒として使用される硫酸の触媒特性は、フェノール−アセトン−反応媒体中で、フェノール分子間及びフェノール−及びアセトン分子間の強力な水素架橋結合の生成により、フェノール−アセトン比率の変化により、及び不活性溶剤、例えばクメンの添加により、数倍も変化することが判明した。触媒活性の変化は、水によっても、少なからず強く影響される。
フェノール：アセトン：水：クメン：硫酸の変動比率の組合せは、第１、２、３図に示されている本実験データの分析が示すように、この多成分−反応媒体の触媒特性の質的変化に結びつく。
ＣＨＰ−分解の反応定数のこの重要な変化は、多成分−溶液中で、硫酸の触媒活性の大きな変化が起きることと関連する。この現象は、ある触媒から他の型の触媒への変移を証明する。本来、超強触媒（Magic acid）から弱触媒への変移が問題である。このことから、反応媒体の組成が変えられる、様々な特許及び技術における選択性での大きな差異が自明となる。即ち、ＡＭＳの収率は、フェノール及びアセトンの等モル混合物から成る反応媒体で、理論値の約４０〜４５％である（ＲＵ第１３６１９３７号明細書）。
アセトンの大過剰量が使用され、モル比アセトン：フェノール＝５：１である、米国特許（ＵＳ）第２６６３７３５号明細書による方法では、ＡＭＳの収率は、理論値の５５％を越えない。
また、ルーマニア国特許（ＲＯ）第６３１６８号明細書による方法では、反応媒体として、クメン２０重量％までを含有する、フェノール及びアセトンの等モル混合物も使用する。この場合には、ＡＭＳの収率は、理論値の約６０％である。
ルーマニア国特許（ＲＯ）第１５６３１８１号明細書による方法では、反応媒体は２０％のアセトンの過剰量及びクメン１〜２％だけを含有する。この場合には既にＡＭＳの収率は理論値の約７０％である。
米国特許（ＵＳ）第５２５４７５１号明細書及び米国特許（ＵＳ）第５５３０１６６号明細書による方法では、ＡＭＳの収率は理論値の約８０％に達する。この方法では、クメン２０重量％まで及びモル比アセトン：フェノール＝１．５：１を含有する反応媒体を使用する。同時に、この方法のために、混合反応器及び管状反応器を使用する。前記のＡＭＳ収率は大操業設備で達成されたことが強調される。
米国特許（ＵＳ）第５２５４７５１号明細書及び米国特許（ＵＳ）第５５３０１６６号明細書で達成される結果を、米国特許（ＵＳ）第４３５８６１８号明細書で、１５重量％までのクメン含量及びフェノール対アセトン等モル比（モル比アセトン：フェノール：クメン＝１：１：０．２３）で得られる。この特許では、混合反応器及び２個の管状反応器から成る組合せを使用する。この際、反応媒体の組成は、全反応器中で一定のままであるが、異なる温度範囲を使用する：混合反応器中５０〜９０℃、管状反応器中１２０〜１５０℃。
本検査及び特許データの結果は、反応媒体中に付加的に供給されるアセトン及びクメンの量は、方法の選択性のために重要であるが、決定的ではないことを示す。本検査が示すように、前記の全因子の組合せが極めて重要であり、しかも最適モル比アセトン：フェノール：クメン：水、及びこの比率のために厳守されるべき反応器、即ちＣＨＰの分解のための混合反応器、及びジクミルペルオキシド（ＤＣＰ）及びＤＭＰＣの分解のための管状反応器の適正選択も極めて重要である。実際に、全特許及び機能性操作技術において、アセトン：フェノール：クメン：水の最適モル比を特性とする反応媒体の組成は、混合−及び管状反応器中で一定である。
しかし、意外なことに、前記の反応器中での反応媒体の組成は、高選択性及び同時に最少量の副産物を達成するために、明らかに相互に異ならなければならないことが確認された（例２〜９参照）。
フェノール及びアセトンの実際の製法では、方法の選択性が極めて重要であるばかりでなく、生成物の分離を困難にさせ、エネルギー消費を著しく高める副生成物、例えば酸化メシチル（ＭＯ）及びヒドロキシアセトン（ＨＡ）の量も非常に重要である。
この事情は、前記の特許において、今まで考慮されていなかった。本研究が示したように（第１表参照）、ＡＭＳ収率及び前記の副生成物量の少量化のための最適条件は一致しない。即ち、クメン１５重量％を含有するフェノール−アセトンの等モル混合物中で、米国特許（ＵＳ）第４３５８６１８号明細書で推奨された温度範囲での温度上昇は、７５０ｐｐｍまでへの不所望なＭＯ含量の上昇を引き起こすことが、実験的に確認された。このことは、一方で、全方法において、温度上昇の際に、ＡＭＳ収率の改善が達成され、他方で、ＭＯの濃度が著しく大きくなることを意味する（第１表参照）。全方法で、フェノール中のＭＯ−含量（＜１０〜１５ｐｐｍ）が厳正に要求されるので、方法の最適化に関して、ＡＭＳ収率の観点のみならず、前記の副生成物及び不純物の割合の最少化の観点も極めて重要である。
0004012255.tif 000002
米国特許（ＵＳ）第２６６３７３５号明細書及び米国特許（ＵＳ）第１１０９２９７号明細書におけるように、反応媒体中のアセトン高含量を伴う方法においては、分解生成物中のＭＯのもっと高い濃度（１２００ｐｐｍ）を得る。副生成物が多量に存在することは、方法における著しいエネルギー消費に繋がる。
酸化から最終生成物の単離までの前記の全方法段階において、最終生成物の化学的損失が生じ、一方で、全方法のエネルギー消費の約７５％が、ＣＨＰの分解生成物の精留の段階で失われる。
クメン酸化段階で製造された希ＣＨＰを、ＣＨＰ分解段階への導入のために所望される含量に濃縮させるために、著しい量のエネルギーが付加的に必要である。３５％以上の酸化反応の選択度は、クメン変換率を強く減少させるという原因から、操作過程中の酸化段階におけるクメンの変換率は１５〜３５％であるので、得られる酸化生成物は濃縮される。濃縮は多段階で実施され、従って得られる工業用ＣＨＰ中のクメンの残余含量は、１〜２から１０〜１５重量％までである。その際、酸化段階でのクメンの低変換率を必要とすることによって、後続の酸化段階へのクメンの回収のために、ＣＨＰから非変換クメンを分離させるために付加的なエネルギー消費が生じる。
計算及び操作経験から、１通過当たり、２０％のクメン変換率で、クメン１ｔ（トン）の完全な変換を達成するために、クメン３．８７ｔを留去させなければならないことが明らかである。この際、蒸気消費は１．２ｔ／フェノール１ｔであり、工業用ＣＨＰ中のクメン含量は１〜２％である。
この段階で、主蒸気消費と共に、ＣＨＰからＤＭＰＣ及びアセトフェノン（ＡＣＰ）への副反応が起こることが実験的に確認された。この副生成物の量は、工業用ＣＨＰ中の１〜２重量％のクメンの残余含量で２０％に上昇する。１０〜１５重量％までの工業用ＣＨＰ中のクメン含量の増加は、化学的損失を８〜１０％まで減少させる。ＣＨＰの安定性へのクメンの影響の実験で、ＣＨＰの熱的分解を、工業用ＣＨＰ中の２０重量％以上のクメンの濃度で完全に妨げることが可能であることが明らかとなった。
本研究及び計算が示したように、工業用ＣＨＰ中のクメン含量が２５重量％にまで上昇する場合には、濃縮段階におけるエネルギー消費は、約７０％に降下し、蒸気０．９５ｔ／フェノール（ｔ）である。同時にＣＨＰの化学的損失は実際に完全に抑制される（第２表参照）。
0004012255.tif 000003
工業用ＣＨＰ中の非留去クメンの含量の増加は、この段階における化学的損失及びエネルギー消費を減少させるが、ＣＨＰの均一な酸性分解の実施を困難にさせる。従って、特許中には２０重量％までのクメン含量が挙げられたが、本方法の研究者及び実施者によって、１０〜１２重量％以上の工業用ＣＨＰ中のクメン濃度の使用は推奨されなかった。
つまり、ＣＨＰの酸性分解の段階で高クメン濃度を使用する基本問題は、この段階の安全な実施である。この問題が解明されないと、高められたクメン含量を有する媒体での方法の実施は次のことになる：
反応器中での非分解ＣＨＰの蓄積、及びＣＨＰの分解の際の１６００ｋｊ／ｋｇ（３８０ｋｃａｌ／ｋｇ）の発熱が、７００℃への温度上昇と等価である場合には、爆発。
２番目に解明すべき問題は、分解生成物の精留の段階で、この混合生成物中のクメン含量が上昇する際の、エネルギー消費の著しい上昇である。
本出願者によって実施された分析及び計算は、公知技術水準による方法では、ＣＨＰの濃縮段階でのクメンの非除去によるエネルギー消費の減少が、分解生成物の分離及び方法の最終で初めて分離されるクメンの酸化段階への回収のためのエネルギー−及び操作消費によって著しく凌駕されることを示す。この際、全クメンは、全方法段階を通過しなければならず、続いてフェノールを精製して数ｐｐｍの不純物にすることを著しく困難にさせる。
本出願者によって完成された複合方法で、前記の欠点を回避し、全過程のためのエネルギー収得を得ることができる。この際、分解段階での安全性が高められ、同時に、選択性を上昇させ、かつ副産物量を低下させる。更に、中和段階での塩を著しく減少させることができる。この利点は、例２〜９及び第４図で表示される本出願の実験から明らかである。
本出願の検査が示すように、ジクミルペルオキシド（ＤＣＰ）及びＤＭＰＣの変換反応及びＣＨＰの分解は、様々な組成の反応媒体中で実施することができる。それによって、より高い選択性及びより高いＤＣＰ変換率が達成される。
即ち、クメン１５重量％までを含有するフェノール−アセトンの等モル混合物において、最適選択性は、０．５重量％のＤＣＰの残余含量で達成され、これは、最終生成物（フェノール、アセトン及びＡＭＳ）の０．５％abs.の総損失に相応する。
本出願人によって完成された方法では、反応媒体中のモル比フェノール：アセトン：クメン＝１：（１〜０．７７）：（０．３５〜０．８７）で、フェノール１トンに対する、ＡＭＳの収率及びクメン消費、及び０．０６〜０．０９重量％のＤＣＰの残余含量（即ち、ＤＣＰの変換率ほぼ１００％）でのフェノール性タールの生成に関する最高の結果を達成することができ、これは、他の出願では達成されない。同時に、フェノール性タールの最少生成及び相応してクメンの最高使用がＡＭＳの非最高収率で達成されることを確認した（第４図）。
第４図は、様々な技術の有効性の比較は、ＡＭＳの収率では、全く正確であるとは限らず、フェノールに対するクメン消費により、方法の有効性を比較することが正しいことを示す。
第５及び６図に表示されている本検査結果は、クメンなしで、分解（ＲＭＳ）の反応組成物中に溶解したＮａ2ＳＯ4の量２０００ｐｐｍは、ＲＭＳ中のクメン含量４０重量％で、２ｐｐｍまで減らされることを示す。この効果を、本発明による技術においては、ＤＣＰの変換段階での反応媒体の組成の変化によって、また中和段階でのクメンの付加的な供給によって達成する。同時に、この条件下でＲＭＳ中に溶けた水の量は１２％から３．５重量％にまで減少される。
結果的に、本発明による方法は、反応媒体の変動組成により、次の若干の技術的問題を解決する：
１．分離に導入される生成物からのナトリウム塩（Ｎａ2ＳＯ4、ＮａＨＳＯ4、Ｎａ−フェノラート）の効果的除去（これは、他の技術では達成されない）、
２．ＲＭＳ中の水の含量の減少によるエネルギー消費の低下、その蒸発熱（２２５５ｋＪ／ｋｇ（５３９ｋｃａｌ／ｋｇ））は、クメンのそれ（３２６ｋＪ／ｋｇ（７８ｋｃａｌ／ｋｇ））よりも著しく高い。
３．ＣＨＰの安全な分解を保証する。
４．ＤＣＰ及びＤＭＰＣの変換の反応器中の高選択性を保証する（これは他の技術では達成されない）。
５．副生成物、酸化メシチル及びヒドロキシアセトンの生成を減少させる（第３表参照）。
改善方法の実施のための特に有利な順序の原則図式は第７図にあり、それを次に記載する。
酸化生成物を、導管１０を経て、装置１Ａに導入し、そこで、導管９を通って酸化に戻されるクメンの一部の蒸発が、酸化生成物中に含まれる熱によって行なわれる。それ以上の濃縮は、１又は２つの連続する装置１Ｂ、Ｃ（第２の装置１Ｃは、図式には記載されていない）中で、収得される工業用ＣＨＰ中のクメン含量が２１％を越えるが、３０重量％よりも少ない量で、外部から供給される熱によって実施される。
酸化生成物のための蒸留装置として、通例使用される標準装置（外部−及び内部に設置された循環蒸発器を備えた真空蒸発器、薄膜凝縮器を備えた薄層蒸発器等）を使用することができる。蒸発器の型に関係なく、器底生成物中２６〜２８重量％のクメン含量が有利である。収得される工業用ＣＨＰは、次の組成（重量％）を有する：
ＣＨＰ      ７５〜６４、有利に６７〜６５、
クメン    ２１〜３０、有利に２８〜２６、
ＤＭＰＣ    ８〜３、
ＡＣＰ      １．２〜０．４、
ＤＣＰ      ０．５〜０．２。
ＤＭＰＣ、ＡＣＰ及びＤＣＰの濃度は、酸化反応器中の媒体の酸化度、温度及びｐＨにより、強く変動し、従って、前記の組成に限定されるものではない。限定は、クメン及びＣＨＰの濃度にだけ関係する。
ＣＨＰの分解のために、管中を流れる水によって冷却される、３個よりも少なくない熱交換体２（Ａ、Ｂ、Ｃ）から成る、慣例の装置を使用し（第７図）、一方で、ＣＨＰ及び循環する分解生成物は、ジャケット室に存在する。冷却水は導管１２を経て、濃縮酸化生成物は導管１１を経て導入される。混合器１３中で、酸化生成物を、反応器２中で循環する分解生成物及び触媒と混合させる。ＣＨＰの分解は、触媒として、硫酸を用いて実施され、その濃度２００〜３００ｐｐｍは、伝導度測定器（記載されていない）によって自動的に調整される。硫酸を、導管１５を経て、ポンプ１４によってポンプ送りされる反応組成物に導入される。ＣＨＰの分解は、有利にクメン２８〜２６重量％を含有する媒体中で、モル比フェノール：アセトン＝１：１で実施される。クメン濃度は、装置中で、２１〜３０重量％で変動することができる。
前記の装置中での、変動濃度のクメンを含有する工業用ＣＨＰの分解は、クメン含量に応じて、次の式に従って実施される：
0004012255.tif 000004
［式中、ＧZirkは、循環する酸化生成物の量（ｔ／ｈ）であり、
ＧtCHPは、分解に導入される工業用ＣＨＰの量（ｔ／ｈ）であり、かつ
％クメンは、工業用ＣＨＰ中のクメンの重量割合である］。
前記の方法でのＣＨＰ−分解の方法の実施は、工業用ＣＨＰ中の変動するクメン含量での、及び相応して、フェノール：アセトン：クメン＝１：１：（０．３８〜０．６１）のモル比を特性とする反応媒体の変動組成での安定性及び安全性を保証する。
工業用ＣＨＰ中の変動クメン含量において、前記の式（１）に相応するＣＨＰ−変換率の大きさは一定のままであり、図式中に示したように配置されている（第７図参照）小管状反応器である熱量計１６の温度差ΔＴ1の大きさを介して調整される。１通過当たりのＣＨＰ−変換率は、７６〜８８％である。式（１）で決定される比率から逸脱する場合には、記号ΔＴ1は、弁を経て、反応器２Ａ、２Ｂ及び２Ｃ中への冷却水の通過量を修正する。
式（１）の比率と、ＣＨＰ−分解の反応器中の冷却水の流通量をΔＴ1に応じて調整する弁への修正効果との関係は、ＣＨＰ−分解の方法の二重保護を保証し、この段階での二量体ＡＭＳ及び複合フェノールの生成を最少にさせる。
未反応のＣＨＰを含有するＣＨＰの分解生成物は、蒸発器３中に到達し、そこで、アセトンの一部は、分解反応の発熱を利用して除去され、その結果、アセトンの濃度及び相応してＤＣＰ及びＤＭＰＣの変換の反応器４中でアセトンから生成されるＭＯ及びＨＡの量が下げられる。アセトンの蒸発は、断熱的に、主に４００〜６６６ｈＰａ（３００〜５００ｍｍＨｇ）の真空で、又は標準圧で行なわれる。アセトンは導管１７を経て導出される。
アセトン含量を低下された生成物は、蒸発器３の下部から、管状反応器の原則により作動するＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解反応器４に至る。この流れ中のＣＨＰの濃度は０％である。蒸発器３中のアセトンの除去により、混合反応器２中でＣＨＰの分解が実施される反応媒体とは異なる反応媒体中で、引続き、反応器４中でのＤＣＰの分解及びＤＭＰＣの脱水が経過する。
高められたＡＭＳ収率のための反応媒体の組成の最適化のために、クメン画分（流れＩＶ）及び循環水（流れＩＩＩ）は、工業用ＣＨＰ１ｔに対して、１６０及び１〜３０ｋｇの量で、導管２６又は２８を経て管状反応器４に導入される。結果的に、反応器４中で実施された変更による反応媒体の組成は、モル比フェノール：アセトン：クメン＝１：（１〜０．７７）：（０．３５〜０．８７）に相応する。
管状反応器４中のＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解は、実施例２〜９に記載したように、導入されるクメン及び水の量に応じて、１５１〜１６８℃の温度で実施される。
ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解の調整は、装置中で１．５〜２１．４の範囲で保持される比率ΔＴ1／ΔＴ2によって行なわれる。
ΔＴ1値は、小反応器（熱量計１６）における入口及び出口での分解生成物の温度差である。ΔＴ2値は、ＤＣＰの変換の反応器４における入口及び出口での温度差である。比率の値は、１．５〜２１．４の範囲で保たれねばならない。最良値は、３〜８である。この条件は、ＣＨＰの分解の安全な実施、及び９７％以上のＤＣＰの変換率でのＤＣＰの選択的変換を可能とさせ、これは、他の方法では達成されない。
分解生成物は、反応器４からの排出後に、３０〜５０℃の温度に冷却される。この際、導管２６を経て、工業用ＣＨＰ１ｔに対して、塔７の上部からクメン画分２５５ｋｇ／ｔまで、カラム８の塔頂部の分離器２７’から水２０ｋｇ／ｔまでを導入することができる。
分解生成物はなお硫酸を含有し、その除去のために導管２０を経て中和器５に導入される。硫酸の中和は、導管１９を経る、アルカリ性剤、例えばＮａＯＨ、Ｎａ2ＣＯ3及びＮａ−フェノラートの導入により作用される。この際、中和段階において、硫酸ナトリウムは、濃縮された水性相として、装置５の床部で分離され、これは、ポンプ２３及び導管２２を経て傾瀉により除去される。分解生成物へのクメン画分の導入により達成される反応媒体の組成の変更は、中和の際に生成される塩を、公知技術水準におけるよりも２〜３倍短い時間で、かつより高い有効性で（９５％よりも多い）有機相から分離させることを可能にする。導管２１を経てその先に導かれる有機相（流れＶＩ）中の塩濃度は１０〜２０ｐｐｍである。
現存の全ての技術において、塩の分離は、多くの時間（１．５〜２４時間）を要することが強調される。これは、塩の排出のための大きな容積を伴う嵩高い装備を使用することを強制する。それにも拘らず、塩の分離の有効性は９０％を越えない。従って、分離塔の熱交換体の安定した安全な機能のために、特殊な構造を有する高価な合体濾過器を取り付けなければならない。これは、分解生成物中の塩含量を１０〜２０ｐｐｍに下げるが、本発明により、濾過器を使用しないで達成される。
アセトンは、場合により、蒸発器３中で分離され導管１７を経るアセトンの導入後に、塔６で、分解生成物から分離され、導管２４を経て更に加工される。アセトンから分離された分解生成物（流れＶＩＩＩ）は、塔６の塔底生成物として取り出され、導管２５を経て、更に精留に導かれる。
分解生成物からのクメンの分離は、２個の連続して設置された塔７及び８中で実施される。塔７において、塔頂生成物として、クメン含有画分が生成し、これは、ＡＭＳを１％以下で、フェノールを０．３重量％以下で含有する。次いで、この塔の頂部を経て、実際に、分離器２７中のクメン画分から分離する全ての水も排出され、塔８に導入される。塔７の塔底生成物として、粗製フェノールが、導管２９を経て、塔８に導かれる。塔８の塔頂生成物として、導管１８及び分離器２７’を経て、画分のクメン−ＡＭＳ（流れＩＸ）が取り出され、これは公知方法で更に加工される。塔８の塔底生成物として、導管３０を経て、実際にクメン及びＡＭＳを含有しない粗製フェノールが取り出され、公知方法で更に加工される。
塔８の塔頂を経て、分離器２７’中でクメン及びＡＭＳから分離する全ての水が取り出され、次いでＤＣＰ及びＤＭＰＣの変換の反応器４に導入される。この方法は、過程中での新たな水の要求を、２〜３倍下げ、かつ相応して排水量を比率的に下げることを可能にする。図式に描かれた２個の塔を使用する本発明による方法におけるエネルギー消費の総減少は、分離に導入される分解生成物の本発明により使用される組成の場合に、分解生成物中の水の溶解性を、１０〜１２から３．０〜３．５重量％まで下げることにより条件付けられる。
方法で使用される蒸気の総減少は、酸化生成物の濃縮及び分解生成物の分離段階への熱の節約により、０．４〜０．６ｔ／フェノールｔである。
本発明により実施される方法と、ＲＵ第１３６１９３７号明細書、米国特許（ＵＳ）第２６６３７３５号明細書、ルーマニア国特許（ＲＯ）第１５６３１８１号明細書、米国特許（ＵＳ）第５２５４７５１号明細書、米国特許（ＵＳ）第５５３０１６６号明細書、米国特許（ＵＳ）第４３５８６１８号明細書における方法との特別な差異は、次にある：
１．ＣＨＰの濃縮段階は、クメンの残余含量２１〜３０重量％、有利に２６〜２８重量％までで実施される。
２．ＣＨＰの分解及びＤＣＰの分解は、混合反応器又は管状反応器中で、前記の反応器中の反応媒体の相応に異なる組成で実施され、一方で、他の全技術における反応媒体の組成は一定のままである。
３．管状反応器中でのＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解は、次の条件下で実施される：
ａ）アセトンの一部を前以て除去し、かつ／又は付加的にクメン画分及び水画分を導入させることによって達成される、反応媒体中の減少されたアセトン含量で、
ｂ）ＤＭＰＣの変換の反応平衡をＡＭＳの側へ移動させ、殆ど１００％変換率を達成することができる温度で。従来の技術では、反応媒体中のフェノール：アセトンの比率は、１：１〜１：１．５に相応し、即ち、その際、付加的な量のアセトンが添加される。本発明により使用される反応媒体中のアセトン含量の減少法も、ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解反応器中の水及びクメン画分の同時の導入法も、以前にはまだ使用されていなかった。前記の方法の結び付きは、高い選択度を可能とし、この際、実際に１００％変換率が達成され、このことは他の技術では達成されなかった（選択度は９０％以下である）。
４．ＣＨＰ及びＤＣＰ／ＤＭＰＣの分解過程の調整は、比率ΔＴ1／ΔＴ2によって行なわれ、この際、ΔＴ2は、ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解反応器における入口と出口の間の温度差であり、ΔＴ1は、ＣＨＰの分解のための装置中の熱量計の温度差であり、それによって、方法の要求される安全性及びその高選択度が同時に達成される。従来の技術では、方法の安全性の保障のために、熱量計の方法（ΔＴ1）が使用されるだけである。
５．中和段階で生成される塩の効果的な除去のために、付加的な量のクメン画分が中和段階に添加される。その類例はない。
６．中和段階後の分解生成物の水含量は、５重量％を越えず、このことは方法のエネルギー消費を減少させる。従来の技術では、水含量は６〜１２重量％である。
７．ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解反応器中で、及び塩の除去段階で、導入されるクメン画分は、使用される塔を通って分離され、過程中のこの段階で回収される。
８．過程中で、新たな水の要求及び相応して排水精製のための出費は減少される。
本発明による技術の所与の利点及び差異は、例２〜９に説明されている。その例を第３表に示す。
例１（比較例）：
次の組成の酸化生成物：
0004012255.tif 000005
（これは、達成された総選択度３．１７モル％に相応する）を、工業用ＣＨＰを得るために、濃縮段階に導入する。工業用ＣＨＰは、濃縮後に、次の組成：
0004012255.tif 000006
を有し、これは、２段階（酸化及び濃縮）を経て達成された総選択度９２．７モル％に相応する。濃縮段階におけるＤＭＰＣ及びＡＣＰへのＣＨＰの部分分解による選択度の損失は、０．４７％（abs.）である。濃縮段階での蒸気消費は、ＣＨＰ１００％に対して、０．６９ｔであり、得られたフェノール１ｔに対して１．１２ｔである。
５０．５０２ｔ／ｈの量で得られる工業用ＣＨＰは、分解段階に送られる。分解は、反応媒体中にＨ2ＳＯ4２００〜３００ｐｐｍの存在で経過し、その組成は、得られる分解生成物、ＣＨＰ及び付加的に導入されるアセトンによって決定される。
分解は、米国特許（ＵＳ）第５５３０１６６号明細書（例２）に則り、その中で分解生成物の循環によって充分な混合が生じる、混合反応器の原則により作動する、３個の連続して設置された反応器から成る一組の反応器中で実施される。
最後のＣＨＰの反応器から出る分解生成物は、管状反応器の原則により作動する、ＤＣＰの分解反応器に到達する。
ＣＨＰの分解が実施される反応媒体に、６０２５ｋｇ／ｈの量で、出願された比率により、アセトンを導入する。
反応媒体は、付加的な量のアセトンの添加後に、所与の具体的な例で１：１．３６：０．２である、フェノール：アセトン：クメンのモル比を特性とする組成を有する。
ＣＨＰの分解及びＤＣＰの分解の反応器中で、同じ反応媒体組成が保たれる。
ＤＣＰの分解反応器中の温度は、９０〜１００℃であり、水の濃度は１．３８〜１．７重量％である。所与の例では、それは、１．５重量％である。
ＣＨＰの分解段階で付加的に反応媒体中に導入されたアセトンは、ＤＣＰの分解反応器の後に設置されている蒸発器中で留去される。蒸発器中で排除され冷却器中で濃縮されたアセトンは、過程におけるＣＨＰの分解段階に回収される。
最終生成物フェノール及びＡＭＳの損失を回避するために、アンモニア−溶液が、硫酸の部分中和のために、蒸発器に加えられる。
ＣＨＰの分解の調整及び制御は、段階の安全性の故に、分解生成物の循環導管中、及びＤＣＰの分解反応器中への生成物の導入管中に取り付けられている２個の熱量計の間の一定の温度差の厳守により行なわれる。蒸発器後の生成物流中の最重要な不純物及び副生成物の濃度を次に示す：
0004012255.tif 000007
ＡＭＳ収率は、分解段階後に、理論値の７６％であり、フェノール性タールの生成は、４４ｋｇ／フェノールｔである。
得られた分解生成物を、ＮａＯＨにより中和し、水含量１０〜１２重量％まで水を加え、塩の分離段階に導く。大部分の塩の分離後に、分解反応組成物（ＲＭＳ）中の塩の含量は２０００ｐｐｍである。
水１２重量％を含有するＲＭＳを、分離の常法に導き、そこで、アセトン、クメン−ＡＭＳから成る混合物、フェノール及びタール濃縮物の生成物の分離が行なわれる。
アセトン及びクメン−ＡＭＳの混合物の分離段階での蒸気消費は、２．９ｔ／フェノールｔである。
消費率クメン／フェノールは、分解段階で、１３１８ｋｇ／ｔである。
結果として、過程中で次のものが得られる：
0004012255.tif 000008
例２
選択度は９３．１７モルに達し、その組成は例１における組成と同じであるクメンの酸化段階の生成物を、ＣＨＰの濃縮段階に加える。濃縮後に、工業用ＣＨＰは、次の組成：
0004012255.tif 000009
を有し、これは、２段階を経た総選択度９３．１７モル％に相応し、その濃縮段階でのＣＨＰの非選択的分解の欠如を証明する。
濃縮段階での蒸気消費は、１００％ＣＨＰ１ｔに対して、０．５７６ｔであり、得られたフェノール１ｔに対して、０．９３３ｔである。
６３ｔ／ｈの量で得られる工業用ＣＨＰを、前記の方法図式に記載されたように実施される分解段階に導入する。
分解は、フェノール：アセトン：クメン＝１：１：０．６１のモル比で厳守される反応媒体中で経過する。
循環生成物の導入は、式（１）：
Ｇzirk＝（４８０*６３）／３０＝１００８ｔ／ｈ
により調整され、この際、１通過当たりの変換率は一定に保たれる。変換率は、反応器Ａへの入口でのＣＨＰの濃度に対する、循環生成物との混合後の反応器Ａへの入口と、反応器Ｃからの出口でのＣＨＰ濃度の間の差として計算され、（４．３〜０．７３）／４．３*１００＝８３％である。
比率度△Ｔ2／△Ｔ1＝２．３である。ＣＨＰの分解過程の温度は、比率△Ｔ2／△Ｔ1＝２．３及びＧzirk＝１００８ｔ／ｈで５０℃である。これは、反応器２Ａ、Ｂ、Ｃの熱交換体中への冷却水導入を変化させることによって達成される。
ＲＭＳは蒸発器に到達し、ここではアセトン、クメン、水及びフェノールの混合物が、４４００ｋｇ／ｈの量で、４５３ｈＰａ（３４０ｍｍＨｇ）の真空下で留去される。
蒸発器３の下部から出た生成物流に、クメン１００００ｋｇ／ｈ及び水１０００ｋｇ／ｈを導入する。実施された変更法の結果として、反応媒体はモル比フェノール：アセトン：クメン＝１：０．７８：０．８７を特性とする。ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器に到達する生成物中の水濃度は、２．５０重量％である。ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解過程は、１６８℃の温度で経過する。ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器後の流れの中の最重要の不純物及び副生成物の濃度を次に示す：
0004012255.tif 000010
ＡＭＳ収率は、ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解段階後に、理論値の９０．６％であり、フェノール性タールの生成は、２４．４ｋｇ／フェノールｔである。
得られた分解生成物は、水含量３．５重量％が脱水されるまで、及び塩の分離段階に至るまで、ＮａＯＨで中和される。
分解生成物中のクメン含量を４０重量％まで高めることによって、塩の分離は効果的に行なわれ、中和段階５からの出口で、有機相中の塩濃度は３ｐｐｍである。
塩を分離して精製された生成物（流れＶＩ）は、塔６に到達し、そこでアセトン画分が塔生成物として（流れＶＩＩ）取り出される。この塔の塔底生成物は塔７に到達し、そこで、分離器中で分離されるクメン画分及び水の分離が行なわれる。クメン画分は１００００ｋｇ／ｈの量で反応器４に到達し、水相は１０００ｋｇ／ｈの量で（流れＩＩＩ）、塔７の分離器から、塔８に導かれ、そこでクメン画分及び水は塔頂生成物として取り出される。分離器での分離後に、クメン−ＡＭＳの画分は水素添加のため、水はＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解のための装置に導入される。
アセトン及びクメン−ＡＭＳの混合物の分離段階における蒸気消費は、２．４６ｔ／フェノールｔである。
使用率クメン／フェノールは、分解段階で１３００ｋｇ／ｔである。
結果として、次のものを過程中に得る。
0004012255.tif 000011
例３：
例２による過程（この際、工業用ＣＨＰは、次の組成を有する）：
0004012255.tif 000012
これは、２段階を経て達成された総選択度９３．１重量％に相応し、その濃縮段階（０．０７％abs.）でＣＨＰの最少分解を示す。濃縮段階での蒸気消費は、１００％ＣＨＰ１ｔに対して、０．５８ｔであり、収得フェノール１ｔに対して、０．９４ｔである。
６１．３１４ｔ／ｈの量で得られる工業用ＣＨＰを、前記の方法図式に記載されたように実施される分解段階に導入する。
ＣＨＰの分解を、フェノール：アセトン：クメンのモル比が１：１：０．５５である反応媒体中で実施する。循環生成物の供給は、式（１）：
Ｇzirk＝（４８０*６１．３１）／２８＝１０５１ｔ／ｈにより行なわれ、従って１通過当たりの比率度△Ｔ2／△Ｔ1＝１．５で、ＣＨＰ変換率は７６％である。
ＲＭＳは蒸発器に到達し、ここで４４００ｋｇ／ｈの量のアセトン、クメン、水及びフェノールの混合物が、４６０ｈＰａ（３４５ｍｍＨｇ）の真空下で留去される。
蒸発器３の下部から出た生成物流に、クメン６２００ｋｇ／ｈ及び水９００ｋｇ／ｈを導入する。実施された変更法の結果として、反応媒体はモル比フェノール：アセトン：クメン＝１：０．７８：０．７０を特性とする。ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器に到達する生成物中の水濃度は２．７５重量％である。
ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解過程は、１６０℃の温度で経過する。ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器後の生成物流中の最重要の不純物及び副生成物の濃度を次に示す：
0004012255.tif 000013
ＡＭＳ収率は、ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解段階後に、理論値の９０．３％であり、フェノール性タールの生成は、２５．４ｋｇ／フェノールｔである。
クメン及びＡＭＳの総含量が４０重量％になるような量のクメン画分を、収得分解生成物に導入する。塔７の塔頂生成物として分離されるクメン画分量は、８７９０ｋｇ／ｈであり、そのうちの６２００ｋｇ／ｈを、ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解段階に導き、２５９０ｋｇ／ｈを、中和段階に導く。
酸の中和及び反応生成物からの塩の分離は、例２と同様に実施する。ＲＭＳ中の塩の含量は、１７ｐｐｍである。
アセトン及びクメン−ＡＭＳ混合物の分離段階での蒸気消費は、２．４６ｔ／フェノールｔである。
消費率クメン／フェノールは、分解段階で１３０１ｋｇ／ｔである。
結果として、過程中で次のものを得る：
0004012255.tif 000014
例４：
この過程を例２と同様に実施し、この際、工業用ＣＨＰは次の組成を有する：
0004012255.tif 000015
これは、２段階を経て達成される総選択度９３モル％に相応し、その濃縮段階でのＣＨＰの損失０．１７％を示す。
濃縮段階での蒸気消費は、１００％ＣＨＰ１ｔに対して、０．６３ｔであり、収得フェノール１ｔに対して、１．０２７ｔである。
５５．９４ｔ／ｈの量で得られる工業用ＣＨＰを、前記の方法図式に記載されたように実施される分解段階に導入する。
ＣＨＰの分解を、モル比フェノール：アセトン：クメン＝１：１：０．３８が守られる反応媒体中で実施する。
循環生成物の導入は、式（１）：
Ｇzirk＝（４８０*５５．９４）／２１＝１２７８ｔ／ｈにより行なわれ、従って、１通過当たりの比率度△Ｔ2／△Ｔ1＝３．７６で、ＣＨＰ変換率は、８８．０％である。
ＲＭＳは蒸発器に到達し、ここで４４００ｋｇ／ｈの量のアセトン、クメン、水及びフェノールの混合物が、４５３ｈＰａ（３４０ｍｍＨｇ）の真空下で留去される。蒸発器３の下部から出た生成物流に、クメン８５００ｋｇ／ｈ及び水１０００ｋｇ／ｈを導入する。実施された変更法の結果として、反応媒体はモル比フェノール：アセトン：クメン＝１：０．７７：０．６１を特性とする。ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器に到達する生成物中の水濃度は２．８重量％である。
ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解過程は、１５１℃の温度で経過する。ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器後の生成物流中の最重要の不純物及び副生成物の濃度を次に示す：
0004012255.tif 000016
ＡＭＳ収率は、ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解段階後に、理論値の８８．６％であり、フェノール性タールの生成は、２８．１ｋｇ／フェノールｔである。
クメン及びＡＭＳの総含量が４０重量％になるような量のクメン画分を、収得分解生成物に導入する。塔７の塔頂生成物として分離されるクメン画分量は、１４２００ｋｇ／ｈであり、そのうちの８５００ｋｇ／ｈを、ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解段階に導き、５７９０ｋｇ／ｈを、中和段階に導く。
酸の中和及び反応生成物からの塩の分離は、例２と同様に実施する。ＲＭＳ中の塩の含量は、１５ｐｐｍである。
アセトン及びクメン−ＡＭＳから成る混合物の分離段階での蒸気消費は、２．５５ｔ／フェノールｔである。
消費率クメン／フェノールは、分解段階で１３０３ｋｇ／ｔである。
結果として、過程中で次のものを得る：
0004012255.tif 000017
例５：
この過程を例４と同様に実施し、この際、工業用ＣＨＰは次の組成を有する：
0004012255.tif 000018
６１．３１ｔ／ｈの量で得られる工業用ＣＨＰを、分解段階に導入し、その際、反応媒体中で、モル比フェノール：アセトン：クメン＝１：１：０．３８が守られる。
循環生成物の導入は、式（１）：
Ｇzirk＝（４８０×６１．３１４）／２８＝１０５１ｔ／ｈ
により、１通過当たりの比率度△Ｔ2／△Ｔ1＝２．３で、ＣＨＰ変換率が７６．０％であるように調整される。ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解反応器中の反応媒体の組成は、モル比フェノール：アセトン：クメン＝１：１：０．５３を特性とする。ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器に到達する生成物中の水濃度は２．８重量％である。
ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解過程は、１５６℃の温度で経過する。
ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器後の生成物流中の最重要の不純物及び副生成物の濃度を次に示す：
0004012255.tif 000019
ＡＭＳ収率は、ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解段階後に、理論値の８８．３１％であり、フェノール性タールの生成は、２７．７ｋｇ／フェノールｔである。
クメン及びＡＭＳの総含量が４０重量％になるような量のクメン画分を、収得分解生成物に導入する。塔７の塔頂生成物として１０９１５ｋｇ／ｈの量で分離されるクメン画分を、中和段階にだけ加える。酸の中和及び反応生成物からの塩の分離は、例２と同様に実施する。ＲＭＳ中の塩の含量は、１８ｐｐｍである。
アセトン及びクメン−ＡＭＳから成る混合物の分離段階での蒸気消費は、２．４６ｔ／フェノールｔである。
消費率クメン／フェノールは、分解段階で１３０２ｋｇ／ｔである。
結果として、過程中で次のものを得る：
0004012255.tif 000020
例６：
次の組成を有するクメンの酸化段階生成物：
0004012255.tif 000021
（これは達成された選択度８６．４７モル％に相応する）を、工業用ＣＨＰを得るために、濃縮段階に加える。
濃縮後に、工業用ＣＨＰは次の組成を有する：
0004012255.tif 000022
これは酸化及び濃縮の２段階を経て達成される総選択度８６．３モル％に相応する。選択度の損失は、ＣＨＰからＤＭＰＣ及びＡＣＰへの部分分解により、その濃縮段階で、０．１７％abs.である。５８．０９ｔ／ｈの量で得られる工業用ＣＨＰを分解段階に導く。
ＤＭＰＣ８．３５重量％を含有する所与の工業用ＣＨＰの分解を、例１（比較例）に記載されているように実施する場合に、方法の実施結果として、アセトンのための蒸発器からの出口で、生成物流中の重要な不純物及び副生成物の次に記載する濃度が得られる：
0004012255.tif 000023
ＡＭＳ収率は、ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解段階後に、理論値の７７．８％であり、フェノール性タールの生成は、７７．６ｋｇ／フェノールｔである。
アセトン及びクメン−ＡＭＳから成る混合物の分離段階での蒸気消費は、３．２ｔ／フェノールｔである。消費率クメン／フェノールは、分解段階で１３５０ｋｇ／ｔである。
結果として、過程中で次のものを得る：
0004012255.tif 000024
収得した工業用ＣＨＰの本発明による分解実施は、次のように行なわれる：
ＣＨＰの分解の反応媒体の組成は、モル比フェノール：アセトン：クメン＝１：１：０．４２を特性とする。
循環生成物の導入は、式（１）：
Ｇzirk＝（４８０×５８．０９）／２１＝１３２８ｔ／ｈ
により、１通過当たりの比率度△Ｔ2／△Ｔ1＝５．９で、ＣＨＰ変換率が７７．０９％であるように調整される。比率度△Ｔ2／△Ｔ1＝５．９及びＧzirk＝１３２８ｔ／ｈでのＣＨＰの分解過程の温度５２℃は、反応器２Ａ、Ｂ、Ｃの熱交換体中への冷却水導入の変更により調整される。
蒸発器の下部から出た生成物流に、水１１５６ｋｇ／ｈを導入する。ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解反応器中で、反応媒体の組成は、モル比フェノール：アセトン：クメン＝１：１：０．３９を特性とする。ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器に到達する生成物中の水濃度は３．０重量％である。ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解過程は、１６０℃の温度で経過する。
ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器後の生成物流中の最重要の不純物及び副生成物の濃度を次に示す：
0004012255.tif 000025
ＡＭＳ収率は、ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解段階後に、理論値の８５．４％であり、フェノール性タールの生成は、６０．４ｋｇ／フェノールｔである。
クメンの総含量が４０重量％になるような量のクメン画分を、収得分解生成物に導入する。塔７の塔頂生成物として１３７１０ｋｇ／ｈの量で分離されるクメン画分を、中和段階に導く。
酸の中和及び反応生成物からの塩の分離は、例２と同様に実施する。ＲＭＳ中の塩の含量は、８ｐｐｍである。
アセトン及びクメン−ＡＭＳ混合物の分離段階での蒸気消費は、２．８ｔ／フェノールｔである。
消費率クメン／フェノールは、分解段階で１３３４ｋｇ／ｔである。
結果として、過程中で次のものを得る：
0004012255.tif 000026
例７：
この過程を例３と同様にして実施し、この際、工業用ＣＨＰは次の組成を有する：
0004012255.tif 000027
５５．９４ｔ／ｈの量で得られる工業用ＣＨＰを、分解段階に導入し、その際、反応媒体中で、モル比フェノール：アセトン：クメン＝１：１：０．５５である。
循環生成物の導入は、式（１）：
Ｇzirk＝（４８０×５５．９４）／２１＝１２７９ｔ／ｈ
により、１通過当たりの比率度△Ｔ2／△Ｔ1＝５〜７で、ＣＨＰ変換率は、８８％であるように調整される。
ＲＭＳは蒸発器に到達し、ここで４４００ｋｇ／ｈの量のアセトン、クメン、水及びフェノールの混合物が、４４０ｈＰａ（３３０ｍｍＨｇ）の真空下で留去される。
蒸発器３の下部から出た生成物流に、クメン８５００ｋｇ／ｈ及び水５８０ｋｇ／ｈを導入する。実施された変更法の結果として、反応媒体はモル比フェノール：アセトン：クメン＝１：０．７７：０．６１を特性とする。ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器に到達する生成物中の水濃度は２．１重量％である。
ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解過程は、１５１℃の温度で通過する。
ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器後の生成物流中の最重要の不純物及び副生成物の濃度を次に示す：
0004012255.tif 000028
ＡＭＳ収率は、ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解段階後に、理論値の８７．６％であり、フェノール性タールの生成は、２８．８ｋｇ／フェノールｔである。
クメン及びＡＭＳの総含量が４０重量％になるような量のクメン画分を、収得分解生成物に導入する。塔７の塔頂生成物として分離されるクメン画分量は、１４１００ｋｇ／ｈであり、そのうちの８５００ｋｇ／ｈを、ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解段階に導き、５７９０ｋｇ／ｈを、中和段階に導く。
酸の中和及び反応生成物からの塩の分離は、例２と同様に実施する。ＲＭＳ中の塩の含量は、１７ｐｐｍである。アセトン及びクメン−ＡＭＳから成る混合物の分離段階での蒸気消費は、１．５５ｔ／フェノールｔである。
消費率クメン／フェノールは、分解段階で１３０５ｋｇ／ｔである。
結果として、過程中で次のものを得る：
0004012255.tif 000029
例８：
この過程を例３と同様にして実施し、この際、工業用ＣＨＰは次の組成を有する：
0004012255.tif 000030
５５．９４ｔ／ｈの量で得られる工業用ＣＨＰを、分解段階に導入し、これは、モル比フェノール：アセトン：クメン＝１：１：０．３８を保つ反応媒体中で実施される。
３３５ｍ3／ｈの量の循環生成物の導入は、比率度△Ｔ2／△Ｔ1＝２１．４であるように調整される。
ＲＭＳは蒸発器に到達し、ここで４４００ｋｇ／ｈの量のアセトン、クメン、水及びフェノールから成る混合物が、４４０ｈＰａ（３３０ｍｍＨｇ）の真空下で留去される。
蒸発器３の下部から出た生成物流に、水１７００ｋｇ／ｈを導入する。実施された変更法の結果として、反応媒体はモル比フェノール：アセトン：クメン＝１：０．７８：０．３５を特性とする。ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器に到達する生成物中の水濃度は４．５重量％である。
ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解過程は、１６８℃の温度で経過する。
ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器後の生成物流中の最重要の不純物及び副生成物の濃度を次に示す：
0004012255.tif 000031
ＡＭＳ収率は、ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解段階後に、理論値の８３．０％であり、フェノール性タールの生成は、３５．６ｋｇ／フェノールｔである。
クメン及びＡＭＳの総含量が４０重量％になるような量のクメン画分を、収得分解生成物に導入する。塔７の塔頂生成物として１４１００ｋｇ／ｈの量で分離されるクメン画分を、中和段階に導く。酸の中和及び反応生成物からの塩の分離は、例２と同様に実施する。ＲＭＳ中の塩の含量は、１８ｐｐｍである。アセトン及びクメン−ＡＭＳから成る混合物の分離段階での蒸気消費は、２．５５ｔ／フェノールｔである。
消費率クメン／フェノールは、分解段階で１３０９ｋｇ／ｔである。
結果として、過程中で次のものを得る：
0004012255.tif 000032
例９：
この過程を例５と同様にして実施し、この際、工業用ＣＨＰは次の組成を有する：
0004012255.tif 000033
６１．３１４ｔ／ｈの量で得られる工業用ＣＨＰを、モル比フェノール：アセトン：クメン＝１：１：０．５５が守られる反応媒体中で実施される分解段階に導入する。
循環生成物の導入は、式（１）：
Ｇzirk＝（４８０×６１．３１４）／２８＝１０５１ｔ／ｈ
により、過程毎の比率度△Ｔ2／△Ｔ1＝３．１６で、ＣＨＰ変換率は、７６％であるように調整される。
ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解反応器中の反応媒体の組成は、モル比フェノール：アセトン：クメン＝１：１．８：０．５１を特性とする。ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器に到達する生成物中の水濃度は１．３重量％である。
ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解過程は、１５１℃の温度で経過する。
ＤＭＰＣ及びＤＣＰの分解反応器後の生成物流中の最重要の不純物及び副生成物の濃度を次に示す：
0004012255.tif 000034
ＡＭＳ収率は、ＤＣＰ及びＤＭＰＣの分解段階後に、理論値の８５．７％である。
クメン及びＡＭＳの総含量が４０重量％になるような量のクメン画分を、収得分解生成物に導入する。塔７の塔頂生成物として９４３４ｋｇ／ｈの量で分離されるクメン画分を、中和段階だけに導く。
酸の中和及び反応生成物からの塩の分離は、例２と同様に実施する。ＲＭＳ中の塩の含量は、１９ｐｐｍである。
アセトン及びクメン−ＡＭＳから成る混合物の分離段階での蒸気消費は、２．４６ｔ／フェノールｔである。
消費率クメン／フェノールは、分解段階で１３０６ｋｇ／ｔである。
結果として、過程中で次のものを得る：
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引用記号表
１    蒸留段階（１Ａ、Ｂ）
２    ＣＨＰ−分解反応器（２Ａ、Ｂ、Ｃ）
３    蒸発器
４    ＤＣＰ／ＤＭＣＰ−分解反応器
５    中和器
６    アセトン−分離塔
７    クメン分離塔
８    フェノール／クメン／ＡＭＳ−分離塔
９    酸化のためのクメン用回帰管（流れＩＩ）  １
０  クメン−酸化生成物の導管（流れＩ）
１１  濃縮クメン−酸化生成物の導管
１２  冷却水管
１３  酸化生成物、還流液及び触媒のための混合器
１４  ポンプ
１５  触媒（Ｈ2ＳＯ4）−導管
１６  熱量計△Ｔ1（小管反応器）
１７  アセトン排管
１８  水素添加の為のクメン／ＡＭＳ−回帰管
１９  中和剤（ＮａＯＨ）−導管
２０  中和導管
２１  中和排管（流れＶＩ）
２２  排水管
２３  中和循環ポンプ
２４  粗アセトン排管（流れＶＩＩ）
２５  粗フェノール導管（流れ（ＶＩＩＩ）
２６  クメン−回帰管（流れIV、IVa、IVb）
２７、２７’  クメン／Ｈ2Ｏのための分離器
２８  水の回帰管（流れＩＩＩ）
２９  フェノール／クメン／ＡＭＳ−導管
３０  精留のためのフェノール／タール排管
【図１】
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【図２】
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【図３】
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【図４】
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【図５】
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【図６】
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【図７】
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