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1、(19)中华人民共和国国家知识产权局 (12)发明专利 (10)授权公告号 (45)授权公告日 (21)申请号 201610520456.X (22)申请日 2016.07.05 (65)同一申请的已公布的文献号 申请公布号 CN 106117018 A (43)申请公布日 2016.11.16 (73)专利权人 中石化上海工程有限公司 地址 200120 上海市静安区南京西路1910 号-3幢 专利权人 中石化炼化工程 （集团） 股份有限 公司 (72)发明人 杨军顾静苒李真泽张斌 何琨 (74)专利代理机构 上海硕力知识产权代理事务 所(普通合伙) 31251 代理人 王法男 (51)In。
2、t.Cl. C07C 37/08(2006.01) C07C 39/04(2006.01) C07C 45/53(2006.01) C07C 49/08(2006.01) C07C 27/00(2006.01) (56)对比文件 CN 105237374 A,2016.01.13, CN 105246867 A,2016.01.13, CN 104447214 A,2015.03.25, 审查员 承倩怡 (54)发明名称 苯酚丙酮装置过氧化氢异丙苯提浓系统余 热回收的方法 (57)摘要 本发明涉及一种苯酚丙酮装置过氧化氢异 丙苯提浓系统余热回收的方法， 主要解决现有技 术中能耗较高的问题。 本。
3、发明通过采用一种苯酚 丙酮装置过氧化氢异丙苯提浓系统余热回收的 方法， 采用氧化反应器进料与一级提浓塔顶出料 在一级提浓塔顶换热器中换热的技术手段， 达到 减少低低压蒸汽0.21千克/千克苯酚， 降低冷却 水11.0千克/千克苯酚的技术目的， 而且能够适 合正常工况、 开车工况、 紧急停车工况不同条件 操作运行过程的技术方案较好地解决了上述问 题， 可用于苯酚丙酮装置过氧化氢异丙苯提浓系 统余热回收中。 权利要求书1页 说明书5页 附图1页 CN 106117018 B 2018.12.04 CN 106117018 B 1.一种苯酚丙酮装置过氧化氢异丙苯提浓系统余热回收的方法， 异丙苯物料(。
4、2)通过 一级提浓塔顶换热器(22)与一级提浓塔顶气相轻组分(6)进行换热， 加热后的异丙苯物料 (4)通过氧化进料预热器(21)预热至进料温度后进入氧化反应器(25)， 与反应器内通入的 空气物料(15)发生氧化反应生成过氧化氢异丙苯(16)， 氧化反应器(25)中生成的氧化尾气 (17)送氧化尾气冷凝器； 新鲜异丙苯(18)和来自氧化出料槽的物料(19)进入一级提浓塔 (26)进行物料精馏分离， 塔釜重组分(20)送二级提浓塔， 一级提浓塔顶气相轻组分(6)先在 一级提浓塔顶换热器(22)中与异丙苯物料(2)换热， 再经过串联的一级提浓塔顶冷凝器 (23)继续冷凝， 未冷凝的气相物料(8)。
5、进入提浓尾气冷冻器(24)进一步冷凝， 提浓尾气冷冻 器(24)中未冷凝的不凝气(9)送至提浓真空喷射系统； 一级提浓塔顶冷凝器(23)中形成的 冷凝液(12)和提浓尾气冷冻器(24)中形成的冷凝液(13)合并为物料(14)去异丙苯碱洗槽； 正常工况时， 一级提浓塔顶换热器(22)冷侧并联旁路管线的阀门(10)常关， 热侧并联旁路 管线的阀门(11)常关， 氧化反应进料异丙苯物料(2)与一级提浓塔顶气相轻组分(6)进行换 热； 开车工况时， 打开旁路阀门(10)， 异丙苯物料(2)从该旁路阀门(10)流过， 氧化进料异丙 苯(4)通过氧化进料预热器(21)进行预热； 紧急停车工况时， 打开旁路。
6、阀门(11)， 一级提浓 塔顶气相轻组分(6)从该旁路阀门(11)流过， 一级提浓塔顶气相(7)经过一级提浓塔顶冷凝 器(23)冷凝， 再进入提浓尾气冷冻器(24)进一步冷凝； 一级提浓塔顶换热器(22)热侧操作 温度为60100； 操作表压为0.0050.020MPa； 冷侧操作温度为3090； 操作表压为 0 .31 .5MPa； 一级提浓塔顶冷凝器热侧操作温度为4080； 操作表压为0 .005 0.020MPa； 氧化进料预热器(21)冷侧操作温度为30110； 操作表压为0.31.5MPa； 氧化 进料预热器(21)采用低低压蒸汽预热； 一级提浓塔顶冷凝器(23)用冷却水冷凝； 提浓。
7、尾气 冷冻器(24)用冷冻水冷凝； 氧化反应器(25)的反应条件： 操作温度为80110， 操作表压 为0.20.4MPa； 异丙苯(5)进料与压缩空气(15)进料的质量比为:异丙苯： 空气1020： 1； 异丙苯单程转化率为3.28.5； 异丙苯(5)进料温度为80110； 一级提浓塔(26)的 操作条件： 操作温度为90170， 操作表压为0.0150.035MPa； 提浓尾气冷冻器(24)的操 作条件： 操作温度为2050， 操作绝压为0.0100.020MP。 2.根据权利要求1所述苯酚丙酮装置过氧化氢异丙苯提浓系统余热回收的方法， 其特 征在于一级提浓塔顶换热器(22)热侧操作温度为。
8、6595； 操作表压为0.0080.018MPa； 冷侧操作温度为3585； 操作表压为0.51.2MPa； 一级提浓塔顶冷凝器(23)热侧操作温 度为4575； 操作表压为0.0080.018MPa； 氧化进料预热器(21)冷侧操作温度为40 105； 操作表压为0.51.2MPa。 3.根据权利要求2所述苯酚丙酮装置过氧化氢异丙苯提浓系统余热回收的方法， 其特 征在于一级提浓塔顶换热器(22)热侧操作温度为7090； 操作表压为0.0100.015MPa； 冷侧操作温度为4080； 操作表压为0.61.0MPa； 一级提浓塔顶冷凝器(23)热侧操作温 度为5070； 操作表压为0.0100。
9、.015MPa； 氧化进料预热器(21)冷侧操作温度为50 100； 操作表压为0.61.0MPa。 权利要求书 1/1 页 2 CN 106117018 B 2 苯酚丙酮装置过氧化氢异丙苯提浓系统余热回收的方法 技术领域 0001 本发明涉及一种苯酚丙酮装置过氧化氢异丙苯提浓系统余热回收的方法。 背景技术 0002 苯酚是具有特殊气味的无色针状晶体， 是一种多用途的化工生产原料。 丙酮是一 种常见的极易挥发性的化学溶剂。 专利申请号US20110301384A1异丙苯氧化系统和专利申 请号CN200580006398.9氢过氧化异丙苯的制造方法， 介绍了以湿法和干法进行异丙苯与含 氧气体进行。
10、氧化反应， 制备过氧化氢异丙苯的工艺。 专利申请号CN201410719776.9降低苯 酚丙酮装置氧化反应单元能耗的方法， 公开了氧化进料异丙苯物流通过氧化塔热交换器与 氧化塔底回流物流换热， 再进一步预热后进入氧化塔进行反应， 达到回收利用反应热量、 有 效降低能耗目的的方法。 专利申请号CN201410719763.1苯酚丙酮装置氧化反应单元降低能 耗的方法， 公开了氧化进料异丙苯物流先后通过2#氧化塔热交换器和1#氧化塔热交换器， 分别与2#和1#氧化塔底回流物流换热， 再进一步预热后进入氧化塔进行反应， 达到回收利 用反应热量、 有效降低能耗目的的方法。 专利号WO201415304。
11、0A2分离丙酮和苯酚的方法与 系统， 介绍了一种分离丙酮和苯酚的方法， 在粗丙酮塔分离丙酮和苯酚的过程中， 用粗丙酮 塔顶气相预热氧化进料异丙苯达到合理利用热能的目的。 0003 现有技术在异丙苯干法反应生成过氧化氢异丙苯， 制备苯酚丙酮的过程中， 在氧 化单元设置一个氧化进料预热器， 氧化塔的异丙苯进料用低低压蒸汽预热至最佳进料温 度。 同时， 在过氧化氢异丙苯提浓单元， 一级提浓塔顶部气相出料用冷却水部分冷凝为液 相， 液相回流至氧化进料工段异丙苯碱洗槽， 气相进入提浓尾气冷冻器进一步冷凝。 氧化塔 进料预热需要消耗大量低低压蒸汽， 而一级提浓塔顶气相冷凝则需要消耗大量冷却水， 存 在公用。
12、工程消耗量大， 能量利用不合理等问题。 发明内容 0004 本发明所要解决的技术问题是现有技术中能耗较高的问题， 提供一种新的苯酚丙 酮装置过氧化氢异丙苯提浓系统余热回收的方法。 该方法具有能耗较低的优点。 0005 为解决上述问题， 本发明采用的技术方案如下： 一种苯酚丙酮装置过氧化氢异丙 苯提浓系统余热回收的方法， 异丙苯物料(2)通过一级提浓塔顶换热器(22)与一级提浓塔 顶气相轻组分(6)进行换热， 加热后的异丙苯物料(4)通过氧化进料预热器(21)预热至进料 温度后进入氧化反应器(25)， 与反应器内通入的空气物料(15)发生氧化反应生成过氧化氢 异丙苯(16)， 氧化反应器(25)。
13、中生成的氧化尾气(17)送氧化尾气冷凝器； 新鲜异丙苯(18) 和来自氧化出料槽的物料(19)进入一级提浓塔(26)进行物料精馏分离， 塔釜重组分(20)送 二级提浓塔， 一级提浓塔顶气相轻组分(6)首先在一级提浓塔顶换热器(22)中与异丙苯物 料(2)换热， 再经过串联的一级提浓塔顶冷凝器(23)继续冷凝， 未冷凝的气相物料(8)进入 提浓尾气冷冻器(24)进一步冷凝， 提浓尾气冷冻器(24)中未冷凝的不凝气(9)送至提浓真 空喷射系统； 一级提浓塔顶冷凝器(23)中形成的冷凝液(12)和提浓尾气冷冻器(24)中形成 说明书 1/5 页 3 CN 106117018 B 3 的冷凝液(13)。
14、合并为物料(14)去异丙苯碱洗槽； 正常工况时， 一级提浓塔顶换热器(22)冷 侧并联旁路管线的阀门(10)常关， 热侧并联旁路管线的阀门(11)常关， 氧化反应进料异丙 苯物料(2)与一级提浓塔顶气相轻组分(6)进行换热； 开车工况时， 打开旁路阀门(10)， 异丙 苯物料(2)从该旁路阀门(10)流过， 氧化进料异丙苯(4)通过氧化进料预热器(21)进行预 热； 紧急停车工况时， 打开旁路阀门(11)， 一级提浓塔顶气相轻组分(6)从该旁路阀门(11) 流过， 一级提浓塔顶气相(7)经过一级提浓塔顶冷凝器(23)冷凝， 再进入提浓尾气冷冻器 (24)进一步冷凝。 0006 上述技术方案中，。
15、 优选地， 一级提浓塔顶换热器(22)热侧操作温度为60100； 操作表压为0.0050.020MPa； 冷侧操作温度为3090； 操作表压为0.31.5MPa； 一级提 浓塔顶冷凝器热侧操作温度为4080； 操作表压为0.0050.020MPa； 氧化进料预热器 (21)冷侧操作温度为30110； 操作表压为0.31.5MPa。 0007 上述技术方案中， 更优选地， 一级提浓塔顶换热器(22)热侧操作温度为6595； 操作表压为0.0080.018MPa； 冷侧操作温度为3585； 操作表压为0.51.2MPa； 一级提 浓塔顶冷凝器(23)热侧操作温度为4575； 操作表压为0.0080。
16、.018MPa； 氧化进料预热 器(21)冷侧操作温度为40105； 操作表压为0.51.2MPa。 0008 上述技术方案中， 最优选地， 一级提浓塔顶换热器(22)热侧操作温度为7090； 操作表压为0.0100.015MPa； 冷侧操作温度为4080； 操作表压为0.61.0MPa； 一级提 浓塔顶冷凝器(23)热侧操作温度为5070； 操作表压为0.0100.015MPa； 氧化进料预热 器(21)冷侧操作温度为50100； 操作表压为0.61.0MPa。 0009 上述技术方案中， 优选地， 氧化进料预热器(21)采用低低压蒸汽预热； 一级提浓塔 顶冷凝器(23)用冷却水冷凝； 提浓。
17、尾气冷冻器(24)用冷冻水冷凝。 0010 上述技术方案中， 优选地， 氧化反应器(25)的反应条件： 操作温度为80110， 操 作表压为0.20.4MPa； 异丙苯(5)进料与压缩空气(15)进料的质量比为:异丙苯： 空气10 20： 1； 异丙苯单程转化率为3.28.5。 0011 上述技术方案中， 优选地， 异丙苯(5)进料温度为80110。 0012 上述技术方案中， 优选地， 一级提浓塔(26)的操作条件： 操作温度为90170， 操 作表压为0.0150.035MPa。 0013 上述技术方案中， 优选地， 提浓尾气冷冻器(24)的操作条件： 操作温度为2050 ， 操作绝压为0。
18、.0100.020MPa。 0014 本发明将氧化反应器进料的异丙苯在一级提浓塔顶换热器中加热， 再进入氧化进 料预热器利用低低压蒸汽继续预热至最佳进料温度； 同时一级提浓塔顶气相也在一级提浓 塔顶换热器中冷凝， 再经过一级提浓塔顶冷凝器利用冷却水继续冷凝； 一级提浓塔顶换热 器换热量为112.3千卡/千克苯酚。 由此可以减少低低压蒸汽消耗0.21千克/千克苯酚， 降低 冷却水消耗11.0千克/千克苯酚， 而且本发明能够适合正常工况、 开车工况、 紧急停车工况 等不同条件的操作运行过程， 取得了较好的技术效果。 附图说明 0015 图1为本发明所述方法的流程示意图。 0016 图1中， 1、 。
19、氧化反应进料； 2、 异丙苯物料； 3、 一级提浓塔顶换热器换热后的异丙苯 说明书 2/5 页 4 CN 106117018 B 4 物料； 4、 经过旁路阀门10的异丙苯物料； 5、 氧化进料预热器预热后的异丙苯物料； 6、 一级提 浓塔顶气相轻组分； 7、 一级提浓塔顶冷凝器入口物料； 8、 一级提浓塔顶冷凝器出口气相物 料； 9、 不凝气； 10、 阀门； 11、 阀门； 12、 一级提浓塔顶冷凝器出口冷凝液； 13、 提浓尾气冷冻器 的冷凝液； 14、 去异丙苯碱洗槽的物料； 15、 空气物料； 16、 过氧化氢异丙苯； 17、 氧化尾气； 18、 新鲜异丙苯； 19、 来自氧化出料槽。
20、的物料； 20、 一级提浓塔釜重组分； 21、 氧化进料预热 器； 22、 一级提浓塔顶换热器； 23、 一级提浓塔顶冷凝器； 24、 提浓尾气冷冻器； 25、 氧化反应 器； 26、 一级提浓塔。 0017 下面通过实施例对本发明作进一步的阐述， 但不仅限于本实施例。 具体实施方式 0018 【实施例1】 0019 一种苯酚丙酮装置过氧化氢异丙苯提浓系统余热回收的方法， 如图1所示， 异丙苯 物料(2)通过一级提浓塔顶换热器(22)与一级提浓塔顶气相轻组分(6)进行换热， 加热后的 异丙苯物料(4)通过氧化进料预热器(21)预热至进料温度后进入氧化反应器(25)， 与反应 器内通入的空气物料。
21、(15)发生氧化反应生成过氧化氢异丙苯(16)， 氧化反应器(25)中生成 的氧化尾气(17)送氧化尾气冷凝器； 新鲜异丙苯(18)和来自氧化出料槽的物料(19)进入一 级提浓塔(26)进行物料精馏分离， 塔釜重组分(20)送二级提浓塔， 一级提浓塔顶气相轻组 分(6)先在一级提浓塔顶换热器(22)中与异丙苯物料(2)换热， 再经过串联的一级提浓塔顶 冷凝器(23)继续冷凝， 未冷凝的气相物料(8)进入提浓尾气冷冻器(24)进一步冷凝， 提浓尾 气冷冻器(24)中未冷凝的不凝气(9)送至提浓真空喷射系统； 一级提浓塔顶冷凝器(23)中 形成的冷凝液(12)和提浓尾气冷冻器(24)中形成的冷凝液。
22、(13)合并为物料(14)去异丙苯 碱洗槽； 正常工况时， 一级提浓塔顶换热器(22)冷侧并联旁路管线的阀门(10)常关， 热侧并 联旁路管线的阀门(11)常关， 氧化反应进料异丙苯物料(2)与一级提浓塔顶气相轻组分(6) 进行换热； 开车工况时， 打开旁路阀门(10)， 异丙苯物料(2)从该旁路阀门(10)流过， 氧化进 料异丙苯(4)通过氧化进料预热器(21)进行预热； 紧急停车工况时， 打开旁路阀门(11)， 一 级提浓塔顶气相轻组分(6)从该旁路阀门(11)流过， 一级提浓塔顶气相(7)经过一级提浓塔 顶冷凝器(23)冷凝， 再进入提浓尾气冷冻器(24)进一步冷凝。 0020 苯酚丙酮。
23、装置的生产规模为10万吨/年， 采用本发明的过氧化氢异丙苯提浓系统 余热回收的方法， 工艺操作参数为： 新增的一级提浓塔顶换热器热侧操作温度为75， 操作 压力(表压)为0.010MPa； 冷侧操作温度为30， 操作压力(表压)为0.9MPa。 一级提浓塔顶冷 凝器热侧操作温度为45， 操作压力(表压)为0.010MPa。 氧化进料预热器冷侧操作温度为 50， 操作压力(表压)为0 .9MPa。 氧化反应器操作温度为102， 操作压力(表压)为 0.32MPa； 异丙苯进料与压缩空气进料的质量比为异丙苯： 空气16.5： 1； 异丙苯单程转化 率为5.5。 异丙苯进料温度为102。 一级提浓塔。
24、塔顶操作温度为95， 塔釜操作温度为 155， 操作压力(表压)为0.028MPa。 提浓尾气冷冻器操作温度为30， 操作压力(绝压)为 0.013MPa。 由此， 减少低低压蒸汽消耗1.64吨/小时并降低冷却水消耗86.0吨/小时。 0021 【实施例2】 0022 按照实施例1所述的条件和步骤， 只是苯酚丙酮生产规模改为20万吨/年。 采用本 发明的过氧化氢异丙苯提浓系统余热回收的方法， 工艺操作参数为： 新增的一级提浓塔顶 说明书 3/5 页 5 CN 106117018 B 5 换热器热侧操作温度为95， 操作压力(表压)为0.010MPa； 冷侧操作温度为50， 操作压力 (表压)为。
25、0.9MPa。 一级提浓塔顶冷凝器热侧操作温度为75， 操作压力(表压)为0.010MPa。 氧化进料预热器冷侧操作温度为105， 操作压力(表压)为0.9MPa。 氧化反应器操作温度为 105， 操作压力(表压)为0.35MPa； 异丙苯进料与压缩空气进料的质量比为异丙苯： 空气 18.2： 1； 异丙苯单程转化率为5.9。 异丙苯进料温度为105。 一级提浓塔塔顶操作温度为 101， 塔釜操作温度为163， 操作压力(表压)为0.032MPa。 提浓尾气冷冻器操作温度为42 ， 操作压力(绝压)为0.017MPa。 由此， 减少低低压蒸汽消耗3.28吨/小时并降低冷却水消 耗171.9吨/。
26、小时。 0023 【实施例3】 0024 按照实施例1所述的条件和步骤， 只是苯酚丙酮生产规模改为35万吨/年。 采用本 发明的过氧化氢异丙苯提浓系统余热回收的方法， 工艺操作参数为： 新增的一级提浓塔顶 换热器热侧操作温度为85， 操作压力(表压)为0.010MPa； 冷侧操作温度为40， 操作压力 (表压)为0.9MPa。 一级提浓塔顶冷凝器热侧操作温度为55， 操作压力(表压)为0.010MPa。 氧化进料预热器冷侧操作温度为75， 操作压力(表压)为0.9MPa。 氧化反应器操作温度为 107， 操作压力(表压)为0.37MPa； 异丙苯进料与压缩空气进料的质量比为异丙苯： 空气 17。
27、.9： 1； 异丙苯单程转化率为7.0。 异丙苯进料温度为107。 一级提浓塔塔顶操作温度为 109， 塔釜操作温度为166， 操作压力(表压)为0.033MPa。 提浓尾气冷冻器操作温度为46 ， 操作压力(绝压)为0.019MPa。 由此， 减少低低压蒸汽消耗5.74吨/小时并降低冷却水消 耗300.8吨/小时。 0025 【实施例4】 0026 按照实施例1所述的条件和步骤， 只是苯酚丙酮生产规模改为40万吨/年。 采用本 发明的过氧化氢异丙苯提浓系统余热回收的方法， 工艺操作参数为： 新增的一级提浓塔顶 换热器热侧操作温度为80， 操作压力(表压)为0.010MPa； 冷侧操作温度为4。
28、0， 操作压力 (表压)为0.9MPa。 一级提浓塔顶冷凝器热侧操作温度为50， 操作压力(表压)为0.010MPa。 氧化进料预热器冷侧操作温度为68， 操作压力(表压)为0.9MPa。 氧化反应器操作温度为 93， 操作压力(表压)为0.25MPa； 异丙苯进料与压缩空气进料的质量比为异丙苯： 空气 13.2： 1； 异丙苯单程转化率为4.1。 异丙苯进料温度为93。 一级提浓塔塔顶操作温度为 91， 塔釜操作温度为153， 操作压力(表压)为0.016MPa。 提浓尾气冷冻器操作温度为22 ， 操作压力(绝压)为0.011MPa。 由此， 减少低低压蒸汽消耗6.56吨/小时并降低冷却水消。
29、 耗343.8吨/小时。 0027 【实施例5】 0028 按照实施例4所述的条件和步骤， 苯酚丙酮生产规模为40万吨/年， 只是工艺操作 参数改变。 采用本发明的过氧化氢异丙苯提浓系统余热回收的方法， 工艺操作参数为： 新增 的一级提浓塔顶换热器热侧操作温度为60， 操作压力(表压)为0.005MPa； 冷侧操作温度 为30， 操作压力(表压)为0.3MPa。 一级提浓塔顶冷凝器热侧操作温度为40， 操作压力 (表压)为0.005MPa。 氧化进料预热器冷侧操作温度为30， 操作压力(表压)为0.3MPa。 氧化 反应器操作温度为80， 操作压力(表压)为0.2MPa； 异丙苯进料与压缩空气。
30、进料的质量比 为异丙苯： 空气10： 1； 异丙苯单程转化率为3.2。 异丙苯进料温度为80。 一级提浓塔塔 顶操作温度为90， 塔釜操作温度为150， 操作压力(表压)为0.015MPa。 提浓尾气冷冻器 说明书 4/5 页 6 CN 106117018 B 6 操作温度为20， 操作压力(绝压)为0.010MPa。 由此， 减少低低压蒸汽消耗6.49吨/小时并 降低冷却水消耗347.2吨/小时。 0029 【实施例6】 0030 按照实施例4所述的条件和步骤， 苯酚丙酮生产规模为40万吨/年， 只是工艺操作 参数改变。 采用本发明的过氧化氢异丙苯提浓系统余热回收的方法， 工艺操作参数为： 。
31、新增 的一级提浓塔顶换热器热侧操作温度为100， 操作压力(表压)为0.020MPa； 冷侧操作温度 为90， 操作压力(表压)为1.5MPa。 一级提浓塔顶冷凝器热侧操作温度为80， 操作压力 (表压)为0.020MPa。 氧化进料预热器冷侧操作温度为110， 操作压力(表压)为1.5MPa。 氧 化反应器操作温度为110， 操作压力(表压)为0.4MPa； 异丙苯进料与压缩空气进料的质量 比为异丙苯： 空气20： 1； 异丙苯单程转化率为8.5。 异丙苯进料温度为110。 一级提浓 塔塔顶操作温度为110， 塔釜操作温度为170， 操作压力(表压)为0.035MPa。 提浓尾气冷 冻器操作。
32、温度为50， 操作压力(绝压)为0.020MPa。 由此， 减少低低压蒸汽消耗6.63吨/小 时并降低冷却水消耗339.7吨/小时。 0031 显然， 采用本发明的方法， 主要解决现有技术中氧化反应器进料预热和一级提浓 塔顶气相冷凝分别使用低低压蒸汽和冷却水， 存在公用工程消耗大等问题， 采用氧化反应 器进料与一级提浓塔顶出料在一级提浓塔顶换热器中换热的技术手段， 达到减少低低压蒸 汽0.21千克/千克苯酚， 降低冷却水11.0千克/千克苯酚的技术目的， 而且本发明能够适合 正常工况、 开车工况、 紧急停车工况等不同条件的操作运行过程， 较好地解决了该问题， 可 应用于制备苯酚丙酮的工业生产中。 说明书 5/5 页 7 CN 106117018 B 7 图1 说明书附图 1/1 页 8 CN 106117018 B 8 。