阅读说明：本技术 一种环己醇脱氢原料的精制方法 (Refining method of cyclohexanol dehydrogenation raw material ) 是由 周小文 刘洪武 潘罗其 黎树根 余卫勋 邓琼 肖泽威 于 2019-03-06 设计创作，主要内容包括：本发明公开了一种环己醇脱氢原料的精制方法,包括以下步骤：1)在一个带侧线采出的粗酮塔之中对来自粗醇槽中的粗环己醇溶液进行减压精馏,粗酮塔塔顶馏出液返回至粗醇酮槽,侧线采出液进入常压塔,粗酮塔釜液返回至粗醇槽；2)所述侧线采出液在常压塔中进行常压精馏分离,常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽中,常压塔釜液排出。该方法能逐渐降低粗环己醇中的环己酮和中间组分的含量,减少其在环己醇脱氢系统的无效循环,提高脱氢过程中环己醇的转化率和环己酮的选择性,提高环己醇脱氢装置的产能。(The invention discloses a refining method of cyclohexanol dehydrogenation raw materials, which comprises the following steps: 1) carrying out reduced pressure rectification on a crude cyclohexanol solution from a crude alcohol tank in a crude ketone tower with a side line extraction, returning the distillate at the top of the crude ketone tower to the crude alcohol ketone tank, feeding the side line extraction liquid to an atmospheric tower, and returning the residue of the crude ketone tower to the crude alcohol tank; 2) and the side-draw liquid is subjected to normal-pressure rectification separation in the normal-pressure tower, the distillate at the top of the normal-pressure tower returns to the crude alcohol tank, and the kettle liquid of the normal-pressure tower is discharged. The method can gradually reduce the content of cyclohexanone and intermediate components in the crude cyclohexanol, reduce the ineffective circulation of the crude cyclohexanol in a cyclohexanol dehydrogenation system, improve the conversion rate of cyclohexanol and the selectivity of cyclohexanone in the dehydrogenation process, and improve the capacity of a cyclohexanol dehydrogenation device.)

一种环己醇脱氢原料的精制方法

技术领域

本发明涉及一种环己醇脱氢原料的精制方法，属于环己酮制备领域。

背景技术

通过环己烷氧化制备环己酮，通常经过以下步骤：

(1)用含分子氧的气体氧化环己烷，生成含环己基过氧化氢、环己醇和环己酮等物质的环己烷氧化液；

(2)用碱性溶液处理环己烷氧化液，使其中的环己基过氧化氢分解生成环己醇和环己酮，同时氧化液中的酸被中和，酯被皂化；

(3)将未反应的环己烷蒸出循环使用，不含环己烷的精馏釜液与环己醇脱氢产物一起进入粗醇酮槽；

(4)从粗醇酮槽引出的物料进入轻塔进行真空精馏，比环己酮容易挥发的组分从塔顶分出，环己酮、环己醇和比环己酮难挥发的组分从塔釜排出；

(5)轻塔釜物料进入酮塔进行真空精馏，从塔顶得到产品环己酮，从塔釜排出环己醇和比环己酮难挥发的组分；

(6)酮塔釜液进入醇塔进行真空精馏，比环己醇容易挥发的组分和环己醇一起从塔顶馏出，送往粗醇槽，从塔釜排出比环己醇难挥发的组分；

(7)从粗醇槽引出物料至环己醇脱氢工序，其中部分环己醇脱氢为环己酮，脱氢产物引入粗醇酮槽，与烷塔釜液一起作为轻塔的原料。

从以上环己酮生产的典型工艺可以看出，从环己烷氧化和环己醇脱氢产生的于各精馏塔操作条件下挥发性在环己酮和环己醇之间的物质无法从精馏工序脱除，会在精馏系统中逐步累积，对环己酮生产造成影响，这些物质统称为中间组分。

这些挥发性在环己酮和环己醇之间的中间组分中，大部分是常压下比环己醇沸点高的杂质，因为在醇塔精馏条件下与环己醇共沸，所以随环己醇一起从塔顶馏出，导致粗醇槽物料中中间组分的含量逐渐升高，其总含量常超过10％。现有的方法是在装置检修或停车时，将粗醇酮槽和粗醇槽中的中间组分含量较高的组分作为废料处理掉，正常开车后，精馏物料中的中间组分的含量又会逐渐升高。这些中间组分含量较高时会给环己酮的生产带来不利的影响：其一，这些物质在醇塔中蒸发，需要消耗能量，其后随环己醇一起进入环己醇脱氢工序，经过蒸发、升温、反应和降温后返回至粗醇酮槽，重新进入轻塔、酮塔和醇塔，造成这部分物料的无效循环，增加了能耗，挤占了设备空间；其二，这些杂质在含量较高时会有少量进入酮塔顶的环己酮产品中，降低了环己酮的质量；其三，为了保证环己酮的质量，不得不提高酮塔釜物料中环己酮的含量，由此造成环己醇脱氢原料中带入过多的环己酮，不仅降低了脱氢过程中环己醇的转化率，而且增加了环己酮的缩合副反应，降低了环己醇脱氢的选择性；其四，停车期间将中间组分含量较高的粗醇酮物料和粗醇物料作为废料处理，增加了环己酮生产的物耗。

这些中间组分生成量较少，以10万吨/年环己酮装置为例，中间组分的生成量约为40吨/年，合5kg/h，因此只需按5kg/h的速度脱除，即可使精馏系统中的中间组分的浓度维持恒定。

吴寿辉在《石油化工》1983,12(10):642-649中指出，环己醇中所含的杂质能使环己醇自身的热不稳定性增加，当采用工业精馏的90-91％的环己醇通过过热器时，高沸物的含量增加了3-4％，而采用98-98.8％的环己醇时，几乎无变化。当采用工业精馏的环己醇时脱氢选择性比采用纯的环己醇时下降约4％，所以应对环己醇脱氢原料进行精制，尽可能降低环己醇中的杂质含量，例如在醇酮精馏系统中再增加一个切割塔，但该文中没有给出具体的方法。

中国专利201620707871.1公开了一种环己酮生产过程中脱杂质丁基环己醚的装置，该装置是在环己醇蒸发器后增加一个精馏塔，对粗环己醇进行常压或加压精馏，部分丁基环己醚从塔釜排出至重组分槽，达到降低粗环己醇中中间组分含量的目的。但是排出的塔釜液中丁基环己醚含量仅为25～35％，其余的组分为环己醇，意味着有丁基环己醚2～3倍的环己醇作为副产物被处理掉，增加了物耗。另外，粗环己醇中环己酮含量过高的问题仍然存在。

中国专利201610837394.5公开了一种环己醇脱氢制备环己酮的工艺，环己醇脱氢工序的设备由环己醇蒸发器、汽液分离器、常压或加压精馏塔和环己醇脱氢反应器组成；精馏塔只设提馏段，塔釜设有再沸器。该工艺可使环己酮精馏工序和环己醇脱氢工序物料中含有的甲基环己酮和庚酮及它们的相似物的浓度大幅下降，减少了甲基环己酮和庚酮及它们的相似物在环己酮精馏工序和环己醇脱氢工序中的循环和累积。但该工艺无法降低环己醇原料中环己酮的含量，塔釜排出的物料中仍然含有30％左右的环己醇，增加了物耗。另外，在常压或加压条件下将含量很低的这些杂质从塔釜除去，需要较高的能耗。

这些专利的一个共同点是仅采用常压或加压精馏的方式将这些中间组分从塔釜除去，当原料中这些中间组分含量不高的情况下，从塔釜除去这些杂质需要消耗较多的能量，如含90％环己醇和10％中间组分的物料常压或加压精馏时，设回流比为4，则每脱除1份中间组分至少需蒸发45份环己醇；如含96％环己醇和4％中间组分的物料常压或加压精馏时，设回流比为4，则每脱除1份中间组分至少需蒸发120份环己醇，能耗急剧增加。

同时环己醇脱氢是一个吸热平衡反应，增加原料中的环己酮浓度会使平衡向原料方向移动，降低环己醇脱氢的产能，因此，应该尽可能降低原料中的环己酮浓度。受中间产物和酮塔分离能力的限制，为保证酮塔顶产品环己酮的质量，酮塔釜物料中的环己酮浓度常控制在4％以上，有时高达8％，甚至高达10％，因此还有必要对酮塔釜物料中的环己酮进行分离。

发明内容

针对现有环己醇脱氢原料中环己酮和中间组分含量过高的问题，本发明的目的在于提供一种环己醇脱氢原料的精制方法，该方法处理后脱氢原料中中间组分的含量可以维持在一个较低的范围内，同时环己酮的含量也有所降低，环己醇脱氢原料升温过程中由环己酮引起的缩合副反应速度有所降低，环己醇脱氢转化率大幅提高，并提高了环己醇脱氢的选择性，增加了环己醇脱氢装置的处理能力。

为了实现上述目的，本发明提供了一种环己醇脱氢原料的精制方法，包括以下步骤：

1)在一个带侧线采出的粗酮塔之中对来自粗醇槽中的粗环己醇溶液进行减压精馏，粗酮塔塔顶馏出液返回至粗醇酮槽，侧线采出液进入常压塔，粗酮塔釜液返回至粗醇槽；

2)所述侧线采出液在常压塔中进行常压精馏分离，常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽中，常压塔釜液排出。

优选的，所述步骤1)中，粗酮塔为隔板精馏塔。所述隔板位于粗酮塔中部，垂直安放，将粗酮塔分隔成四个区域，隔板上部为公共精馏段，隔板左侧为进料段，隔板右侧为侧线采出段，隔板下部为公共提馏段。

本发明优选采用隔板精馏塔在节省设备投资和能耗的同时，还能够使塔顶馏出液侧线采出液和塔釜液更好的分离，从而更优的达到本发明脱杂提纯的目的。

优选的，所述步骤1)中，来自粗醇槽中的粗环己醇溶液的量为生产装置中环己醇脱氢进料量的1％～10wt％，优选为1～5wt％。

优选的，所述步骤1)中，粗酮塔的塔顶压力为1～10kPa，优选为2～5kPa；回流比为10～100，优选为30～60；塔顶温度为40～80℃，优选为45～60℃；塔釜温度为70～120℃，优选为85～105℃。

更优选的，粗酮塔塔顶馏出液中以环己酮为主，环己醇和中间组分的总含量不高于3wt％；粗酮塔釜液中以环己醇为主，环己酮的含量不高于1wt％，中间组分的总含量不高于3％；侧线采出液中以环己醇和中间组分为主，中间组分的总含量不低于20wt％，环己酮的含量不高于1wt％。

优选的，所述步骤2)中，常压塔的塔顶压力为常压，回流比为5～20，优选为10～15；塔顶温度为155～165℃，优选为158～163℃；塔釜温度为200～220℃优选为205～215℃。

更优选的，常压塔塔顶馏出液中的中间组分的总含量不高于3wt％，常压塔釜液中的中环己醇的含量不高于3wt％。

相对现有技术，本发明的技术方案带来有益的技术效果：

1)按照本发明的技术方案，从粗醇槽中引出的物料只占其总量的1～10wt％，而且处理后的精环己醇溶液返回粗醇槽，无需改变原有工艺，对原生产装置的影响很小，粗环己醇溶液中中间组分的含量可以逐步降低，最终维持在一个较低的含量范围内，精馏工序和环己醇脱氢工序中的物料组成趋于稳定，有利于装置的平稳操作。

2)按照本发明的技术方案，粗环己醇溶液中的中间组分的含量可以维持在一个较低的范围内，在保证酮塔顶产品环己酮的质量的同时可以适当降低酮塔釜物料中环己酮的含量，环己醇脱氢原料中环己酮的含量随之降低，从而提高了环己醇脱氢原料中的环己醇含量，增加了环己醇脱氢装置的处理能力，同时减少了环己酮的二聚，提高了脱氢过程的选择性。

3)按照本发明的技术方案，粗环己醇溶液中的中间组分的含量较低，同时环己酮的含量也得以降低，由此引起的无效蒸发及其在升温、降温过程中的热损耗得以降低，降低了能耗。

4)按照本发明的技术方案，脱酮与中间组分提浓在一个精馏塔内进行，减少了设备数量，简化了流程，降低了能耗。

5)按照本发明的技术方案，利用中间组分与环己醇在一定真空范围内共沸的特点，先将中间组分提浓至20wt％以上后再常压精馏，与直接将粗环己醇溶液常压或加压精馏相比，常压塔的处理量大幅减小，能耗大大降低，同时常压塔釜排出的中间组分中环己醇的含量也大幅降低，物耗也大大降低。

附图说明

图1为本发明的工艺流程示意图；

其中：1、粗醇槽，11、醇塔塔顶馏出液，12、去环己醇脱氢工序的物料，13、粗环己醇溶液，2、粗酮塔，21、粗酮塔塔顶馏出液，22、粗酮塔釜液，23、侧线采出液，3、常压塔，31、常压塔塔顶馏出液，32、常压塔釜液。

具体实施方式

以下实施例旨在结合说明书附图进一步说明本发明内容，而不是限制本发明权利要求的保护范围。

本发明实施例中粗酮塔2直径1.2m，内装250Y填料，塔中设有隔板或不设隔板，当设有隔板时，将全塔分为4个区域，隔板上部为公共精馏段，填料高度为12m，隔板左侧为进料段，上下各装填料6m，隔板右侧为侧线采出段，上下各装填料6m，隔板下部为公共提馏段，填料高度为12m，在每两段填料之间均有一个液体收集器，用于液体再分布或侧线出料。常压塔3直径0.3m，塔中装填250Y填料，填料总高度为24m，分为上下两段，填料高度依次为10m和14m，进料位于两段填料之间。

如未特殊说明，以下实施方式中的百分含量均为质量含量。

实施例1

本实施例采用减压侧线采出-常压双塔精馏脱除中间组分：

从原生产装置中醇塔顶来的物料粗醇引入粗醇槽中，与经过精制处理的精醇混合后作为去环己醇脱氢工序的物料，流量均为12000kg/h。粗醇槽中物料含环己醇91.34％、环己酮4.04％、中间组分4.62％。

粗醇以218kg/h的速度送往粗酮塔中部进行精馏分离，粗酮塔釜液返回至粗醇槽，流量为191.9kg/h；粗酮塔塔顶馏出液连续出料至粗醇酮槽，流量为8.7kg/h。粗酮塔侧线馏出液连续出料至常压塔，流量为17.4kg/h。粗酮塔塔顶压力3～4kPa，回流比为40，塔顶温度为58～75℃，塔釜温度为85～100℃。粗酮塔塔顶馏出液中含环己醇1.10％、环己酮98.12％、中间组分0.78％，粗酮塔侧线馏出液中含环己醇68.81％、环己酮1.44％、中间组分29.75％，粗酮塔釜液中含环己醇97.48％、环己酮0.01％、中间组分2.51％。

将粗酮塔侧线馏出液以17.4kg/h的速度送往常压塔中部进行精馏分离，常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽或者粗醇酮槽中，流量为12.4kg/h；常压塔釜液排至废液槽，流量为5kg/h。常压塔塔顶压力90～110kPa，塔顶温度155～165℃，塔釜温度200～220℃，回流比为15。常压塔塔顶馏出液中含环己醇96.00％、环己酮2.02％、中间组分1.98％，常压塔釜液中含环己醇1.45％、中间组分98.55％。

粗酮塔处理量约占粗醇的1.82％，常压塔处理量约占粗醇的0.15％。未采用本实施例方法之前粗醇组成为：环己醇80.40％、环己酮5.74％、杂质13.86％；采用本实施例方法并运行至组成稳定后粗醇组成为：环己醇91.22％、环己酮4.13％、中间组分4.65％。因中间组分含量大幅降低，使得酮塔釜液中环己酮含量有所下降，环己酮间接脱除率为28％；中间组分的脱除率为66.5％，中间组分脱除所需的蒸汽消耗约为27.8t蒸汽/t中间组分。

实施例2

本实施例采用隔板塔侧线采出-常压双塔精馏脱除中间组分：

从原生产装置中醇塔顶来的物料粗醇引入粗醇槽中，与经过精制处理的精醇混合后作为去环己醇脱氢工序的物料，流量均为12000kg/h。粗醇槽中物料含环己醇91.28％、环己酮4.01％、中间组分4.71％。

粗醇以218.2kg/h的速度送往粗酮塔中部进行精馏分离，粗酮塔釜液返回至粗醇槽，流量为192kg/h；粗酮塔塔顶馏出液连续出料至粗醇酮槽，流量为8.7kg/h。粗酮塔侧线馏出液连续出料至常压塔，流量为17.5kg/h。粗酮塔塔顶压力3～4kPa，回流比为35，塔顶温度为58～75℃，塔釜温度为85～100℃。粗酮塔塔顶馏出液中含环己醇0.49％、环己酮98.41％、中间组分1.10％，粗酮塔侧线馏出液中含环己醇69.71％、环己酮0.85％、中间组分29.44％，粗酮塔釜液中含环己醇97.36％、环己酮0.02％、中间组分2.62％。

将粗酮塔侧线馏出液以17.5kg/h的速度送往常压塔中部进行精馏分离，常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽或者粗醇酮槽中，流量为12.5kg/h；常压塔釜液排至废液槽，流量为5kg/h。常压塔塔顶压力90～110kPa，塔顶温度155～165℃，塔釜温度200～220℃，回流比为12。常压塔塔顶馏出液中含环己醇96.96％、环己酮1.19％、中间组分1.85％，常压塔釜液中含环己醇1.580％、中间组分98.42％。

粗酮塔处理量约占粗醇的1.82％，常压塔处理量约占粗醇的0.15％。未采用本实施例方法之前粗醇组成为：环己醇80.40％、环己酮5.74％、杂质13.86％；采用本实施例方法并运行至组成稳定后粗醇组成为：环己醇91.28％、环己酮4.01％、中间组分4.71％。因中间组分含量大幅降低，使得酮塔釜液中环己酮含量有所下降，环己酮间接脱除率为30％；中间组分的脱除率为66.0％，中间组分脱除所需的蒸汽消耗约为23.8t蒸汽/t中间组分。

实施例3

本实施例采用隔板塔侧线采出-常压双塔精馏脱除中间组分：

从原生产装置中醇塔顶来的物料粗醇引入粗醇槽中，与经过精制处理的精醇混合后作为去环己醇脱氢工序的物料，流量均为12000kg/h。粗醇槽中物料含环己醇94.44％、环己酮2.96％、中间组分2.60％。

粗醇以530kg/h的速度送往粗酮塔中部进行精馏分离，粗酮塔釜液返回至粗醇槽，流量为492.9kg/h；粗酮塔塔顶馏出液连续出料至粗醇酮槽，流量为15.9kg/h。粗酮塔侧线馏出液连续出料至常压塔，流量为21.2kg/h。粗酮塔塔顶压力3～4kPa，回流比为55，塔顶温度为58～75℃，塔釜温度为85～100℃。粗酮塔塔顶馏出液中含环己醇1.32％、环己酮98.01％、中间组分0.67％，粗酮塔侧线馏出液中含环己醇75.01％、环己酮0.48％、中间组分24.51％，粗酮塔釜液中含环己醇98.28％、中间组分1.72％。

将粗酮塔侧线馏出液以21.2kg/h的速度送往常压塔中部进行精馏分离，常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽或者粗醇酮槽中，流量为16.2kg/h；常压塔釜液排至废液槽，流量为5kg/h。常压塔塔顶压力90～110kPa，塔顶温度155～165℃，塔釜温度200～220℃，回流比为15。常压塔塔顶馏出液中含环己醇97.62％、环己酮0.63％、中间组分1.75％，常压塔釜液中含环己醇2.42％、中间组分97.58％。

粗酮塔处理量约占粗醇的4.42％，常压塔处理量约占粗醇的0.18％。未采用本实施例方法之前粗醇组成为：环己醇80.40％、环己酮5.74％、杂质13.86％；采用本实施例方法并运行至组成稳定后粗醇组成为：环己醇94.44％、环己酮2.96％、中间组分2.60％。因中间组分含量大幅降低，使得酮塔釜液中环己酮含量有所下降，环己酮间接脱除率为48.4％；中间组分的脱除率为81.2％，中间组分脱除所需的蒸汽消耗约为57.5t蒸汽/t中间组分。

对比例1

本对比例采用常压单塔精馏：

从原生产装置中醇塔顶来的物料粗醇引入粗醇槽中，与经过精制处理的精醇混合后作为去环己醇脱氢工序的物料，流量均为12000kg/h。粗醇槽中物料含环己醇91.34％、环己酮4.12％、中间组分4.54％。

粗醇以185.5kg/h的速度直接送往常压塔中部进行精馏分离，常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽中，流量为180.5kg/h；常压塔釜液排至废液槽，流量为5kg/h。塔顶压力90～110kPa，塔顶温度150～165℃，塔釜温度200～220℃，回流比为20。常压塔塔顶馏出液中含环己醇93.94％，环己酮4.23％，中间组分1.83％，常压塔釜液中含环己醇1.02％、环己酮0.14％、中间组分98.84％。

常压塔处理量约占粗醇的1.8％。未采用本对比实施例方法之前粗醇组成为：环己醇80.40％、环己酮5.74％、杂质13.86％；采用本实施例方法并运行至组成稳定后粗醇组成为：环己醇91.34％、环己酮4.12％、中间组分4.54％。因中间组分含量大幅降低，使得酮塔釜液中环己酮含量有所下降，环己酮间接脱除率为28％；中间组分的脱除率为67.2％，中间组分脱除所需的蒸汽消耗约为189t蒸汽/t中间组分。

对比例2

本对比例采用常压单塔精馏：

从原生产装置中醇塔顶来的物料粗醇引入粗醇槽中，与经过精制处理的精醇混合后作为去环己醇脱氢工序的物料，流量均为12000kg/h。粗醇槽中物料含环己醇89.77％、环己酮4.35％、中间组分5.88％。

粗醇以181.8kg/h的速度直接送往常压塔中部进行精馏分离，常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽中，流量为174.5kg/h；常压塔釜液排至废液槽，流量为7.3kg/h。塔顶压力90～110kPa，塔顶温度150～165℃，塔釜温度180～190℃，回流比为3。常压塔塔顶馏出液中含环己醇92.24％，环己酮4.50％，中间组分3.26％，常压塔釜液中含环己醇30.5％、环己酮0.75％、中间组分68.75％。

常压塔处理量约占粗醇的1.52％。未采用本对比实施例方法之前粗醇组成为：环己醇80.40％、环己酮5.74％、杂质13.86％；采用本实施例方法并运行至组成稳定后粗醇组成为：环己醇89.77％、环己酮4.35％、中间组分5.88％。因中间组分含量大幅降低，使得酮塔釜液中环己酮含量有所下降，环己酮间接脱除率为24.2％；环己醇的损失量为0.44t/t中间组分，中间组分的脱除率为57.6％，中间组分脱除所需的蒸汽消耗约为175t蒸汽/t中间组分。

对比例3

本对比例采用常压单塔精馏：

从原生产装置中醇塔顶来的物料粗醇引入粗醇槽中，与经过精制处理的精醇混合后作为去环己醇脱氢工序的物料，流量均为12000kg/h。粗醇槽中物料含环己醇89.83％、环己酮4.55％、中间组分5.62％。

粗醇以169kg/h的速度直接送往常压塔中部进行精馏分离，常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽中，流量为160.5kg/h；常压塔釜液排至废液槽，流量为8.5kg/h。塔顶压力90～110kPa，塔顶温度150～165℃，塔釜温度170～180℃，回流比为5。常压塔塔顶馏出液中含环己醇92.48％，环己酮4.72％，中间组分2.80％，常压塔釜液中含环己醇39.48％、环己酮1.32％、中间组分59.20％。

常压塔处理量约占粗醇的1.41％。未采用本对比实施例方法之前粗醇组成为：环己醇80.40％、环己酮5.74％、杂质13.86％；采用本实施例方法并运行至组成稳定后粗醇组成为：环己醇89.83％、环己酮4.55％、中间组分5.62％。因中间组分含量大幅降低，使得酮塔釜液中环己酮含量有所下降，环己酮间接脱除率为20.7％；环己醇的损失量为0.67t/t中间组分，中间组分的脱除率为59.5％，中间组分脱除所需的蒸汽消耗约为241t蒸汽/t中间组分。

对比例4

本对比例采用常压单塔精馏：

从原生产装置中醇塔顶来的物料粗醇引入粗醇槽中，与经过精制处理的精醇混合后作为去环己醇脱氢工序的物料，流量均为12000kg/h。粗醇槽中物料含环己醇93.56％、环己酮3.02％、中间组分3.42％。

粗醇以512.7kg/h的速度直接送往常压塔中部进行精馏分离，常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽中，流量为507.6kg/h；常压塔釜液排至废液槽，流量为5.1kg/h。塔顶压力90～110kPa，塔顶温度150～165℃，塔釜温度200～220℃，回流比为15。常压塔塔顶馏出液中含环己醇94.48％，环己酮3.05％，中间组分2.47％，常压塔釜液中含环己醇2.48％、中间组分97.52％。

常压塔处理量约占粗醇的4.27％。未采用本对比实施例方法之前粗醇组成为：环己醇80.40％、环己酮5.74％、杂质13.86％；采用本实施例方法并运行至组成稳定后粗醇组成为：环己醇93.56％、环己酮3.02％、中间组分3.42％。因中间组分含量大幅降低，使得酮塔釜液中环己酮含量有所下降，环己酮间接脱除率为47.4％；环己醇的损失量为0.025t/t中间组分，中间组分的脱除率为75.3％，中间组分脱除所需的蒸汽消耗约为406t蒸汽/t中间组分。

对比例5

本对比例采用常压单塔精馏：

从原生产装置中醇塔顶来的物料粗醇引入粗醇槽中，与经过精制处理的精醇混合后作为去环己醇脱氢工序的物料，流量均为12000kg/h。粗醇槽中物料含环己醇94.44％、环己酮2.97％、中间组分2.59％。

粗醇以1285.7kg/h的速度直接送往常压塔中部进行精馏分离，常压塔塔顶馏出液返回至粗醇槽中，流量为1280.6kg/h；常压塔釜液排至废液槽，流量为5.1kg/h。塔顶压力90～110kPa，塔顶温度150～165℃，塔釜温度200～220℃，回流比为15。常压塔塔顶馏出液中含环己醇94.81％，环己酮2.97％，中间组分2.22％，常压塔釜液中含环己醇2.78％、中间组分97.22％。

常压塔处理量约占粗醇的10.7％。未采用本对比实施例方法之前粗醇组成为：环己醇80.40％、环己酮5.74％、杂质13.86％；采用本实施例方法并运行至组成稳定后粗醇组成为：环己醇94.44％、环己酮2.97％、中间组分2.59％。因中间组分含量大幅降低，使得酮塔釜液中环己酮含量有所下降，环己酮间接脱除率为48.3％；环己醇的损失量为0.03t/t中间组分，中间组分的脱除率为81.3％，中间组分脱除所需的蒸汽消耗约为1024t蒸汽/t中间组分。

实施例4

采用实施例3的工艺运行稳定后的粗醇槽去环己醇脱氢工序的物料，在环己醇脱氢反应器中进行环己醇脱氢试验，催化剂为Zn-Ca，反应温度380℃，反应压力0.16MPa(绝压)，液时空速0.85h^-1，去环己醇脱氢工序的物料中含环己醇94.44％、环己酮2.96％、中间组分2.60％，脱氢产物中含环己醇27.06％、环己酮69.03％、其它组份3.91％，环己醇转化量67.38％，环己酮增加量66.07％，环己酮选择性98.06％。

对比例6

采用现有装置中的粗醇槽中的物料为原料，在环己醇脱氢反应器中进行环己醇脱氢试验，催化剂为Zn-Ca，反应温度380℃，反应压力0.16MPa(绝压)，液时空速0.85h^-1，原料中含环己醇80.40％、环己酮5.74％、中间组份13.86％，脱氢产物中含环己醇21.82％、环己酮61.64％、其它组份16.54％，环己醇转化量58.58％，环己酮增加量55.90％，环己酮选择性95.43％。

对比例7

采用对比例1的工艺运行稳定后的粗醇槽去环己醇脱氢工序的物料，在环己醇脱氢反应器中进行环己醇脱氢试验，催化剂为Zn-Ca，反应温度380℃，反应压力0.16MPa(绝压)，液时空速0.85h^-1，去环己醇脱氢工序的物料中含环己醇91.34％、环己酮4.12％、中间组分4.54％，脱氢产物中含环己醇25.56％、环己酮67.93％、其它组份6.51％，环己醇转化量65.78％，环己酮增加量63.81％，环己酮选择性97.01％。

对比例8

采用对比例2的工艺运行稳定后的粗醇槽去环己醇脱氢工序的物料，在环己醇脱氢反应器中进行环己醇脱氢试验，催化剂为Zn-Ca，反应温度380℃，反应压力0.16MPa(绝压)，液时空速0.85h^-1，去环己醇脱氢工序的物料中含环己醇89.77％、环己酮4.35％、中间组分5.88％，脱氢产物中含环己醇24.86％、环己酮67.07％、其它组份8.07％，环己醇转化量64.91％，环己酮增加量62.72％，环己酮选择性96.63％。

以上实施例是对本发明的说明，并非对本发明的限定，本行业的技术人员应该了解，本发明不受上述实施例的限制，上述实施例和说明书中描述的只是说明本发明的具体工作原理，在不脱离本发明精神和范围的前提下，本发明还会有各种变化和改进，这些变化和改进都落入要求保护的本发明范围内，本发明要求保护范围由所附的权利要求书及其等效物界定。