具体实施方式

下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

实施例1

如图1所示，本实施例提供了一种一种水合法环己醇分离的节能装置，包括环己烯分离塔1，所述的环己烯分离塔1的底部连接环己烯回收塔2，环己烯回收塔2的顶部连接环己醇分离塔3，环己醇分离塔3连接水合反应器4，所述的环己烯分离塔1的顶部连接换热器6的热侧进口，换热器6的冷侧进口和冷侧出口都与环己醇分离塔3的中下部连接。换热器可根据换热量，选择市售的换热器，如板式换热器，列管式换热器等。

在本实施例中，通过环己烯分离塔1塔顶连接换热器，使塔顶气相物流Ⅰ也即气相环己烷与环己醇分离塔3塔底物流进行热交换，之后气相环己烷形成液相，环己醇分离塔3塔底物流被加热。这样一方面节省了气相环己烷冷却需要在环己烯分离塔1塔顶增加冷凝器，另一方面减少了环己醇分离塔的塔底再沸器外加热负荷，降低了能耗。

优选方案，环己烯分离塔1的底部连接环己烯回收塔2的中部，环己烯回收塔2的顶部连接环己醇分离塔3的中上部。

本领域技术人员应当理解，环己烯分离塔1、环己烯回收塔2和环己醇分离塔3包括了塔顶冷凝罐、回流泵和再沸器，此为本领域的公知常识，此处不再赘述。

实施例2

本实施例基于实施例1提供的装置，提供了一种水合法环己醇分离的节能方法，将含有环己烷和环己烯的混合物料5输送至环己烯分离塔1内，再向环己烯分离塔1内加入溶剂进行萃取精馏，塔顶为环己烷产品，塔釜内为富含环己烯的溶剂基物流Ⅱ；

将溶剂基物流Ⅱ输送至环己烯回收塔2内进行溶剂回收，塔顶得到富含环己烯的物流Ⅲ，塔釜内为富含溶剂的物流Ⅳ；

富含环己烯的物流Ⅲ送入到环乙醇分离塔3内，在环乙醇分离塔3上部形成富含环己烯的物流Ⅶ进入水合反应器4内，其中一部分环己烯与水反应生成环己醇，未反应的环己烯与水分层，分离上层油相得到含有环己醇和环己烯的物流Ⅷ，水层留在水合反应器4内继续水合反应；

物流Ⅷ回流至环己醇分离塔3中下部，从环己醇分离塔3的上部继续采出富含环己烯的物流Ⅶ，塔顶部采出副反应产生的轻组分物流Ⅴ，塔釜内为富含环己醇的物流Ⅵ；

将环己烯分离塔1的塔顶气相物流Ⅰ作为热侧物流，在换热器中对环己醇分离塔的塔底物料进行加热蒸发，冷凝后的环己烷一部分形成物流Ⅸ排出，一部分回流至环己烯分离塔内。

在本实施例中，环己烯分离塔的塔顶操作压力为100～300kPaA，所述环己烯分离塔塔顶温度为80～120℃；所述环己醇分离塔的塔顶操作压力为40～100kPaA，所述环己醇分离塔的塔釜温度为60～110℃。

优选方案，环己烯分离塔的塔顶操作压力为130～250kPaA，所述环己烯分离塔塔顶温度为90～110℃；所述环己醇分离塔的塔顶操作压力为60～80kPaA，所述环己醇分离塔的塔釜温度为80～100℃；

环己烯分离塔的回流比为5～20，优选为8～12。

溶剂中包括质量份数大于80％以上的N，N-二甲基乙酰胺。也就是说，溶剂可以是混合溶剂，也可以是单独溶剂，如果是单独溶剂，则全部为N，N-二甲基乙酰胺，如果是混合溶剂，则溶剂中含有80wt％以上的N，N-二甲基乙酰胺，其他的溶剂可以是DMF、DMP和NMP中的一种或几种。

实施例3

本实施例基于实施例1提供的装置，提供了一种水合法环己醇分离的节能方法，具体的说：

将含有环己烷和环己烯的混合物料5输送至环己烯分离塔1内，再向环己烯分离塔1内加入溶剂进行萃取精馏，溶剂为N，N-二甲基乙酰胺，溶剂与混合物流的重量比为4-6:1，环己烯分离塔1的塔顶操作压力为130～250kPaA，环己烯分离塔的回流比为8～12，所述环己烯分离塔塔顶温度为90～110℃，塔顶为环己烷产品，塔釜内为富含环己烯的溶剂基物流Ⅱ；

将溶剂基物流Ⅱ输送至环己烯回收塔2内进行溶剂回收，塔顶得到富含环己烯的物流Ⅲ，塔釜内为富含溶剂的物流Ⅳ；环己烯回收塔2的塔顶操作压力为40～100kPaA，环己烯回收塔2塔顶温度为60～110℃。

富含环己烯的物流Ⅲ送入到环乙醇分离塔3内，环己醇分离塔的塔顶操作压力为60～80kPaA，所述环己醇分离塔的塔釜温度为80～100℃，在环乙醇分离塔3上部形成富含环己烯的物流Ⅶ进入水合反应器4内，其中一部分环己烯与水反应生成环己醇，未反应的环己烯与水分层，分离上层油相得到含有环己醇和环己烯的物流Ⅷ，水层留在水合反应器4内继续水合反应，本领域技术人员应当理解，水合反应器4中上部设有隔板，起到油水分离的目的，油层溢出，水层留在反应器内继续水合。

物流Ⅷ回流至环己醇分离塔3中下部，从环己醇分离塔3的上部继续采出富含环己烯的物流Ⅶ，塔顶部采出副反应产生的轻组分物流Ⅴ，塔釜内为富含环己醇的物流Ⅵ；

将环己烯分离塔1的塔顶气相物流Ⅰ作为热侧物流，在换热器中对环己醇分离塔的塔底物料进行加热蒸发，冷凝后的环己烷一部分形成物流Ⅸ排出，一部分回流至环己烯分离塔内。

在本实施例中，通过环己烯分离塔1塔顶连接换热器，使塔顶气相物流Ⅰ也即气相环己烷与环己醇分离塔3塔底物流进行热交换，之后气相环己烷形成液相，环己醇分离塔3塔底物流被加热。这样一方面节省了气相环己烷冷却需要在环己烯分离塔1塔顶增加冷凝器，另一方面减少了环己醇分离塔的塔底再沸器外加热负荷，降低了能耗。

实施例4

本实施例基于实施例1提供的装置，提供了一种水合法环己醇分离的节能方法，具体的说：

将含有环己烷和环己烯的混合物料5输送至环己烯分离塔1内，再向环己烯分离塔内加入溶剂进行萃取精馏，溶剂为N，N-二甲基乙酰胺和DMF，质量份数分别为88％和12％，溶剂与混合物流的重量比为5-5.5:1，环己烯分离塔1的塔顶操作压力为160～220kPaA，环己烯分离塔的回流比为8～12，环己烯分离塔塔顶温度为95～105℃，塔顶为环己烷产品，塔釜内为富含环己烯的溶剂基物流Ⅱ；

将溶剂基物流Ⅱ输送至环己烯回收塔2内进行溶剂回收，塔顶得到富含环己烯的物流Ⅲ，塔釜内为富含溶剂的物流Ⅳ；环己烯回收塔2的塔顶操作压力为40～100kPaA，环己烯回收塔2塔顶温度为60～110℃。

富含环己烯的物流Ⅲ送入到环乙醇分离塔3内，环己醇分离塔的塔顶操作压力为60～80kPaA，所述环己醇分离塔的塔釜温度为80～100℃，在环乙醇分离塔3上部形成富含环己烯的物流Ⅶ进入水合反应器4内，水合反应器中，其中一部分环己烯与水反应生成环己醇，未反应的环己烯与水分层，分离上层油相得到含有环己醇和环己烯的物流Ⅷ，水层留在水合反应器4内继续水合反应；本领域技术人员应当理解，水合反应器4中上部设有隔板，起到油水分离的目的，油层溢出，水层留在反应器内继续水合。

物流Ⅷ回流至环己醇分离塔3中下部，从环己醇分离塔3的上部继续采出富含环己烯的物流Ⅶ，塔顶部采出副反应产生的轻组分物流Ⅴ，塔釜内为富含环己醇的物流Ⅵ；

将环己烯分离塔1的塔顶气相物流Ⅰ作为热侧物流，在换热器中对环己醇分离塔的塔底物料进行加热蒸发，冷凝后的环己烷一部分形成物流Ⅸ排出，一部分回流至环己烯分离塔内。

在本实施例中，通过环己烯分离塔1塔顶连接换热器，使塔顶气相物流Ⅰ也即气相环己烷与环己醇分离塔3塔底物流进行热交换，之后气相环己烷形成液相，环己醇分离塔3塔底物流被加热。这样一方面节省了气相环己烷冷却需要在环己烯分离塔1塔顶增加冷凝器，另一方面减少了环己醇分离塔的塔底再沸器外加热负荷，降低了能耗。

对比例1

如图2所示，将含有环己烷和环己烯的混合物料输送至环己烯分离塔1内，再向环己烯分离塔内加入溶剂进行萃取精馏，溶剂为N，N-二甲基乙酰胺和DMF，质量份数分别为88％和12％，溶剂与混合物流的重量比为5-5.5:1，环己烯分离塔1的塔顶操作压力为160～220kPaA，环己烯分离塔的回流比为8～12，环己烯分离塔塔顶温度为95～105℃，塔顶得到环己烷产品，形成塔顶气相物流Ⅰ，经过外加冷凝器10冷却后，形成液态物流回流到环己烯分离塔1上部，塔釜内为富含环己烯的溶剂基物流Ⅱ；

将溶剂基物流Ⅱ输送至环己烯回收塔2内进行溶剂回收，塔顶得到富含环己烯的物流Ⅲ，塔釜内为富含溶剂的物流Ⅳ；环己烯回收塔2的塔顶操作压力为40～100kPaA，环己烯回收塔2塔顶温度为60～110℃。

富含环己烯的物流Ⅲ送入到环乙醇分离塔3内，环己醇分离塔的塔顶操作压力为60～80kPaA，所述环己醇分离塔的塔釜温度为80～100℃，在环乙醇分离塔3上部形成富含环己烯的物流Ⅶ进入水合反应器4内，其中一部分环己烯与水反应生成环己醇，未反应的环己烯与水分层，分离上层油相得到含有环己醇和环己烯的物流Ⅷ，水层留在水合反应器4内继续水合反应。

物流Ⅷ回流至环己醇分离塔3中下部，从环己醇分离塔3的上部继续采出富含环己烯的物流Ⅶ，塔顶部采出副反应产生的轻组分物流Ⅴ，塔釜内为富含环己醇的物流Ⅵ。

负荷对比

以现有的10万吨/年环己醇装置为例，实施例2-4中的环乙醇分离塔3通过再沸器加热，与对比例1即现有的技术通过再沸器加热及环乙烷冷却负荷进行对比。

可见，本发明的方法，可以完全节省冷却负荷，也即节省环己烯分离塔1塔顶气相物流Ⅰ冷却的负荷，另外，通过塔顶气相物流Ⅰ对环乙醇分离塔3底部物料的热交换，可节省环乙醇分离塔3中再沸器的热负荷3500KW，综合节能7000KW。

本文中所描述的具体实施例仅仅是对本发明精神作举例说明。本发明所属技术领域的技术人员可以对所描述的具体实施例做各种各样的修改或补充或采用类似的方式替代，但并不会偏离本发明的精神。