CN106431859A - 一种环己醇脱氢制备环己酮的工艺 - Google Patents

Abstract

一种环己醇脱氢制备环己酮的工艺，所述工艺中的环己醇脱氢工序的设备，由常压或加压精馏塔和环己醇脱氢反应器组成；所述精馏塔只设有提馏段，塔釜设有再沸器；所述环己醇脱氢工序中或还依次设有环己醇蒸发器和汽液分离器。本发明工艺在10万吨/年环己酮生产装置上使用，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从10～13%下降到1～2%，从而减少了脱氢反应的副反应，提高了环己酮产品的质量，延长了环己醇脱氢催化剂的寿命，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，也就大幅减少了蒸汽消耗。

Description

一种环己醇脱氢制备环己酮的工艺

技术领域

本发明具体涉及一种环己酮的制备工艺，尤其是涉及一种环己醇脱氢制备环己酮的工艺。

背景技术

环己酮是一种重要的有机化工产品，用途十分广泛。中国目前已经是世界环己酮产品的生产大国和技术强国，年产能超过300万吨，约占世界总产能的50%。环己酮生产目前主要有三条技术路线：其中环己烷氧化法是最主要的路线，约占总产能的65%以上；另外，环己烯水合法发展很快，约占总产能的25%；最后是苯酚加氢法，不到总产能的10%。无论环己酮的生产使用哪条技术路线，其基本的原料都是来自于苯，而且所有技术路线中，都有一部分甚至全部的环己酮产品来自于环己醇脱氢工序。但是，迄今为止，环己酮生产装置中环己醇脱氢工序的工艺还存在一些缺陷，导致环己酮生产的物料和能源消耗仍然较高，需要进行技术改进。

环己醇脱氢制备环己酮的工艺技术已经有70多年的历史了。最开始是环己醇用镀锌铁皮拉西环作为催化剂，在常压、350～400℃的工况下，进行气相脱氢生成环己酮，其转化率只有30～40%，摩尔收率小于95%，连续生产周期只有半年。上世纪50～70年代，脱氢催化剂改为锌钙催化剂，在常压、350～400℃的工况下，转化率提高到70～80%，摩尔收率达到96%左右，连续生产周期能达到一年。上世纪70年代后，脱氢催化剂改为铜锌催化剂，设备是由环己醇蒸发器、汽液分离器和环己醇脱氢反应器组成，在常压、220～250℃的工况下，环己醇转化率控制在50%左右，但是其摩尔收率达到了98%以上，连续生产周期也超过两年；近年来，也有环己醇脱氢装置采用铜硅催化剂，其连续生产周期延长至5年，但转化率和摩尔收率仅与用铜锌催化剂相当。

综上所述，近几十年来，环己醇脱氢制备环己酮的工艺改进主要是催化剂的改进，而对此工艺存在的其它问题并没有找到有效的解决办法。例如，环己酮生产都是以苯作为基本原料，但是，就算是石油苯或者是焦化苯的优级品，都含有小于0.1%的甲苯和其它烃类。这些杂质如果要单独使用精馏装置脱除，由于其含量很低，纯化成本很高。所以，这些杂质会和苯一起，经过所有的环己酮生产流程，转化成甲基环己酮和庚酮等杂质，进入环己酮减压精馏精制工序。现有环己醇脱氢制备环己酮工序中，甲基环己酮和庚酮等杂质累积的原因如下：环己酮减压精馏精制工序和环己醇脱氢工序的物料是一种含有上百种化合物的混合物料。现有技术中，轻质油精馏塔塔顶工况压力为绝压50kPa，温度为130℃，从轻质油塔顶排出的杂质统称为轻质油副产物。在设计和计算轻质油塔时，一般是以正戊醇作为此塔进料的关键轻组分指标，而环己酮作为进料的关键重组分指标；现有技术中，在设计和计算环己酮塔时，塔顶工况压力为绝压3kPa，温度为60℃，则以环己酮作为此塔进料的关键轻组分指标，以环己醇作为关键重组分指标；现有技术中，在设计和计算环己醇塔时，塔顶工况压力为绝压3kPa，温度为78℃，则以环己醇作为此塔进料的关键轻组分指标，以X油作为关键重组分指标。X油的成份十分复杂，目前还没有关于X油详细组分的确切报道，初步分析结果，其主要成份是二聚环己酮、三聚环己酮和环己二醇等高沸点产物。为了降低X油副产品中的环己醇含量，并减少在高温下环己酮和环己醇的聚合副反应，现有技术中，环己醇精馏塔的操作条件设计在塔顶绝压3kPa，塔釜绝压10kPa。在此真空条件下，挥发度高于环己醇而低于环己酮的甲基环己酮和庚酮等杂质就会从塔顶采出，经过1～3个月连续生产的累积，此处采出的环己醇物料中甲基环己酮和庚酮等杂质的浓度会达到10～13%，从而影响环己酮精馏系统和脱氢工序的工况，使环己酮质量下降，能耗升高，脱氢催化剂也会因杂质的副反应而加快失活，从而缩短生产周期；这些杂质在脱氢工序220℃以上的高温工况下，发生副反应，生成的一些活性物质还会引起环己烷精馏塔和轻质油精馏塔顶的结渣堵塞。所述甲基环己酮和庚酮等杂质的成份复杂，根据气相色谱分析，有近100多个杂质峰，目前只能分析鉴定的约有20多种化合物，其中就包括了2-甲基环己酮、3-甲基环己酮、4-甲基环己酮、2-庚酮、3-庚酮、4-庚酮等。

在现有的环己酮精制工序中，在减压精馏工况下，饱和蒸汽压高于环己酮和环己醇的轻组分杂质大部分会从轻质油塔塔顶脱除，饱和蒸气压低于环己酮和环己醇的重组分杂质大部分会从环己醇塔塔釜作为X油脱除。但是，甲基环己酮和庚酮等杂质的饱和蒸气压，在此工况下，正好处于环己酮和环己醇之间，所以，这些杂质会不断的在环己酮塔的塔身累积。最终会有一部分甲基环己酮和庚酮杂质进入环己酮塔顶的环己酮产品中，影响环己酮产品的质量；还有大部分甲基环己酮和庚酮杂质会从环己酮塔塔釜进入环己醇塔，并从环己醇塔塔顶冷凝后回到环己醇脱氢工序。进入环己醇脱氢工序的液相环己醇通过与脱氢反应后气体的换热后，进入环己醇汽化器，在绝压125kPa～150kPa的工况下，温度升到161～165℃进行汽化。我们发现在此工况下，甲基环己酮和庚酮等杂质的饱和蒸汽压是低于环己醇的，即甲基环己酮和庚酮等杂质与环己醇的相对挥发度小于1，而在环己醇精馏塔的真空工况下，其相对挥发度是大于1的。所以环己醇气相进料中的甲基环己酮和庚酮等杂质含量实际是低于环己醇液相中的，但是，由于此汽化器是一次汽化，还是有90%以上的杂质会进入环己醇气相脱氢系统。这些杂质在脱氢反应器中比环己醇更容易发生副反应，生成高沸点的低聚物和重排产物，粘附在脱氢催化剂的表面，降低了脱氢催化剂的寿命。当然，大部分甲基环己酮和庚酮等杂质会通过环己醇脱氢系统，又进入环己酮减压蒸馏精制工序。这样，一部分的甲基环己酮和庚酮杂质会随着环己酮产品带出系统，而大部分甲基环己酮和庚酮等杂质会不断在环己酮精馏精制和环己醇脱氢工序中循环累积。

我们以年产10万吨环己酮的环己烷氧化装置为例，如果控制原料苯中的甲苯和其它烃类杂质的浓度低于0.1%，这些杂质通过装置会转化成甲基环己酮和庚酮等物质，那么每一年系统产生的此类物质大约在50～100吨之间；并且环己酮生产的其它工序如环己烷氧化、环己基过氧化氢分解、环己醇脱氢的副反应也会生成一些挥发度与之相近的杂质。从上面的系统流程描述可知，由于此类杂质在减压精馏工况下，饱和蒸气压处于环己酮和环己醇之间，没有办法从轻质油塔塔顶或者环己醇塔塔釜去除，只能从产品环己酮带走。但是，为了保证环己酮产品的质量，环己酮产品中甲基环己酮和庚酮等杂质的总浓度要控制在30ppm以下，这样，每年从环己酮产品中最多能带走3吨的甲基环己酮和庚酮等杂质，大多数的此类杂质是不断在环己酮精馏精制和环己醇脱氢工序中循环累积的。当系统中的甲基环己酮和庚酮等杂质累积到一定程度以后，环己酮产品中的此类杂质含量就会上升到100～200ppm，造成产品质量不合格。按照现有环己酮塔的分离能力，系统物料中最多能够容纳含2%的甲基环己酮和庚酮等杂质循环。现有工艺环己醇脱氢进料的环己醇和环己酮含量会低于90%，甲基环己酮和庚酮等类似杂质的含量会达到10～13%。这些杂质物料每小时要多消耗1吨以上的蒸汽，每年损失超过100万以上。而且，为了保证环己酮产品的质量，这些循环累积的杂质不得不通过每年停车的方式移出系统，从而缩短了工艺装置连续运行的周期。

因此，本领域迫切需要解决在环己醇脱氢制备环己酮工艺中，甲基环己酮和庚酮等杂质的出路问题，使之在连续开车运行的情况下，能够排出系统，防止其在环己醇脱氢和环己酮减压精馏精制工序间不断循环累积，以便提高环己酮的产品质量、延长环己醇脱氢催化剂的使用周期、延长系统连续生产周期，并节约能源。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是，克服现有技术存在的上述缺陷，提供一种使甲基环己酮和庚酮及它们的相似物能及时在线排出环己酮生产装置，防止这些杂质在环己醇脱氢和环己酮减压精馏精制工序中的累积，从而提高环己酮的产品质量，延长环己醇脱氢催化剂的使用周期，延长整个环己酮生产装置的连续开车运行周期，并节约环己酮精馏工序的蒸汽能耗的环己醇脱氢制备环己酮的工艺。

本发明解决其技术问题所采用的技术方案如下：一种环己醇脱氢制备环己酮的工艺，所述工艺中的环己醇脱氢工序的设备，由常压或加压精馏塔和环己醇脱氢反应器组成；所述精馏塔只设有提馏段，塔釜设有再沸器。所述技术方案即是在环己醇脱氢工序中不再需要安装环己醇蒸发器和汽液分离器，而只需安装常压或加压精馏塔和环己醇脱氢反应器即可，适用于新建项目。

由常压或加压精馏塔和环己醇脱氢反应器组成的环己醇脱氢工序的工艺流程为：在环己醇脱氢工序中，从环己醇塔塔顶输出，向环己醇脱氢工序加料的物料（环己醇脱氢进料）直接进入常压或者加压精馏塔塔顶，精馏塔塔顶经精馏的环己醇气相物料进入环己醇脱氢反应器，通过控制精馏塔塔顶和塔釜的工况，以保证精馏效果，并通过实时调节与精馏塔塔釜连接的再沸器中蒸汽的流量，以控制精馏塔塔釜排出的富集了甲基环己酮和庚酮等相似物杂质的物料量。

或者，在所述常压或加压精馏塔和环己醇脱氢反应器前，还依次设有环己醇蒸发器和汽液分离器。现有环己醇脱氢工序即是由环己醇蒸发器、汽液分离器和环己醇脱氢反应器组成的，所述技术方案即是在现有已运行的环己醇脱氢工序中加设常压或加压精馏塔，这一方案适用于对现有已运行的环己醇脱氢工序进行技术改造的项目。

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的环己醇脱氢工序的工艺流程为：在环己醇脱氢工序中，环己醇脱氢进料先进入环己醇蒸发器，再进入汽液分离器进行汽液分离，汽液分离器底部的液相物料进入常压或者加压精馏塔塔顶，通过控制精馏塔塔顶和塔釜的工况，以保证精馏效果，并通过实时调节与精馏塔塔釜连接的再沸器中蒸汽的流量，以控制精馏塔塔釜排出的富集了甲基环己酮和庚酮等相似物杂质的物料量，精馏塔塔顶经精馏的环己醇气相物料通过汽液分离器顶部，与气体分离器顶部的气相物料一同进入环己醇脱氢反应器。

优选地，从所述汽液分离器底部进入所述精馏塔塔顶物料的质量流量相当于进入环己醇脱氢工序物料质量流量的12～26%（更优选13～18%）。

优选地，所述精馏塔为单塔或双塔串联。双塔是由一个大塔和一个小塔串联组成的，双塔串联更有利于杂质精馏，提高产品纯度，降低投资成本。

当所述精馏塔为双塔串联时的工艺流程为：环己醇脱氢进料直接进入进料端常压或者加压精馏塔（大塔）塔顶，通过控制大塔塔顶的工况，以保证精馏效果，并通过实时调节与大塔塔釜连接的再沸器中蒸汽的流量，控制大塔塔顶的环己醇气相物料量，其余环己醇液相物料溢流入出料端常压或者加压精馏塔（小塔）塔顶，通过控制小塔塔釜的工况，以保证精馏效果，并通过实时调节与小塔塔釜连接的再沸器中蒸汽的流量，以控制小塔塔釜排出的富集了甲基环己酮和庚酮等相似物杂质的物料量；由小塔塔顶蒸出的气相物料，进入大塔塔釜，并与大塔的环己醇气相物料混合精馏，最终进入环己醇脱氢反应器。最终，通过物料在双塔中的精馏，环己醇脱氢进料质量流量与进入环己醇脱氢反应器的环己醇气相物料质量流量之差等于小塔塔釜排出系统外的物料质量流量。双塔串联有利于减缓环己醇在高温下的副反应和再沸器在高温下的腐蚀。

优选地，所述精馏塔的工况为：进料端塔顶绝压为125～145kPa，塔顶温度为159～168℃；出料端塔釜绝压为130～150kPa，塔釜温度为165～178℃。当所述精馏塔为双塔串联时，其中一个精馏塔（大塔）的塔顶作为进料端，另一个精馏塔（小塔）的塔釜作为出料端，进料端精馏塔塔釜与出料端精馏塔塔顶相互连接，进行物质交换。

优选地，从所述精馏塔的釜底排出系统外的物料质量流量相当于进入环己醇脱氢工序物料质量流量的0.1～0.2%。通过实时调节再沸器中蒸汽的流量，控制最终精馏塔釜底排出系统外物料的质量流量。

优选地，所述精馏塔的理论塔板总数为25～50块，实际塔板数为理论塔板数的1.3～1.6倍。

优选地，当精馏塔为双塔串联时，出料端精馏塔塔板数大于进料端精馏塔塔板数。

优选地，当精馏塔为双塔串联时，进料端精馏塔直径为1.5～2.0m，出料端精馏塔直径为0.5～1.0m。由于精馏塔的主要目的是分离进入环己醇脱氢工序的物料中的甲基环己酮和庚酮及它们的相似物，一般约为11kg/h，而从出料端精馏塔釜底排出的物料中甲基环己酮和庚酮及它们的相似物的浓度＞60%，因此，出料端精馏塔釜底排量较小，需要的塔径较小。

本发明工艺精馏塔直径、塔高、填料高度的设计与理论塔板数相适应，适用的规范有：JB/T 4710-2005钢制塔式容器，SH/T 3098-2011石油化工塔器设计规范等。

优选地，所述精馏塔的类型为填料塔、筛板塔、浮阀塔或泡皂塔等。所述精馏塔的类型更优选板波填料塔，所述填料优选Y250填料。

优选地，本发明工艺中，所述常压或者加压精馏塔为脱庚酮塔。

优选地，本发明工艺中，所述再沸器中的蒸汽表压为2.1MPa。

本发明人研究发现，在常压或加压工况下，环己醇的挥发度将会高于甲基环己酮和庚酮及它们的相似物，而在环己酮精馏塔和环己醇精馏塔的负压工况下，环己醇的挥发度反而低于甲基环己酮和庚酮及它们的相似物，通过利用不同的操作压力对物料中各组分的相对挥发度的影响，以提高进入脱氢反应器的环己醇气体的纯度。本发明工艺是将在现有工况为绝压3～10kPa，温度78～90℃的环己醇精馏塔塔顶冷凝液，再一次进行常压或者加压精馏，在脱氢工序醇汽化原有蒸汽能耗的基础上，不但不增加蒸汽能耗，反而减少一定的蒸汽能耗，并能够从本工艺中的精馏塔塔釜把部分甲基环己酮和庚酮及它们的相似物从系统中排出，去除的这部分甲基环己酮和庚酮及它们的相似物的量，仅仅是从原材料或者氧化系统带入环己醇脱氢工序而新增的量（约11kg/h），由于新增部分被有效去除，保证了甲基环己酮和庚酮及它们的相似物在系统内循环的过程中，不会在环己酮精馏和环己醇脱氢工序的物料中累积，而以近乎常量的形式存在于环己醇脱氢工序中，延长了脱氢催化剂的使用寿命，提高了环己酮产品的质量，并节省了环己酮精馏和脱氢工序由于杂质循环累积所增加的蒸汽能耗。

本发明通过小试和间断工业试验，证明在常压精馏环己醇脱氢进料时，环己醇在塔顶富集，而甲基环己酮和庚酮及它们的相似物会在塔釜富集。本发明工艺在10万吨/年环己酮生产装置上使用，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从10～13%下降到1～2%，从而减少了脱氢反应的副反应，提高了环己酮产品的质量，延长了环己醇脱氢催化剂的寿命，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，也就大幅减少了蒸汽消耗。

附图说明

图1为对比例：现有环己醇脱氢制备环己酮工艺中环己醇脱氢工序的设备及流程示意图；

图中，1-环己醇蒸发器，2-汽液分离器，3-环己醇脱氢反应器；

11-环己醇脱氢进料，12-2.1MPa蒸汽，13-冷凝水，21-汽化分离器顶部向环己醇脱氢反应器流出的气相物料，22-从汽化分离器底部流回环己醇精馏塔的物料；

图2为本发明实施例1：环己醇脱氢制备环己酮工艺中环己醇脱氢工序的设备及流程示意图；

图中，3-环己醇脱氢反应器，41-再沸器，51-常压脱庚酮塔，42-再沸器，52-常压脱庚酮塔；

11-环己醇脱氢进料，411/421-2.1MPa蒸汽，412/422-冷凝水，511-由1#常压脱庚酮塔塔顶经精馏进入环己醇脱氢反应器的环己醇气相物料，521-由2#常压脱庚酮塔塔釜排出的物料；

图3为本发明实施例2：环己醇脱氢制备环己酮工艺中环己醇脱氢工序的设备及流程示意图；

图中，1-环己醇蒸发器，2-汽液分离器，3-环己醇脱氢反应器，4-再沸器，5-常压脱庚酮塔；

11-环己醇脱氢进料，12-2.1MPa蒸汽，13-冷凝水，21-从汽液分离器顶部向环己醇脱氢反应器流出的气相物料，23-汽液分离器底部的液相物料，411-2.1MPa蒸汽，412-冷凝水，512-常压脱庚酮塔塔顶经精馏的环己醇气相物料，513-由常压脱庚酮塔塔釜排出的物料。

具体实施方式

下面结合实施例和附图对本发明作进一步说明。

本发明实施例所使用的环己醇脱氢进料来源于某厂环己醇脱氢制备环己酮工艺中的环己醇塔顶，所使用的Y250填料为市售；经检测，本发明实施例所使用的环己醇脱氢进料中甲基环己酮和庚酮及它们的相似物中主要含有2-甲基环己酮、3-甲基环己酮、4-甲基环己酮、2-庚酮、3-庚酮、4-庚酮等。

实施例1

如图2所示，为某厂新建的10万吨/年的环己醇脱氢制备环己酮工艺中环己醇脱氢工序的设备及流程示意图。所述工艺中的环己醇脱氢工序的设备，由1#常压脱庚酮塔51、2#常压脱庚酮塔52和环己醇脱氢反应器3组成；所述1#常压脱庚酮塔51和2#常压脱庚酮塔52均只设有提馏段，釜底分别设有1#再沸器41和2#再沸器42；所述1#常压脱庚酮塔51和2#常压脱庚酮塔52为双塔串联，均为板波填料塔，最小理论总塔板数由下述方法计算为26块，其中，1#常压脱庚酮塔51的实际塔板数为12.5，塔高为10m，直径1.8m，内装5m高Y250填料，2#常压脱庚酮塔52的实际塔板数为25，塔高为17m，直径0.8m，内装10m高Y250填料。

理论塔板数的计算方法：

本发明实施例所使用的环己醇脱氢进料组分中，3-甲基环己酮为指标重组分，环己醇为指标轻组分，1#常压脱庚酮塔塔顶环己醇的浓度控制为99%，1#常压脱庚酮塔塔顶3-甲基环己酮的浓度控制为1%，2#常压脱庚酮塔塔釜环己醇的浓度控制为30%，2#常压脱庚酮塔塔釜3-甲基环己酮浓度控制为70%。把上述条件带入公式：

S_m=lg（xla/xha·xhb/xlb）/lgα_v

式中：xla，xha为轻重关键组分在塔顶馏出物中的浓度摩尔分数；

xlb，xhb为轻重关键组分在塔釜液中的浓度摩尔分数；

α_v为轻重关键组分在塔内的平均相对挥发度，挥发度相差小的取算术平均值，挥发度相差大的取几何平均值（由表1的饱和蒸气压值确定）；

S_m为系统最小理论塔板数。

表1 各指标物质在不同压力和温度下的饱和蒸气压值

本实施例的工艺流程为：环己醇脱氢进料11为13000kg/h（其中，含环己醇12480kg/h，环己酮390kg/h，甲基环己酮和庚酮及它们的相似物的杂质为130kg/h）直接进入1#常压脱庚酮塔51塔顶，控制1#常压脱庚酮塔51塔顶的工况为：塔顶绝压130kPa，塔顶温度162～168℃，并通过实时调节与1#常压脱庚酮塔51塔釜连接的1#再沸器41中2.1MPa（表压）蒸汽411的流量为3400kg/h（同时排出冷凝水412为3400kg/h），控制1#常压脱庚酮塔51塔顶的环己醇气相物料量，其余环己醇液相物料溢流入2#常压脱庚酮塔52塔顶，控制2#常压脱庚酮塔52塔釜的工况为：塔釜绝压140kPa，塔釜温度170～175℃，并通过实时调节与2#常压脱庚酮塔52塔釜连接的2#再沸器中2.1MPa（表压）蒸汽421的流量为500kg/h（同时排出冷凝水422为500kg/h），控制由2#常压脱庚酮塔52塔釜排出的富集了甲基环己酮和庚酮等相似物杂质的物料521为15kg/h（其中，含有环己醇4kg/h，甲基环己酮和庚酮及它们的相似物杂质为11kg/h（排出系统外的杂质量），用泵打到X油槽，做副产品出售，由2#常压脱庚酮塔52塔顶蒸出的气相物料，进入1#常压脱庚酮塔51塔釜，并与1#常压脱庚酮塔51的环己醇气相物料混合精馏，最终12985kg/h从1#常压脱庚酮塔51塔顶输出的气相物料511进入环己醇脱氢反应器3，该气相物料中，含有环己醇为12476kg/h，环己酮为390kg/h，甲基环己酮和庚酮及它们的相似物杂质为119kg/h，该气相物料组分稳定，在本实施例工艺下，所述甲基环己酮和庚酮及它们的相似物杂质不会随着生产周期的延长而累积，浓度控制在1%左右，按此工艺生产的环己酮，纯度达到99.975%，符合苯酚法生产环己酮的质量标准。

实施例2

如图3所示，为某厂对现有装置改造后的10万吨/年的环己醇脱氢制备环己酮工艺中环己醇脱氢工序的设备及流程示意图。所述工艺中的环己醇脱氢工序的设备，由环己醇蒸发器1、汽液分离器2、常压脱庚酮塔5和环己醇脱氢反应器3组成，即在现有装置（如对比例）汽液分离器2和环己醇脱氢反应器3之间加设常压脱庚酮塔5；所述常压脱庚酮塔5只设有提馏段，釜底设有再沸器4；所述常压脱庚酮塔5为板波填料单塔，最小理论塔板数由实施例1所述方法计算为26块，实际塔板数为37.5，塔高25m，直径0.8m，内装15m高Y250填料。

本实施例的工艺流程为：环己醇脱氢进料11为13130kg/h（其中，含环己醇12480kg/h，环己酮390kg/h，甲基环己酮和庚酮及它们的相似物杂质260kg）先进入环己醇蒸发器1，环己醇蒸发器1中通入2.1MPa（表压）蒸汽12为3410kg/h，同时排出冷凝水13为3410kg/h，再进入汽液分离器2进行汽液分离，汽液分离器2底部的液相物料23为2000kg/h（其中，含有50kg/h甲基环己酮和庚酮及它们的相似物杂质）泵入常压脱庚酮塔5塔顶，分别控制常压脱庚酮塔5塔顶的工况为：塔顶绝压130kPa，塔顶温度162～168℃，常压脱庚酮塔5塔釜的工况为：塔釜绝压140kPa，塔釜温度170～175℃，通过实时调节与脱庚酮塔5塔釜连接的再沸器4中2.1MPa（表压）蒸汽411的流量为500kg/h（同时排出冷凝水412为500kg/h），控制常压脱庚酮塔5塔釜排出的富集了甲基环己酮和庚酮等相似物杂质的物料513为15kg/h（其中，含环己醇5kg/h，甲基环己酮和庚酮及它们的相似物杂质10kg/h（排出系统外的杂质量）），用泵打到X油槽，做副产品出售。常压脱庚酮塔5塔顶经精馏的环己醇气相物料512为1985kg/h（其中，含环己醇1945kg/h，甲基环己酮和庚酮及它们的相似物40kg/h）通过汽液分离器2顶部，与气体分离器2顶部的气相物料一同进入环己醇脱氢反应器3，从汽液分离器2顶部向环己醇脱氢反应器3流出的气相物料21为13115kg/h（其中，含环己醇12475kg/h，环己酮390kg/h，甲基环己酮和庚酮及它们的相似物杂质250kg/h），该物料组分稳定，在本实施例工艺下，所述甲基环己酮和庚酮及它们的相似物杂质不会随着生产周期的延长而累积，并在较长一段时间内浓度可控制在1～2%左右，按此工艺生产的环己酮，纯度达到99.975%，符合苯酚法生产环己酮的质量标准。

对比例

如图1所示，为某厂现有10万吨/年的环己醇脱氢制备环己酮工艺中环己醇脱氢工序的设备及流程示意图，也是目前世界上各环己酮生产厂家所通用的，由环己醇蒸发器1、汽液分离器2和环己醇脱氢反应器3组成。

本对比例的工艺流程为：环己醇脱氢进料11为16120kg/h（其中，含环己醇14180kg/h，环己酮390kg/h，甲基环己酮和庚酮及它们的相似物杂质为1550kg/h）先进入环己醇蒸发器1，环己醇蒸发器1中通入2.1MPa（表压）蒸汽12为4426 kg/h，同时排出冷凝水13为4426kg/h，汽化分离器2顶部向环己醇脱氢反应器3流出的气相物料21为14120kg/h（其中，含环己醇12480kg/h，环己酮390kg/h，甲基环己酮和庚酮及它们的相似物杂质为1250kg/h），从汽化分离器2底部流回环己醇精馏塔的物料22为2000kg/h（其中，含环己醇1700kg/h，甲基环己酮和庚酮及它们的相似物杂质为300kg/h），由于这部分物料只经过一次汽化，虽然从汽化分离器2底部流回环己醇精馏塔物料22中的甲基环己酮和庚酮及它们的相似物杂质含量有所上升，但由于其中的环己醇含量仍然较高，作为副产品排出过于浪费，还需循环入系统，经过几个月的连续生产，环己醇脱氢加料中杂质浓度达到10～13%，并保持在这个水平，使最终环己酮产品的质量下降，轻、重杂质含量增加100～200ppm，蒸汽能耗增加约1吨/小时，一年直接损失约100万元人民币。

Claims (10)

1.一种环己醇脱氢制备环己酮的工艺，其特征在于：所述工艺中的环己醇脱氢工序的设备，由常压或加压精馏塔和环己醇脱氢反应器组成；所述精馏塔只设有提馏段，塔釜设有再沸器。

2.根据权利要求1所述环己醇脱氢制备环己酮的工艺，其特征在于：在所述常压或加压精馏塔和环己醇脱氢反应器前，还依次设有环己醇蒸发器和汽液分离器。

3.根据权利要求2所述环己醇脱氢制备环己酮的工艺，其特征在于：从所述汽液分离器底部进入所述精馏塔塔顶物料的质量流量相当于进入环己醇脱氢工序物料质量流量的12～26%。

4.根据权利要求1～3之一所述环己醇脱氢制备环己酮的工艺，其特征在于：所述精馏塔为单塔或双塔串联。

5.根据权利要求1～4之一所述环己醇脱氢制备环己酮的工艺，其特征在于，所述精馏塔的工况为：进料端塔顶绝压为125～145kPa，塔顶温度为159～168℃；出料端塔釜绝压为130～150kPa，塔釜温度为165～178℃。

6.根据权利要求1～5之一所述环己醇脱氢制备环己酮的工艺，其特征在于：从所述精馏塔的釜底排出系统外的物料质量流量相当于进入环己醇脱氢工序物料质量流量的0.1～0.2%。

7.根据权利要求1～6之一所述环己醇脱氢制备环己酮的工艺，其特征在于：所述精馏塔的理论塔板总数为25～50块，实际塔板数为理论塔板数的1.3～1.6倍。

8.根据权利要求1～7之一所述环己醇脱氢制备环己酮的工艺，其特征在于：当精馏塔为双塔串联时，出料端精馏塔塔板数大于进料端精馏塔塔板数。

9.根据权利要求1～8之一所述环己醇脱氢制备环己酮的工艺，其特征在于：当精馏塔为双塔串联时，进料端精馏塔直径为1.5～2.0m，出料端精馏塔直径为0.5～1.0m。

10.根据权利要求1～9之一所述环己醇脱氢制备环己酮的工艺，其特征在于：所述精馏塔的类型为填料塔、筛板塔、浮阀塔或泡皂塔。