CN106943764B - 一种环己酮的精馏装置及方法 - Google Patents

Abstract

一种环己酮的精馏装置及方法，所述装置包含轻组分一塔、环己酮一塔、轻组分二塔和环己酮二塔；所述环己酮一塔的塔釜还设有余热再沸器。所述方法是环己酮/环己醇含杂混合物进入轻组分一塔，轻组分一塔的塔顶采出物料进入余热再沸器，通过对环己酮一塔塔釜物料进行热交换后，采出物料与未冷凝气体的冷凝液合并，再分别进入轻组分一塔回流口和轻组分二塔进料口，轻组分二塔塔顶采出轻质油，轻组分二塔塔釜采出物料进入环己酮二塔进料口，环己酮二塔塔顶采出溶剂级环己酮，轻组分一塔和环己酮二塔的塔釜采出物料进入环己酮一塔进料口，环己酮一塔塔顶采出化纤级环己酮。本发明装置能耗低，所得环己酮产品品质高；本发明方法工艺简单，稳定性好。

Description

一种环己酮的精馏装置及方法

技术领域

本发明涉及一种精馏装置及方法，具体涉及一种环己酮的精馏装置及方法。

背景技术

环己酮是一种重要的化工原料，主要用作己内酰胺、己二酸的生产，少量作为溶剂使用。随着国内经济的发展，国内己内酰胺、己二酸的消费量大幅增长，环己酮的消费量随之大幅增长，开发利用前景广阔。

目前环己酮制备的方法主要包括环己烷氧化法和环己烯水合法。

环己烷氧化法主要通过环己烷空气氧化，经过分解、皂化和烷精馏得到环己酮、环己醇及其它杂质的混合物，该混合物再经过精馏分离得到环己酮和环己醇，环己醇再脱氢制得环己酮。

环己烯水合法主要通过苯部分加氢得到环己烷和环己烯，经分离制得环己烯，环己烯再经过水合制得环己醇，环己醇脱氢得到环己酮和环己醇的混合物，该混合物再经过精馏分离制得环己酮；水合法副产的环己烷也大多数用来做环己烷氧化法的原料生产环己酮。在环己烯水合法制备环己酮工艺中，由于苯部分加氢的副反应，不可避免地产生了大量甲基环戊烯和甲基环戊烷杂质。这些杂质通过水合和脱氢转化成甲基环戊酮，或者随环己烷进入氧化工艺，也部分产生甲基环戊酮。而甲基环戊酮和环己酮属于同分异构体，物理性能非常接近，非常难以分离。此种杂质会严重影响己内酰胺用化纤级环己酮的微观品质。

现有对环己酮/环己醇含杂混合物精馏的主要流程为：环己酮/环己醇含杂混合物先经轻塔精馏分离轻组分，轻塔塔釜物料再经过环己酮精馏塔，塔顶精馏得到高品质化纤级环己酮，环己酮精馏塔塔釜物料再经过环己醇塔精馏得到环己醇，环己醇送至脱氢工序得到环己酮、环己醇的混合物，再循环作为轻塔进料。但是，由于苯部分加氢所产环己烷原料的使用，现有所得环己酮精制进料中甲基环戊酮含量增加，而生产己内酰胺用化纤级环己酮对环己酮的微观品质要求却越来越高，导致在原有工艺中，只能提高精馏的回流比以提高环己酮纯度，致使整体精馏系统能耗提高，且产品环己酮的质量还是不能得以稳定控制。因此，如何有效合理的利用热量和降低化纤级环己酮中的甲基环戊酮是环己酮行业中质量控制的重点。

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，提供一种能耗低，所得环己酮产品品质高、质量稳定性好的环己酮的精馏装置。

本发明进一步要解决的技术问题是，克服现有技术存在的上述缺陷，提供一种工艺简单，工艺稳定性好的环己酮的精馏方法。

本发明解决其技术问题所采用的技术方案如下：一种环己酮的精馏装置，包含轻组分一塔、环己酮一塔、轻组分二塔和环己酮二塔；所述环己酮一塔的塔釜还设有余热再沸器；其中，所述轻组分一塔设有进料口，轻组分一塔的塔顶与余热再沸器的气相入口连接，余热再沸器的气相出口与轻组分一塔的冷凝器相连，轻组分一塔的冷凝器出口管道与余热再沸器冷凝液出口管道合并后，再分别与轻组分一塔的回流口和轻组分二塔的进料口连接，轻组分二塔的塔釜与环己酮二塔的进料口连接，轻组分一塔的塔釜与环己酮二塔的塔釜分别与环己酮一塔的进料口连接。

本发明装置中，轻组分一塔的作用是保证轻组分尽量从塔顶排出，塔釜尽量不含轻组分；环己酮一塔的作用是保证产品环己酮的质量，使环己酮产品中尽量不含环己醇和其它重组分；轻组分二塔能将绝大部分的轻组分杂质以轻质油的形式采出，同时能大幅度降低塔顶采出轻质油中环己酮的含量，有利于降低原材料的损耗；环己酮二塔能将轻组分一塔和轻组分二塔中难以分离的杂质甲基环戊酮和绝大多数残留的轻组分杂质提前分离，大幅度降低进入环己酮一塔的轻组分杂质含量，进而有效提高环己酮一塔塔顶采出化纤级环己酮的微观品质，并且能提高产品质量的稳定性。

本发明装置通过用轻组分一塔的塔顶采出物料给环己酮一塔的塔釜采出物料进行热交换，同时配合环己酮一塔塔釜的水蒸汽再沸器使用，可有效提高能量的利用效率，降低蒸汽消耗和循环水消耗。由于现有工艺中，轻组分一塔的塔顶温度大于135℃，循环水冷凝器在循环水侧容易产生水垢，而利用轻组分一塔塔顶的物料给环己酮一塔的塔釜物料进行热交换后，不会再发生循环水因高温结垢的问题，有利于生产的长周期运行。

优选地，所述环己酮一塔、轻组分二塔和环己酮二塔的塔顶均设有冷凝器。

优选地，所述轻组分一塔、环己酮一塔、轻组分二塔和环己酮二塔的塔釜均设有水蒸气再沸器。

优选地，所述环己酮一塔的塔釜与环己醇精馏塔连接。所述环己醇精馏塔塔顶设有冷凝器，塔釜设有水蒸气再沸器。

本发明进一步解决其技术问题所采用的技术方案是：一种环己酮的精馏方法，环己酮/环己醇含杂混合物进入轻组分一塔的进料口，轻组分一塔的塔顶采出物料进入余热再沸器的气相入口，通过对环己酮一塔的塔釜物料进行热交换后，由余热再沸器冷凝液出口采出，余热再沸器中未冷凝的气体经余热再沸器的气相出口进入轻组分一塔的冷凝器，轻组分一塔的冷凝器出口采出的冷凝液与余热再沸器冷凝液出口采出的冷凝液合并后，再分别进入轻组分一塔的回流口和轻组分二塔的进料口，轻组分二塔的塔顶采出轻质油，轻组分二塔的塔釜采出物料进入环己酮二塔的进料口，环己酮二塔的塔顶采出溶剂级环己酮，轻组分一塔的塔釜和环己酮二塔的塔釜采出物料共同进入环己酮一塔的进料口，环己酮一塔的塔顶采出化纤级环己酮。

本发明环己酮一塔的塔顶采出的化纤级环己酮的质量含量≥99.98%，对化纤级己内酰胺质量不良影响很大的甲基环戊酮质量含量≤0.024‰；环己酮二塔的塔顶采出的溶剂级环己酮的质量含量≥99.5%，而微量的甲基环戊酮对溶剂级环己酮质量不会有不良影响。

优选地，所述环己酮/环己醇含杂混合物中，环己酮的质量含量为45～55%，环己醇的总质量为45～55%，轻组分和重组分的质量含量为2～5%，甲基环戊酮的质量含量为0.1～0.3‰，总质量分数为100%。所述环己酮/环己醇含杂混合物是由苯部分加氢的环己烷氧化或环己烯水合法环己醇脱氢所得混合产物。所述轻组分是指比环己酮沸点低的组分，所述重组分是指比环己醇沸点高的组分。

优选地，轻组分一塔的冷凝器出口采出的冷凝液与余热再沸器冷凝液出口采出的冷凝液合并后，按照15～25:1（更优选17～22:1）的质量比分别进入轻组分一塔的回流口和轻组分二塔的进料口。冷凝后的轻组分一塔的塔顶采出物料大部分回流到轻组分一塔塔顶的目的主要是为了保证轻组分一塔塔顶环己酮含量较低。

优选地，所述轻组分一塔的塔顶温度控制在125～135℃，塔釜温度控制在135～144℃（更优选138～142℃）。轻组分一塔的塔顶温度范围选择的理由是保证气相物料中环己酮的质量含量控制在≥80%。

优选地，所述环己酮一塔的塔顶温度控制在55～65℃（更优选58～62℃），塔釜温度控制在85～98℃（更优选88～92℃）。

优选地，所述轻组分二塔的塔顶温度控制在90～110℃（更优选98～108℃，更进一步优选107℃），塔釜温度控制在130～140℃（更优选132～138℃，更进一步优选137℃）。轻组分二塔的塔顶温度范围选择的理由是保证轻组分二塔的塔顶气相物料中环己酮的质量含量控制在≤5%。

优选地，所述环己酮二塔的塔顶温度控制在55～64℃（更优选58～60℃），塔釜温度控制在84～96℃（更优选86～90℃）。

优选地，所述轻组分一塔的操作压力为40～60kPa（更优选45～55kPa，更进一步优选50kPa）。

优选地，所述环己酮一塔的操作压力为1.5～4.0kPa（更优选1.8～3.0kPa，更进一步优选2kPa）。

优选地，所述轻组分二塔的操作压力为40～60kPa（更优选45～55kPa，更进一步优选50kPa）。

优选地，所述环己酮二塔的操作压力为2～4kPa。

优选地，所述环己酮一塔的塔釜采出物料进入环己醇塔进行精馏，环己醇塔的塔顶采出精制环己醇，塔釜采出X油。

优选地，所述环己醇塔的操作压力为1～6kPa（更优选2～3kPa），塔顶的温度控制在76～90℃（更优选78～82℃），塔釜的温度控制在150～170℃（更优选160～168℃）。

本发明所述轻组分一塔、环己酮一塔、轻组分二塔、环己酮二塔、环己醇塔均为精馏塔。

本发明的有益效果如下：

（1）本发明装置能耗低，所得环己酮产品品质高，能使化纤级环己酮的纯度从现有装置的99.8%长期稳定的提高到99.98%，对化纤级己内酰胺质量不良影响很大的甲基环戊酮质量含量≤0.024‰；环己酮二塔的塔顶采出的溶剂级环己酮的质量含量≥99.5%，而微量的甲基环戊酮对溶剂级环己酮质量不会有不良影响；化纤级环己酮产量占总环己酮产量的96%以上；

（2）本发明方法工艺简单，工艺稳定性好；

（3）将本发明装置应用于年产15万吨的环己酮装置中，一次性投资费用增加400万元，节能降耗效益每年可达1500万元以上。

附图说明

图1是本发明环己酮的精馏装置实施例1未加装环己醇塔的示意图；

图2是本发明环己酮的精馏装置实施例1加装环己醇塔的示意图；

图3是引进国外环己酮精馏装置示意图。

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酮/环己醇含杂混合物是由苯部分加氢的环己烷氧化所得混合产物，环己酮的质量含量为49%，环己醇的总质量为48%，轻组分和重组分的质量含量为2.98%，甲基环戊酮的质量含量为0.2‰；本发明实施例所使用的化学试剂，如无特殊说明，均通过常规商业途径获得。

本发明实施例中的环己酮精馏装置均建设于某厂年产15万吨环己酮设备中的精馏工艺段。

本发明原料、采出物料中有机物含量均采用气相色谱分析方法进行检测。

环己酮的精馏装置实施例1

如图1所示，由轻组分一塔1、环己酮一塔2、轻组分二塔3和环己酮二塔4；环己酮一塔的塔釜2-2还设有余热再沸器5；其中，轻组分一塔1设有进料口1-1，轻组分一塔的塔顶1-2与余热再沸器的气相入口5-1连接，余热再沸器的气相出口5-2与轻组分一塔1的冷凝器6相连，轻组分一塔1的冷凝器出口6-1管道与余热再沸器冷凝液出口5-3管道合并后，再分别与轻组分一塔的回流口1-3和轻组分二塔的进料口3-1连接，轻组分二塔的塔釜3-2与环己酮二塔的进料口4-1连接，轻组分一塔的塔釜1-4与环己酮二塔的塔釜4-2分别与环己酮一塔的进料口2-1连接；所述环己酮一塔2、轻组分二塔3和环己酮二塔4的塔顶均设有冷凝器6，所述轻组分一塔1、环己酮一塔2、轻组分二塔3和环己酮二塔4的塔釜均设有水蒸气再沸器7。

如图2所示，将所述环己酮一塔的塔釜2-2与环己醇精馏塔8连接；所述环己醇精馏塔8塔顶设有冷凝器6，塔釜设有水蒸气再沸器7。

环己酮的精馏方法实施例1

如图1所示，环己酮/环己醇含杂混合物进入轻组分一塔的进料口1-1，轻组分一塔的塔顶1-2采出物料进入余热再沸器的气相入口5-1，通过对环己酮一塔的塔釜2-2物料进行热交换后，由余热再沸器冷凝液出口5-3采出，余热再沸器5中未冷凝的气体经余热再沸器的气相出口5-2进入轻组分一塔1的冷凝器6，轻组分一塔1的冷凝器出口6-1采出的冷凝液与余热再沸器冷凝液出口5-3采出的冷凝液合并后，按照19:1的质量比分别进入轻组分一塔的回流口1-3和轻组分二塔的进料口3-1，轻组分二塔3的塔顶采出轻质油，轻组分二塔的塔釜3-2采出物料进入环己酮二塔的进料口4-1，环己酮二塔4的塔顶采出溶剂级环己酮，轻组分一塔的塔釜1-4和环己酮二塔的塔釜4-2采出物料共同进入环己酮一塔的进料口2-1，环己酮一塔2的塔顶采出化纤级环己酮。

所述轻组分一塔的塔顶1-2温度控制在127℃，塔釜1-4温度控制在140℃，轻组分一塔1的操作压力为50kPa，轻组分一塔的塔顶1-2气相物料中环己酮的质量含量控制在≥85%；环己酮一塔2的塔顶温度控制在58℃，塔釜2-2温度控制在88℃，环己酮一塔2的操作压力为2.0kPa；轻组分二塔3的塔顶温度控制在107℃，塔釜3-2温度控制在137℃，轻组分二塔3的操作压力为50kPa，轻组分二塔3的塔顶气相物料中环己酮的质量含量控制在≤5%；环己酮二塔4的塔顶温度控制在58℃，塔釜4-2温度控制在86℃；环己酮二塔4的操作压力为2kPa。

如图2所示，将环己酮一塔的塔釜2-2采出物料进入环己醇塔8进行精馏，环己醇塔8的塔顶采出环己醇，塔釜采出重组分X油；所述环己醇塔8的操作压力为2kPa，塔顶的温度控制在78℃，塔釜的温度控制在165℃。

经检测，环己酮一塔2的塔顶采出的化纤级环己酮的质量含量为99.99%，甲基环戊酮的质量含量为0.022‰；环己酮二塔4的塔顶采出的溶剂级环己酮的质量含量为99.5%；化纤级环己酮产量占总环己酮产量（溶剂级环己酮与化纤级环己酮产量之和）的97%。

环己酮的精馏方法实施例2

如图1所示，环己酮/环己醇含杂混合物进入轻组分一塔的进料口1-1，轻组分一塔的塔顶1-2采出物料进入余热再沸器的气相入口5-1，通过对环己酮一塔的塔釜2-2物料进行热交换后，由余热再沸器冷凝液出口5-3采出，余热再沸器5中未冷凝的气体经余热再沸器的气相出口5-2进入轻组分一塔1的冷凝器6，轻组分一塔1的冷凝器出口6-1采出的冷凝液与余热再沸器冷凝液出口5-3采出的冷凝液合并后，按照22:1的质量比分别进入轻组分一塔的回流口1-3和轻组分二塔的进料口3-1，轻组分二塔3的塔顶采出轻质油，轻组分二塔的塔釜3-2采出物料进入环己酮二塔的进料口4-1，环己酮二塔4的塔顶采出溶剂级环己酮，轻组分一塔的塔釜1-4和环己酮二塔的塔釜4-2采出物料共同进入环己酮一塔的进料口2-1，环己酮一塔2的塔顶采出化纤级环己酮。

所述轻组分一塔的塔顶1-2温度控制在125℃，塔釜1-4温度控制在140℃，轻组分一塔1的操作压力为50kPa，轻组分一塔的塔顶1-2气相物料中环己酮的质量含量控制在≥82%；环己酮一塔2的塔顶温度控制在60℃，塔釜2-2温度控制在90℃，环己酮一塔2的操作压力为3.0kPa；轻组分二塔3的塔顶温度控制在107℃，塔釜3-2温度控制在137℃，轻组分二塔3的操作压力为50kPa，轻组分二塔3的塔顶气相物料中环己酮的质量含量控制在≤5%；环己酮二塔4的塔顶温度控制在60℃，塔釜4-2温度控制在88℃；环己酮二塔4的操作压力为3kPa。

如图2所示，将环己酮一塔的塔釜2-2采出物料进入环己醇塔8进行精馏，环己醇塔8的塔顶采出环己醇，塔釜采出重组分X油；所述环己醇塔8的操作压力为2kPa，塔顶的温度控制在78℃，塔釜的温度控制在165℃。

经检测，环己酮一塔2的塔顶采出的化纤级环己酮的质量含量为99.98%，甲基环戊酮的质量含量为0.024‰；环己酮二塔4的塔顶采出的溶剂级环己酮的质量含量为99.5%；化纤级环己酮产量占总环己酮产量（溶剂级环己酮与化纤级环己酮产量之和）的98%。

环己酮的精馏方法实施例3

如图1所示，环己酮/环己醇含杂混合物进入轻组分一塔的进料口1-1，轻组分一塔的塔顶1-2采出物料进入余热再沸器的气相入口5-1，通过对环己酮一塔的塔釜2-2物料进行热交换后，由余热再沸器冷凝液出口5-3采出，余热再沸器5中未冷凝的气体经余热再沸器的气相出口5-2进入轻组分一塔1的冷凝器6，轻组分一塔1的冷凝器出口6-1采出的冷凝液与余热再沸器冷凝液出口5-3采出的冷凝液合并后，按照17:1的质量比分别进入轻组分一塔的回流口1-3和轻组分二塔的进料口3-1，轻组分二塔3的塔顶采出轻质油，轻组分二塔的塔釜3-2采出物料进入环己酮二塔的进料口4-1，环己酮二塔4的塔顶采出溶剂级环己酮，轻组分一塔的塔釜1-4和环己酮二塔的塔釜4-2采出物料共同进入环己酮一塔的进料口2-1，环己酮一塔2的塔顶采出化纤级环己酮。

所述轻组分一塔的塔顶1-2温度控制在131℃，塔釜1-4温度控制在140℃，轻组分一塔1的操作压力为50kPa，轻组分一塔的塔顶1-2气相物料中环己酮的质量含量控制在≥87%；环己酮一塔2的塔顶温度控制在58℃，塔釜2-2温度控制在88℃，环己酮一塔2的操作压力为2.0kPa；轻组分二塔3的塔顶温度控制在107℃，塔釜3-2温度控制在137℃，轻组分二塔3的操作压力为50kPa，轻组分二塔3的塔顶气相物料中环己酮的质量含量控制在≤4%；环己酮二塔4的塔顶温度控制在58℃，塔釜4-2温度控制在86℃；环己酮二塔4的操作压力为2.0kPa。

如图2所示，将环己酮一塔的塔釜2-2采出物料进入环己醇塔8进行精馏，环己醇塔8的塔顶采出环己醇，塔釜采出重组分X油；所述环己醇塔8的操作压力为3kPa，塔顶的温度控制在80℃，塔釜的温度控制在168℃。

经检测，环己酮一塔2的塔顶采出的化纤级环己酮的质量含量为99.99%，甲基环戊酮的质量含量为0.020‰；环己酮二塔4的塔顶采出的溶剂级环己酮的质量含量为99.6%；化纤级环己酮产量占总环己酮产量（溶剂级环己酮与化纤级环己酮产量之和）的96%。

对比例1

如图3所示，采用国外引进技术运行的年产5万吨环己酮装置中的环己酮精馏系统，其主要工艺流程及工艺控制如下：由苯完全加氢环己烷氧化产生的环己酮/环己醇含杂混合物进入轻塔，塔顶压力控制在绝压50kPa，轻塔顶温度约112℃，塔釜温度控制在136℃，塔顶采出轻组分混合物轻质油，此混合物中环己酮含量控制在80%，塔釜物料进入环己酮塔。环己酮塔塔顶压力控制在5kPa，塔顶采出己内酰胺用化纤级环己酮，环己酮含量99.8%，甲基环戊酮含量在0.18‰，塔顶温度为72℃，塔釜温度为97℃，塔釜环己酮含量为5%，塔釜物料作为环己醇塔的进料。环己醇塔塔顶采出环己醇，环己醇塔系统压力控制在5kPa，塔顶温度为86℃，塔釜温度为165℃，环己醇含量95%以上，供环己醇脱氢工序，塔釜采出重组分混合物x油去外界。

对比例2

如图3所示，采用国外引进技术运行的年产10万吨环己酮装置中的环己酮精馏系统，其主要工艺流程及工艺控制如下：由苯完全加氢环己烷氧化产生的环己酮/环己醇含杂混合物进入轻塔，压力控制在绝压53kPa，轻塔顶温度约130℃，塔釜温度控制在140℃，塔顶采出轻组分混合物轻质油，此混合物中环己酮含量控制在75%，塔釜物料进入环己酮塔。环己酮塔塔顶压力控制在2kPa，塔顶采出己内酰胺用化纤级环己酮，环己酮含量99.92%，甲基环戊酮含量在0.17‰，塔顶温度为70℃，塔釜温度为98℃，塔釜环己酮含量控制在5%以下，塔釜物料作为环己醇塔的进料。环己醇塔塔顶采出环己醇，环己醇塔系统压力控制在2kPa，塔顶温度为76℃，塔釜温度为168℃，环己醇含量95%以上，供环己醇脱氢工序，塔釜采出重组分混合物x油去外界。

本发明装置及方法较国外引进技术装置制备的化纤级环己酮纯度高，可稳定控制在99.98%以上，且微观杂质甲基环戊酮质量含量大幅度降低，可稳定降低至0.024‰以下，化纤级环己酮产量占总环己酮产量的96%以上，采出系统的轻组分混合物轻质油中的环己酮含量可降低至5%以内，降低了装置物耗。综上所述，本发明装置及方法较国外引进装置的技术更为先进，流程更为合理，经济效益明显。

Claims (19)

1.一种环己酮的精馏装置，其特征在于：包含轻组分一塔、环己酮一塔、轻组分二塔和环己酮二塔；所述环己酮一塔的塔釜还设有余热再沸器；其中，所述轻组分一塔设有进料口，轻组分一塔的塔顶与余热再沸器的气相入口连接，余热再沸器的气相出口与轻组分一塔的冷凝器相连，轻组分一塔的冷凝器出口管道与余热再沸器冷凝液出口管道合并后，再分别与轻组分一塔的回流口和轻组分二塔的进料口连接，轻组分二塔的塔釜与环己酮二塔的进料口连接，轻组分一塔的塔釜与环己酮二塔的塔釜分别与环己酮一塔的进料口连接。

2.根据权利要求1所述环己酮的精馏装置，其特征在于：所述环己酮一塔、轻组分二塔和环己酮二塔的塔顶均设有冷凝器；所述轻组分一塔、环己酮一塔、轻组分二塔和环己酮二塔的塔釜均设有水蒸气再沸器。

3.根据权利要求1或2所述环己酮的精馏装置，其特征在于：所述环己酮一塔的塔釜与环己醇精馏塔连接。

4.一种用权利要求1～3之一所述环己酮的精馏装置精馏的方法，其特征在于：环己酮/环己醇含杂混合物进入轻组分一塔的进料口，轻组分一塔的塔顶采出物料进入余热再沸器的气相入口，通过对环己酮一塔的塔釜物料进行热交换后，由余热再沸器冷凝液出口采出，余热再沸器中未冷凝的气体经余热再沸器的气相出口进入轻组分一塔的冷凝器，轻组分一塔的冷凝器出口采出的冷凝液与余热再沸器冷凝液出口采出的冷凝液合并后，再分别进入轻组分一塔的回流口和轻组分二塔的进料口，轻组分二塔的塔顶采出轻质油，轻组分二塔的塔釜采出物料进入环己酮二塔的进料口，环己酮二塔的塔顶采出溶剂级环己酮，轻组分一塔的塔釜和环己酮二塔的塔釜采出物料共同进入环己酮一塔的进料口，环己酮一塔的塔顶采出化纤级环己酮。

5.根据权利要求4所述环己酮的精馏方法，其特征在于：所述环己酮/环己醇含杂混合物中，环己酮的质量含量为45～55%，环己醇的总质量为45～55%，轻组分和重组分的质量含量为2～5%，甲基环戊酮的质量含量为0.1～0.3‰，总质量分数为100%。

6.根据权利要求4或5所述环己酮的精馏方法，其特征在于：轻组分一塔的冷凝器出口采出的冷凝液与余热再沸器冷凝液出口采出的冷凝液合并后，按照15～25:1的质量比分别进入轻组分一塔的回流口和轻组分二塔的进料口。

7.根据权利要求4或5所述环己酮的精馏方法，其特征在于：所述轻组分一塔的塔顶温度控制在125～135℃，塔釜温度控制在135～144℃；所述环己酮一塔的塔顶温度控制在55～65℃，塔釜温度控制在85～98℃；所述轻组分二塔的塔顶温度控制在90～110℃，塔釜温度控制在130～140℃；所述环己酮二塔的塔顶温度控制在55～64℃，塔釜温度控制在84～96℃。

8.根据权利要求6所述环己酮的精馏方法，其特征在于：所述轻组分一塔的塔顶温度控制在125～135℃，塔釜温度控制在135～144℃；所述环己酮一塔的塔顶温度控制在55～65℃，塔釜温度控制在85～98℃；所述轻组分二塔的塔顶温度控制在90～110℃，塔釜温度控制在130～140℃；所述环己酮二塔的塔顶温度控制在55～64℃，塔釜温度控制在84～96℃。

9.根据权利要求4或5所述环己酮的精馏方法，其特征在于：所述轻组分一塔的操作压力为40～60kPa；所述环己酮一塔的操作压力为1.5～4.0kPa；所述轻组分二塔的操作压力为40～60kPa；所述环己酮二塔的操作压力为2～4kPa。

10.根据权利要求6所述环己酮的精馏方法，其特征在于：所述轻组分一塔的操作压力为40～60kPa；所述环己酮一塔的操作压力为1.5～4.0kPa；所述轻组分二塔的操作压力为40～60kPa；所述环己酮二塔的操作压力为2～4kPa。

11.根据权利要求7所述环己酮的精馏方法，其特征在于：所述轻组分一塔的操作压力为40～60kPa；所述环己酮一塔的操作压力为1.5～4.0kPa；所述轻组分二塔的操作压力为40～60kPa；所述环己酮二塔的操作压力为2～4kPa。

12.根据权利要求4或5所述环己酮的精馏方法，其特征在于：所述环己酮一塔的塔釜采出物料进入环己醇塔进行精馏，环己醇塔的塔顶采出精制环己醇，塔釜采出X油。

13.根据权利要求6所述环己酮的精馏方法，其特征在于：所述环己酮一塔的塔釜采出物料进入环己醇塔进行精馏，环己醇塔的塔顶采出精制环己醇，塔釜采出X油。

14.根据权利要求7所述环己酮的精馏方法，其特征在于：所述环己酮一塔的塔釜采出物料进入环己醇塔进行精馏，环己醇塔的塔顶采出精制环己醇，塔釜采出X油。

15.根据权利要求9所述环己酮的精馏方法，其特征在于：所述环己酮一塔的塔釜采出物料进入环己醇塔进行精馏，环己醇塔的塔顶采出精制环己醇，塔釜采出X油。

16.根据权利要求12所述环己酮的精馏方法，其特征在于：所述环己醇塔的操作压力为1～6kPa，塔顶的温度控制在76～90℃，塔釜的温度控制在150～170℃。

17.根据权利要求13所述环己酮的精馏方法，其特征在于：所述环己醇塔的操作压力为1～6kPa，塔顶的温度控制在76～90℃，塔釜的温度控制在150～170℃。

18.根据权利要求14所述环己酮的精馏方法，其特征在于：所述环己醇塔的操作压力为1～6kPa，塔顶的温度控制在76～90℃，塔釜的温度控制在150～170℃。

19.根据权利要求15所述环己酮的精馏方法，其特征在于：所述环己醇塔的操作压力为1～6kPa，塔顶的温度控制在76～90℃，塔釜的温度控制在150～170℃。