CN108003017B - 乙酸环己酯的分离方法以及乙酸环己酯的生产方法和环己醇的生产方法以及环己醇生产装置 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种乙酸环己酯的分离方法以及一种乙酸环己酯的生产方法，本发明还公开了一种环己醇的生产方法以及一种环己醇生产装置。根据本发明的乙酸环己酯的分离方法以及环己醇的生产方法，充分利用乙酸环己酯的精制需要在较高的温度下进行，馏出物的温位高，冷凝释放大量热量，而酯化产物的分离以及乙醇的分离操作温度较低的特点，将乙酸环己酯的精制与酯化产物分离进行热集成，并可选地与乙醇分离进行热集成，同时节省了热源和冷源，从而可以有效降低分离能耗。

Description

乙酸环己酯的分离方法以及乙酸环己酯的生产方法和环己醇 的生产方法以及环己醇生产装置
技术领域
本发明涉及一种乙酸环己酯的分离方法，本发明还涉及一种乙酸环己酯的生产方法，本发明进一步涉及一种环己醇的生产方法，本发明又涉及一种环己醇生产装置。
背景技术
环己醇是重要的化工原料和溶剂，主要用于生产尼龙6、尼龙66等产品。工业上，环己醇的生产方法主要有环己烷空气氧化法、苯酚加氢法和环己烯水合法，其中环己烷氧化法的应用最为普遍。
目前，又出现了一种新的环己醇合成工艺路线，该工艺通过将环己烯与乙酸进行加成酯化，制取乙酸环己酯，乙酸环己酯加氢联产环己醇和乙醇。该工艺具有产物选择性好，原子利用率高，过程环境友好，同时联产乙醇等特点，具有较高的经济效益。该工艺的精制方法一般包括：对酯化产物物流进行精馏分离，得到C6组分、乙酸物流和乙酸环己酯物流，乙酸环己酯作为酯加氢反应的进料，酯加氢产物可采用精馏分离的方法，将酯加氢产物投入精馏塔釜中，依次从塔顶蒸出乙醇、乙酸乙酯、环己醇、环己酮、乙酸环己酯，塔釜残留少量的高沸物，得到合格的产品。
例如，CN103880598A公开了一种联产环己醇和乙醇的工艺方法，产品精制包括依次进行的以下步骤：加成酯化产物首先进入脱环己烷/环己烯塔进行分离，从塔顶采出C6物流，塔釜采出物流进入脱乙酸塔进行分离，从脱乙酸塔塔顶采出乙酸物流，塔釜采出乙酸环己酯物流进入脱重塔，进一步脱除重组分，得到精制后的乙酸环己酯物流进入酯加氢反应系统；酯加氢产物通过脱乙醇塔，将乙醇从塔顶分离，塔釜得到环己醇。该方法在采用精馏塔进行产品分离时均采用各自的冷源或热源进行换热，因此，生产的能耗较高。
发明内容
本发明的目的在于提供一种能够有效降低环己烯酯化加氢制环己醇的工艺过程中的分离能耗的方法。
根据本发明的第一个方面，本发明提供了一种乙酸环己酯的分离方法，该方法包括乙酸环己酯分离步骤、乙酸分离步骤、乙酸环己酯精制步骤以及换热步骤，该方法包括或者不包括脱重杂质步骤：
在乙酸环己酯分离步骤中，将含有C6组分、乙酸和乙酸环己酯的原料物流进行精馏分离，将C6组分和部分乙酸以馏出物的形式分离出来，将乙酸环己酯和剩余部分乙酸保留在精馏残液中；
在乙酸分离步骤中，将乙酸环己酯分离步骤得到的精馏残液进行精馏分离，将乙酸以馏出物的形式分离出来，将乙酸环己酯保留在精馏残液中；
在乙酸环己酯精制步骤中，将乙酸分离步骤得到的精馏残液进行精馏分离，将至少部分乙酸环己酯以馏出物的形式分离出来；
在换热步骤中，将乙酸环己酯精制步骤得到的馏出物与乙酸环己酯分离步骤得到的部分精馏残液进行换热，并将换热后的精馏残液作为精馏的热源送入乙酸环己酯分离步骤中；
在脱重杂质步骤中，将乙酸环己酯精制步骤得到的精馏残液在脱重塔中进行精馏，将乙酸环己酯以馏出物的形式分离出来，将重杂质保留在精馏残液中，并将分离出的乙酸环己酯循环送入乙酸环己酯精制步骤中进行精馏。
根据本发明的第二个方面，本发明提供了一种乙酸环己酯的生产方法，该方法包括以下步骤：
(1)在加成酯化催化剂的存在下，使环己烯源与乙酸接触，得到产物物流，所述环己烯源含有环己烯以及选自环己烷和苯中的一种或两种；
(2)采用本发明第一个方面所述的方法对所述产物物流进行分离。
根据本发明的第三个方面，本发明提供了一种环己醇的生产方法，该方法包括以下步骤：
(1)采用本发明第一个方面所述的方法、或者本发明第二个方面所述的方法获得乙酸环己酯；
(2)将所述乙酸环己酯与氢气在加氢催化剂的存在下进行接触，得到含有环己醇的加氢产物物流。
根据本发明的第四个方面，本发明提供了一种环己醇生产装置，该装置包括：乙酸环己酯生产单元、乙酸环己酯分离单元、换热单元、加氢反应单元以及加氢产物分离单元，
所述乙酸环己酯生产单元用于将环己烯源与乙酸接触，得到含有乙酸环己酯的产物物流，所述环己烯源含有环己烯以及选自环己烷和苯中的一种或两种；
所述乙酸环己酯分离单元包括酯化分离塔、乙酸分离塔以及乙酸环己酯精制塔，所述乙酸环己酯分离单元包括或者不包括脱重塔，
所述酯化分离塔用于将含有乙酸环己酯的产物物流进行精馏，将C6组分和部分乙酸以馏出物的形式分离出来，将乙酸环己酯和剩余部分乙酸保留在精馏残液中；所述乙酸分离塔的精馏物料入口与所述酯化精馏塔的塔釜连通，用于将酯化分离塔的精馏残液进行精馏，将乙酸以馏出物的形式分离出来，将乙酸环己酯保留在精馏残液中；所述乙酸环己酯精制塔与所述乙酸分离塔的塔釜连通，用于将所述乙酸分离塔的精馏残液进行精馏，将至少部分乙酸环己酯以馏出物的形式分离出来；所述脱重塔与所述乙酸环己酯精制塔的塔釜连通，用于将所述乙酸环己酯精制塔的精馏残液进行精馏，将乙酸环己酯以馏出物的形式分离出来，将重杂质保留在精馏残液中，并将分离出的乙酸环己酯循环送入乙酸环己酯精制塔中进行精馏；
所述加氢反应单元用于将所述乙酸环己酯精制塔分离出的乙酸环己酯进行加氢，得到含有环己醇和乙醇的产物物流；
所述环己醇分离单元包括乙醇分离塔，所述乙醇分离塔用于将含有环己醇和乙醇的产物物流进行精馏分离，将乙醇以馏出物的形式分离出来，将环己醇保留在精馏残液中；
所述换热单元包括第一换热子单元，所述换热单元包括或者不包括第二换热子单元，所述第一换热子单元用于将乙酸环己酯精制塔的至少部分馏出物与酯化分离塔的部分精馏残液进行换热，将馏出物中的热量取出，并将换热后的精馏残液送入酯化分离塔的塔釜中作为精馏热源；所述第二换热子单元用于将乙酸环己酯精制塔的部分馏出物与乙醇分离塔的精馏残液进行换热，将馏出物中的热量取出，并将换热后的精馏残液送入乙醇分离塔的塔釜中作为精馏热源。
根据本发明的乙酸环己酯的分离方法以及环己醇的生产方法，充分利用乙酸环己酯的精制需要在较高的温度下进行，馏出物的温位高，通常为170-220℃，冷凝释放大量热量，而酯化产物的分离以及乙醇的分离操作温度通常小于150℃的特点，将乙酸环己酯的精制与酯化产物分离进行热集成，并可选地与乙醇分离进行热集成，同时节省了热源和冷源，从而可以有效降低分离能耗。
附图说明
附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。
图1用于说明根据本发明的环己醇的生产方法的一种优选实施方式；
图2用于说明根据本发明的采用共沸精馏的方法分离含有环己烷和乙酸的馏出物的一种优选实施方式。
附图标记说明
1：酯化分离塔 2：乙酸分离塔
3：乙酸环己酯精制塔 4：脱重塔
5：加氢反应器 6：乙醇分离塔
7：环己醇分离塔 8：再沸器
9：再沸器 10：冷凝器
11：原料物流 12：馏出物
13：乙酸分离塔2的进料 14：乙酸
15：乙酸环己酯精制塔3的进料
16和17：乙酸环己酯精制塔3的塔顶采出的乙酸环己酯
18：加氢反应器5的进料 20：脱重塔4的进料
21：馏出物 22：重杂质
23：乙醇分离塔6的进料 24：乙醇
25：环己醇分离塔7的进料 26：含有环己醇的精馏残液
28：精馏塔 29：共沸剂
30：馏出物 31：再沸器
32：输出乙酸 33：冷凝器
34：液液分离罐 35：输出环己烷
36：回流环己烷 37：回收水
38：补充水
具体实施方式
以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
根据本发明的第一个方面，本发明提供了一种乙酸环己酯的分离方法，该方法包括乙酸环己酯分离步骤、乙酸分离步骤、乙酸环己酯精制步骤以及换热步骤，该方法包括或者不包括脱重杂质步骤。
在乙酸环己酯分离步骤中，将含有C6组分、乙酸和乙酸环己酯的原料物流进行精馏分离，将C6组分和部分乙酸以馏出物的形式分离出来，将乙酸环己酯和剩余部分乙酸保留在精馏残液中。
所述原料物流可以为各种来源的含有C6组分、乙酸和乙酸环己酯的物流。作为一个实例，所述原料物流为由含有环己烯和环己烷的原料与乙酸接触，使得环己烯与乙酸进行加成酯化反应制备乙酸环己酯的工艺过程中产生的产物物流。将环己烯与乙酸进行加成酯化反应的方法和条件将在后文进行说明。
所述原料物流的组成随该物流的来源而有所不同，本发明对此没有特别限定。例如，在所述原料物流是通过将环己烯与乙酸进行加成酯化反应而形成的物流时，以所述原料物流的总量为基准，所述C6组分的含量可以为5-25质量％，优选为6-15质量％；所述乙酸的含量可以为25-50质量％，优选为30-50质量％；所述乙酸环己酯的含量可以为30-60质量％，优选为40-55质量％。
所述原料物流中，C6组分通常含有环己烯。根据环己烯的制备工艺以及分离工艺的不同，除环己烯之外，所述C6组分还可以含有环己烷和苯中的一种或两种的组合。
通过乙酸环己酯分离步骤，将所述原料物流中的C6组分分离出来，同时还分离出部分乙酸，乙酸环己酯连同剩余部分乙酸则保留在精馏残液中。可以将原料物流在足以将C6组分精馏出来的条件下进行精馏。一般地，乙酸环己酯分离步骤中，精馏分离采用的加热介质的温度可以为120-150℃，优选为120-140℃。在乙酸环己酯分离步骤中，精馏分离采用的精馏塔的塔顶压力可以为0.1-0.5MPa，优选为0.1-0.2MPa，所述压力为绝对压力。在乙酸环己酯分离步骤中，分离过程中，可以将回流比控制为0.1-10：1，优选将回流比控制为0.5-5：1，更优选将回流比控制为1-3：1。
在乙酸环己酯分离步骤中，精馏分离可以在常规的精馏分离塔中进行，也可以将乙酸环己酯分离步骤与形成所述原料物流的反应步骤耦合，在反应精馏塔中实现反应和分离的同步进行。此时，优选通过将含有环己烯的物流与乙酸在反应精馏塔中进行反应，在进行反应的同时实现分离，从反应精馏塔的塔顶采出含有C6组分和部分乙酸的馏出物，在反应精馏塔的塔底采出含有乙酸环己酯和剩余部分乙酸的塔釜物料。
在乙酸环己酯分离步骤中，C6组分以及部分乙酸以馏出物的形式从原料物流中取出。馏出物经冷凝后得到的液相可以采用常规方法进一步进行分离，以分别得到C6组分和乙酸，这样可以将C6循环用于制备环己烯，分离出来的乙酸则可以循环用于与环己烯进行加成酯化反应。
对于含有C6组分和乙酸的液相的分离方法，在一种实施方式中，可以通过萃取的方法，以水作为萃取剂将乙酸萃取出来。在另一种实施方式中，可以通过将含有C6组分和乙酸的液相进行精馏，从而将C6组分与乙酸分离。对于前一种实施方式(即，萃取分离)，萃取分离得到的环己烷中乙酸的含量仍然较高，并且萃取得到的乙酸稀液需要进一步进行浓缩，一方面增加了装置的投资成本和运行成本，另一方面还增加了操作的复杂性。对于后一种实施方式(即，精馏分离)，其使用场合受限，因为环己烷与乙酸是一个典型的二元共沸体系，在C6组分含有环己烷时，采用常规精馏方法对同时含有环己烷和乙酸的物流进行分离时，很难将环己烷与乙酸完全分离开。
对于C6组分含有环己烷的情形，在一种优选的实施方式中，根据本发明的乙酸环己酯分离方法优选还包括环己烷分离步骤，所述环己烷分离步骤包括共沸精馏工序，包括或不包括油水分离工序，
在共沸精馏工序中，将乙酸环己酯分离步骤得到的馏出物的冷凝物与共沸剂进行共沸精馏，将环己烷以共沸物的形式分离出来，将乙酸保留在精馏残液中，所述共沸剂为水，所述共沸物为水和环己烷的共沸物；所述油水分离工序包括将共沸精馏的馏出物分成油相和水相，分别得到环己烷和回收水，将至少部分回收水作为共沸剂循环送入所述共沸精馏工序中。
在该优选的实施方式中，以水作为共沸剂对含有环己烷和乙酸的混合物系进行共沸精馏，能有效地打破环己烷与乙酸形成的共沸体系，将环己烷与乙酸分离，分离得到的环己烷中乙酸的含量低。并且，分离出的环己烷和水的共沸物通过常规的沉降即可分离，分离出的水可以直接循环用作共沸剂。
在该优选的实施方式中，作为共沸剂的水的用量以足以与乙酸环己酯分离步骤得到的馏出物中的环己烷形成共沸物，从而将环己烷全部或基本全部蒸出为准。一般地，作为共沸剂的水与所述冷凝物中环己烷的质量比值可以为0.2-1：1，这样足以将所述冷凝物中的环己烷蒸出，同时还能使得塔底产物具有较低的水含量。优选地，作为共沸剂的水与所述冷凝物中环己烷的质量比值为0.3-0.6：1，如0.4-0.5：1。
作为共沸剂的水的进料位置可以根据精馏塔的理论塔板数进行选择，优选将水从精馏塔的上部送入。更优选地，所述精馏塔的理论塔板数为T1，水的进料位置所处的理论塔板数为T2，T2/T1为0.02-0.2，这样能更为有效地降低馏出物中乙酸的含量以及塔底产物中环己烷的含量。进一步优选地，T2/T1为0.1-0.15。本发明中，理论塔板数是以塔顶作为起始位置(计为1)，向下数的理论塔板数。
作为共沸剂的水优选为脱盐水，以避免在精馏体系引入其它杂质。所述脱盐水的含盐量一般为5mg/L以下，优选为4mg/L以下。可以采用常规方法得到所述脱盐水，例如，将含盐水进行蒸馏、离子交换和电渗析中的一种或两种以上处理，从而得到脱盐水。
所述冷凝物的进料位置没有特别限定。一般地，可以将所述冷凝物由精馏塔的中部引入。具体地，所述精馏塔的理论塔板数为T1，所述冷凝物的进料位置所处的理论塔板数为T3，T3/T1为0.5-1，优选为0.6-0.8。
作为共沸剂的水的进料温度一般可以为20-40℃，优选为30-40℃，如40℃。所述冷凝物的进料温度没有特别限定，可以为常规选择。一般地，所述冷凝物的温度可以为常温(即，环境温度，如15-40℃，优选为20-30℃，如25℃)。
在该优选的实施方式中，精馏塔的理论塔板数可以根据具体的要求进行选择。具体地，所述精馏塔的理论塔板数可以为20-150。优选地，所述共沸精馏塔的理论塔板数为50-120。更优选地，所述共沸精馏塔的理论塔板数为60-100，这样能在分离效果与操作能耗之间获得良好的平衡。所述精馏塔的具体型式没有特别限定，可以为常规选择。例如，所述精馏塔可以为板式塔或者填料塔，优选为板式塔，如浮阀塔、筛板塔或泡罩塔。
在进行共沸精馏的过程中，共沸精馏塔的操作条件以能使水与环己烷形成共沸物并从塔顶以馏出物的形式取出为准。具体地，在共沸精馏过程中，共沸精馏塔的塔顶温度可以为70-95℃，优选为70-90℃，更优选为72-80℃，如72℃、73℃、74℃、75℃、76℃、77℃、78℃、79℃、80℃；以表压计，共沸精馏塔的操作压力可以为0.002-0.05MPa，优选为0.005-0.05MPa，更优选为0.01-0.02MPa，如0.01MPa。在共沸精馏的过程中，共沸精馏塔的回流比可以为0.2-4：1，优选为0.5-2：1，如1：1。
在该优选的实施方式中，精馏残液(即，共沸精馏塔的塔底产物)基本不含环己烷，馏出物中乙酸的含量低。一般地，精馏残液中环己烷的质量含量为100ppm以下，优选为80ppm以下，更优选为70ppm以下，进一步优选为50ppm以下；馏出物中乙酸的质量含量为350ppm以下，优选为300ppm以下，更优选为280ppm以下，进一步优选为120ppm以下，更进一步优选为100ppm以下。在该优选的实施方式中，精馏残液中水的含量也较低，一般为1质量％以下，优选为0.7质量％以下。
共沸精馏得到的馏出物含有水和环己烷的共沸物，馏出物经冷凝后，通过常规的油水分离方法即可将水与环己烷分离。例如，可以将共沸精馏的馏出物的冷凝物进行沉降，分成油相和水相，从而分别得到包含于油相中的环己烷以及回收水。在所述乙酸环己酯分离步骤得到的馏出物的冷凝物含有环己烯和/或苯时，环己烯和苯基本处于馏出物中，此时油相还含有环己烯和/或苯。
在该优选的实施方式中，油水分离工序分离出的至少部分回收水可以直接用作共沸剂循环送入所述共沸精馏工序中。油水分离工序分离出的环己烷中的一部分可以循环送入共沸精馏塔中。可以根据共沸精馏塔的回流比来确定循环送入共沸精馏塔的环己烷的量。剩余部分环己烷可以输出，例如：用作生产环己烯或者苯的原料。
在乙酸环己酯分离步骤中，除以馏出物的形式回收C6组分以及部分乙酸之外，还以精馏残液(即，塔底产物)的形式回收乙酸环己酯以及剩余部分乙酸。
根据本发明的乙酸环己酯的分离方法，乙酸环己酯分离步骤得到的含有乙酸环己酯以及剩余部分乙酸的精馏残液送入乙酸分离步骤中，进一步分离出其中的乙酸。具体地，在乙酸分离步骤中，将乙酸环己酯分离步骤得到的精馏残液进行精馏分离，将乙酸以馏出物的形式分离出来，将乙酸环己酯保留在精馏残液中。
乙酸分离步骤中，可以在常规条件下将乙酸环己酯分离步骤得到的精馏残液进行精馏分离，只要足以将乙酸分离出来，并将乙酸环己酯保留在精馏残液中即可。一般地，乙酸分离步骤中，精馏采用的加热介质的温度可以为170-210℃，优选为175-200℃，精馏分离采用的精馏塔的塔顶压力可以为0.1-0.5MPa，优选为0.1-0.2MPa，所述压力为绝对压力。
乙酸分离步骤分离出的乙酸可以循环用于与环己烯进行加成酯化反应，以制备乙酸环己酯。乙酸分离步骤分离出的乙酸环己酯则送入乙酸环己酯精制步骤中进行精制。
在乙酸环己酯精制步骤中，将乙酸分离步骤得到的精馏残液进行精馏分离，将至少部分乙酸环己酯以馏出物的形式分离出来。以原料物流中乙酸环己酯的总量为基准，优选在乙酸环己酯精制步骤中，将88-99.9质量％、优选90-99.9质量％、更优选95-99.9质量％、进一步优选99-99.9质量％的乙酸环己酯以馏出物的形式取出。
在乙酸环己酯精制步骤中，精馏分离的条件以足以将乙酸环己酯以馏出物的形式取出为准。一般地，乙酸环己酯精制步骤中，精馏分离采用的加热介质的温度可以为170-220℃，优选为170-210℃，更优选为180-200℃，进一步优选为185-195℃。在乙酸环己酯精制步骤中，精馏分离采用的精馏塔的塔顶压力可以为0.1-0.5MPa，优选为0.1-0.2MPa，所述压力为绝对压力。
乙酸环己酯精制步骤得到的馏出物中重杂质的质量含量通常为0.1％以下，可以作为加氢反应的原料与氢气接触进行加氢反应，以制备环己醇和乙醇。与直接将乙酸分离步骤得到的精馏残液作为加氢反应的原料与氢气接触进行加氢反应相比，将乙酸分离步骤得到的精馏残液进行精馏后，将馏出物作为加氢反应的原料，能更为有效地延长加氢反应所使用的催化剂的使用寿命，在长时间连续运转中，将乙酸环己酯的转化率保持在较高水平。
乙酸环己酯精制步骤得到的馏出物的温位高，冷凝释放大量热量，而乙酸环己酯分离步骤中，精馏采用的加热介质的温度较低，因此根据本发明的乙酸环己酯分离方法设置换热步骤，在换热步骤中，将乙酸环己酯精制步骤得到的馏出物与乙酸环己酯分离步骤得到的部分精馏残液进行换热，并将换热后的精馏残液作为精馏的热源送入乙酸环己酯分离步骤中。
在换热步骤中，可以通过各种方法将乙酸环己酯精制步骤得到的馏出物中的热量取出。在一种实施方式中，可以乙酸环己酯分离步骤得到的部分精馏残液作为冷凝剂对乙酸环己酯步骤得到的至少部分馏出物进行冷凝，从而将馏出物中的热量转移至精馏残液中。在该实施方式中，换热后的精馏残液的温度即可满足乙酸环己酯分离步骤精馏分离的要求，可以直接返回乙酸环己酯分离步骤作为精馏的加热介质使用。此时，可以将乙酸环己酯分离步骤的再沸器作为换热器，实现换热，并将换热后的精馏残液直接送入乙酸环己酯分离步骤所采用的精馏塔的塔釜中作为精馏的加热介质。
可以根据来自于乙酸环己酯分离步骤的精馏残液的温度以及量确定与之换热的乙酸环己酯精制步骤馏出物的量，以足以将精馏残液的温度提升至满足乙酸环己酯分离步骤的要求为准。
由乙酸环己酯精制步骤得到的精馏残液可以直接输出。由于乙酸环己酯精制步骤得到的精馏残液除含有重杂质之外，通常还含有少量乙酸环己酯，可以进一步将乙酸环己酯精制步骤得到的精馏残液进行分离，以分离出其中的乙酸环己酯，从而进一步提高乙酸环己酯的收率。
因此，根据本发明的乙酸环己酯的分离方法优选还包括脱重杂质步骤。在脱重杂质步骤中，将乙酸环己酯精制步骤得到的精馏残液进行精馏，将乙酸环己酯以馏出物的形式分离出来，将重杂质保留在精馏残液中，并将分离出的乙酸环己酯循环送入乙酸环己酯精制步骤中进行精馏。
在脱重杂质步骤中，可以在足以将乙酸环己酯以馏出物的形式取出，并将重杂质保留在精馏残液的条件下进行精馏。一般地，所述脱重杂质步骤中，所述精馏采用的加热介质的温度可以为160-190℃，优选为170-180℃；精馏分离采用的精馏塔的塔顶压力可以为5-50kPa，优选为10-30kPa，所述压力为绝对压力。
脱重杂质步骤中以馏出物的形式分离出的乙酸环己酯可以循环送入乙酸环己酯精制步骤中进行分离。脱重杂质步骤得到的精馏残液可以直接输出。
根据本发明的乙酸环己酯的分离方法，将乙酸环己酯精制步骤的馏出物与乙酸环己酯分离步骤的精馏残液进行热耦合，有效地降低了分离采用的热源和冷源的量，降低了工艺的整体能耗。并且，根据本发明的乙酸环己酯的分离方法，在原料物流含有环己烷时，将乙酸环己酯分离步骤得到的馏出物冷凝后与水进行共沸精馏，能有效地打破环己烷-乙酸共沸体系，实现环己烷与乙酸的高效分离。同时，根据本发明的乙酸环己酯的分离方法，分离出的乙酸环己酯在用于与氢气进行加氢反应的原料时，能有效地延长加氢反应所采用的催化剂的使用寿命，将乙酸环己酯转化率以更长的运转时间稳定在较高水平。
根据本发明的第二个方面，本发明提供了一种乙酸环己酯的生产方法，该方法包括以下步骤：
(1)在加成酯化催化剂的存在下，使环己烯源与乙酸接触，得到产物物流，所述环己烯源含有环己烯以及选自环己烷和苯中的一种或两种；
(2)采用本发明第一个方面所述的方法对所述产物物流进行分离。
所述环己烯源可以采用常规方法获得。一般地，可以采用以下方式中的一种或两种提供所述环己烯源：
方式一：由环己烷部分脱氢反应获得环己烯源；
方式二：由苯部分加氢反应获得环己烯源。
在方式一中，可以用任何已知的方法将苯部分加氢获得环己烯源。加氢反应所用的催化剂可以为常见的各种对苯部分加氢制环己烯反应具有催化作用的物质。
在一种实施方式中，所述催化剂可以为含有元素周期表中第VIB族和/或第VIII族元素，例如钌、钯、镍和铂中的一种或多种作为活性成分的催化剂。该催化剂具体可以为铂/铝氧化物或钯-镍合金。可以在气相中，在该催化剂的存在下，将苯与氢气接触反应，得到环己烯。所述反应的温度可以为100-400℃，优选为110-200℃，更优选为120-150℃；所述反应的压力可以为0.01-5MPa(以表压计)，优选为1-5MPa(以表压计)，更优选为4-5MPa(以表压计)。本领域技术人员可自行查阅EP 0055495中关于该工艺过程的适合实施方案。
在另一种实施方式中，所述催化剂为钌系催化剂，更优选为含钴和/或锌的钌系催化剂。具体地，所述催化剂可以为钌黑的悬浮催化剂或将钌负载在载体上的催化剂。可以在液相中，在该催化剂的存在下，将苯与氢气接触反应，得到环己烯。所述反应的温度可以为25-300℃，优选为50-200℃，更优选为100-180℃，进一步优选为120-150℃；所述反应的压力可以为0.3-6MPa(以表压计)，优选为1-6MPa(以表压计)，更优选为4-5MPa(以表压计)。本领域技术人员可自行查阅US 4665274、WO 2010/073481、WO 2009/031216中关于该工艺过程的适合实施方案。
在方式二中，可以用任何已知的方法将环己烷部分脱氢获得环己烯源。例如可以在温度为200-650℃且压力为0.001-1MPa(以表压计)的条件下，将环己烷和空气通过沸石催化剂，使环己烷发生氧化脱氢反应来制备环己烯。所用的氧气/环己烷摩尔比最好在1：2至3：2的范围内。本领域技术人员可以自行查阅在动力学与催化(Kinetics andcatalysis)第20卷(2)，第323-321页(1979年)中所叙述的方法。
根据本发明的乙酸环己酯的生产方法，环己烯源可以由外界提供，也可以在本发明的方法中耦合生产环己烯源的环节，此时，本发明的乙酸环己酯的生产方法可以包括提供环己烯源的步骤。所述提供环己烯源的步骤优选采用前文所述的两种方式中的一种或两种来提供所述环己烯源，这样可以将本发明方法步骤(2)分离出的C6组分循环送入提供环己烯源的步骤中。步骤(2)分离出的C6组分优选进一步脱除其中微量存在的乙酸后用于提供环己烯源的步骤，以降低对设备的腐蚀。可以采用常规方法脱除分离出的环己烷中的乙酸，例如：采用吸附的方法脱除乙酸。
步骤(1)中，乙酸的用量以能将环己烯完全或基本完全转化成为乙酸环己酯为准。一般地，乙酸的用量使得得到的产物物流中环己烯的质量含量为1.5％以下，优选为1％以下，更优选为0.8％以下，进一步优选为0.6％以下。具体地，所述乙酸与以环己烯计的所述环己烯源的摩尔比可以为大于1，优选为1.2以上。在能确保使环己烯完全或基本完全转化的前提下，从进一步降低成本的角度出发，乙酸与以环己烯计的所述环己烯源的摩尔比可以为20以下，优选为10以下，更优选为4以下，进一步优选为3以下。
所述加成酯化催化剂为酸催化剂，既可以是液体酸催化剂，也可以是固体酸催化剂。所述液体酸催化剂既可以是无机酸，如硫酸、磷酸等；也可以是有机酸，如甲基苯磺酸、氨基磺酸等。由于液体酸难以从产物物流中分离，因此本发明优选采用固体酸催化剂。所述固体酸催化剂可以为选自强酸型离子交换树脂、杂多酸和分子筛中的一种或多种。
所述强酸型离子交换树脂可以为普通的磺酸型离子交换树脂，如磺酸型聚苯乙烯-二乙烯基苯树脂，也可以为经卤素原子改性后的磺酸型离子交换树脂，如经卤素原子改性后的磺酸型聚苯乙烯-二乙烯基苯树脂。所述强酸型离子交换树脂可以为大孔型离子交换树脂，也可以为凝胶型离子交换树脂，优选为大孔型离子交换树脂。
在普通强酸型离子交换树脂的骨架中引入卤素原子，如氟、氯和溴中的一种或多种，可进一步提高树脂的耐温性能和酸强度。这种含卤素的强酸性耐高温树脂至少可以通过以下两种途径获得。一种途径是在磺化苯乙烯树脂骨架的苯环上引入卤素原子，例如氯原子，由于卤素元素的强吸电子作用不仅可使苯环稳定，而且还可以提高苯环上磺酸基团的酸性，这样可使树脂催化剂的酸强度函数(Hammett函数)H0≤-8，而且可以在150℃以上长期使用，另一种途径是将树脂骨架上的氢全部用氟取代，由于氟的强吸电子性，使其具有超强的酸性和超高的热稳定性，酸强度函数(Hammett函数)H0可小于-12，而耐热温度达到250℃以上，这类耐高温强酸性树脂的典型例子是DuPont公司的Nafion树脂。
所述杂多酸既可以是杂多酸和/或杂多酸酸式盐，也可以是负载有杂多酸和/或杂多酸酸式盐的负载型催化剂。杂多酸及其酸式盐的酸强度函数H0可小于-13.15，而且可以在高达300℃以上长期使用。所述杂多酸及其酸式盐包括Keggin结构、Dawson结构、Anderson结构和Silverton结构的杂多酸及其酸式盐中的一种或多种，优选Keggin结构的杂多酸及其酸式盐，如十二磷钨酸(H3PW12O40·xH2O)、十二硅钨酸(H4SiW12O40·xH2O)、十二磷钼酸(H3PMo12O40·xH2O)和十二磷钼钒酸(H3PMo12-yVyO40·xH2O)中的一种或多种。所述杂多酸酸式盐优选酸式磷钨酸铯盐(Cs2.5H0.5PW12O40)，其酸强度函数H0小于-13.15，而且比表面积可达100m2/g以上。所述负载有杂多酸和/或杂多酸酸式盐的负载型催化剂中，载体一般为SiO2和/或活性炭。
所述加成酯化固体酸催化剂还可以是分子筛。所述分子筛可以是常见的各种氢型分子筛，优选为Hβ、HY和HZSM-5中的一种或多种，更优选是用氟或磷改性的氢型分子筛，如用氟或磷改性的Hβ、HY和HZSM-5中的一种或多种。
步骤(1)中，环己烯与乙酸接触的条件以能使环己烯和乙酸发生加成酯化反应为准。一般地，反应温度可以为50-200℃，优选为60-120℃，更优选为90-110℃；以表压计，压力可以为常压至10MPa,，优选为常压至1MPa，更优选为常压至0.5MPa，进一步优选为常压至0.1MPa；在加成酯化催化剂以床层的形式装填于反应器中时，液体进料空速可以为0.1-20h-1，优选为0.2-5h-1。
步骤(1)中，环己烯源与乙酸的接触可以在常规反应器中进行，如釜式反应器、固定床反应器、流化床反应器、沸腾床反应器、反应精馏塔之一或其任意组合中进行接触。从进一步提高环己烯的转化率的角度出发，优选将两个以上反应器串联使用。
优选地，步骤(1)中，环己烯源与乙酸的接触在反应精馏塔中进行，这样能将加成酯化反应与步骤(2)中的乙酸环己酯分离步骤耦合在一起，实现在反应的同时进行分离。所述反应精馏塔在形式上与普通精馏塔相同，一般由塔体、塔顶冷凝器、回流罐、回流泵、塔釜和再沸器组成。塔的类型可以是板式塔，也可以是填料塔，还可以是两者的组合。可采用的板式塔类型包括浮阀塔、筛板塔或泡罩塔。填料塔所使用的填料可采用散堆填料，如鲍尔环、θ环、马鞍型填料和阶梯环填料中的一种或多种；也可以采用规整填料，如波纹板填料和/或波纹丝网填料。在反应精馏塔内布置有固体酸催化剂。所述反应精馏塔的理论塔板数可以为10-150，优选为30-100，在理论塔板数的1/3至2/3位置之间布置固体酸催化剂。所述固体酸催化剂的装填量可以根据装置的处理量进行选择。一般地，在所述理论塔板数的1/3至2/3位置之间选择5-30块板布置所述加成酯化催化剂。相对于催化剂的总装填体积，液体进料的重时空速可以为0.1-20h-1，优选为0.2-5h-1，更优选为0.2-1h-1。反应精馏塔的操作压力可以在负压、常压和加压条件下操作。一般地，反应精馏塔的操作压力可以为0.1-0.5MPa，所述压力为绝对压力。反应精馏塔的塔釜温度一般可以为120-140℃。
根据本发明的乙酸环己酯的生产方法，步骤(2)采用本发明第一个方面所述的分离方法对步骤(1)得到的产物物流进行分离，具体的分离方法及其流程和条件，在本发明第一个方面中已经进行了详细的说明，此处不再详述。
根据本发明的第三个方面，本发明提供了一种环己醇的生产方法，该方法包括以下步骤：
(1)采用本发明第一个方面所述的方法、或者本发明第二个方面所述的方法获得乙酸环己酯；
(2)将所述乙酸环己酯与氢气在加氢催化剂的存在下进行接触，得到含有环己醇的加氢产物物流。
步骤(1)用于提供乙酸环己酯，可以采用本发明第一个方面或者第二个方面所述的方法来提供乙酸环己酯，其方法和条件在前文已经进行了详细的说明，此处不再详述。
步骤(2)中，所述加氢反应优选按以下方式进行：乙酸环己酯与氢气在酯加氢催化剂的存在下和酯加氢反应条件下接触，使乙酸环己酯发生加氢反应，得到环己醇和乙醇。
酯的加氢一般采用铜系催化剂、钌系催化剂以及贵金属系催化剂，以铜系催化剂最为常用。
铜系酯加氢催化剂以铜为主催化剂，再添加铬、铝、锌、钙、镁、镍、钛、锆、钨、钼、钌、铂、钯、铼、镧、钍和金中的一种或多种组分作为助催化剂或添加剂组分。
铜系酯加氢催化剂可方便地从市场中购得，也可以采用共沉淀法进行制取。通常的制备方法是将各金属的可溶性盐在pH值为8-12的条件下进行共沉淀，并将得到的沉淀物进行还原。具体地，可以将各金属的可溶性盐溶液放入中和釜中，在一定的温度和搅拌速率下，加入碱溶液(氢氧化钠、碳酸钠、氨水、尿素等)中和至pH8-12生长沉淀，沉淀物经老化、过滤、洗涤、干燥、焙烧和成型等工序，最后在氢气气氛中还原即可制成最终的酯加氢催化剂。
钌系催化剂一般的组成为Ru/Al2O3或Ru-Sn/Al2O3。贵金属系催化剂一般的组成为Pt/Al2O3、Pd-Pt/Al2O3或Pd/C。
本发明中，所述酯加氢催化剂可以为选自铜系催化剂、钌系催化剂和贵金属系催化剂中一种或多种，优选为铜系催化剂，更优选为含锌和/或铬的铜系催化剂。
乙酸环己酯的加氢反应温度与选择的加氢催化剂的种类有关，对于铜系加氢催化剂，一般加氢反应温度为150-400℃，优选为200-300℃。以表压计，反应压力可以为常压至20MPa，优选为4-10MPa。
乙酸环己酯的加氢反应中，氢气与乙酸环己酯的摩尔比(即，氢酯摩尔比)可以为1-1000：1，优选为5-100：1。液体进料的重时空速可以为0.1-20h-1，优选为0.2-2h-1。如果采用间歇式反应，则反应时间可以为0.5-20h，优选为1-5h。
另外，中国专利CN103664586B和CN103664587B中对加氢反应及其条件进行了详细的描述，本领域技术人员可以参照这些专利中描述的方法和条件进行加氢反应，从而得到环己醇和乙醇。
根据本发明的环己醇的生产方法，采用的乙酸环己酯中的重杂质的含量低，通常为0.1质量％以下，能更为有效地延长加氢反应所采用的催化剂的使用寿命，将乙酸环己酯的转化率以更长的时间稳定在较高水平。
根据本发明的环己醇的生产方法，步骤(2)得到的加氢产物物流含有环己醇和乙醇，可以通过精馏的方法从加氢产物物流中分离出乙醇。因此，根据本发明的环己醇的生产方法，优选还包括乙醇分离步骤，在乙醇分离步骤中，将步骤(2)得到的加氢产物物流进行精馏分离，将至少部分乙醇以馏出物的形式分离出来，将环己醇保留在精馏残液中。
在乙醇分离步骤中，可以在足以将加氢产物物流中的乙醇以馏出物的形式取出，同时将环己醇保留在精馏残液的条件下进行精馏。一般地，乙醇分离步骤中，精馏采用的加热介质的温度可以为100-140℃，优选为100-120℃，更优选为105-115℃。在乙醇分离步骤中，精馏采用的精馏塔的塔顶压力可以为0.1-0.5MPa，优选为0.1-0.2MPa，所述压力为绝对压力。在乙醇分离步骤中，精馏过程中，可以将回流比控制为0.1-10：1，优选将回流比控制为0.5-5：1，更优选将回流比控制为1-2：1。
根据本发明的环己醇的生产方法，优选还包括第二换热步骤，在第二换热步骤中，将乙醇分离步骤得到的部分精馏残液与乙酸环己酯精制步骤得到的部分馏出物进行换热，并将经换热的精馏残液作为精馏的热源送入乙醇分离步骤中。在乙酸环己酯精制步骤的馏出物的热量与乙酸环己酯分离步骤的精馏残液换热后，还有富余时，通过第二换热步骤，能将富余的热量取出，用作乙醇分离步骤的热源，从而能进一步降低根据本发明的环己醇的生产方法的能量消耗。
可以采用各种方式将乙酸环己酯精制步骤的馏出物与乙醇分离步骤的精馏残液进行换热。作为一个实例，在第二换热步骤中，所述换热的方法包括：将乙醇分离步骤得到的部分精馏残液作为冷凝剂对乙酸环己酯精制步骤得到的部分馏出物进行冷凝。经换热的精馏残液可以直接返回乙醇分离步骤作为精馏的加热介质。在经换热的精馏残液的温度不足以满足乙醇分离步骤的要求时，可以相应补充热量，例如与外界热源进一步进行换热，以将其温度提升至乙醇分离步骤的要求。
根据本发明的环己醇的生产方法，可以根据乙酸环己酯分离步骤以及乙醇分离步骤所需的热量分配乙酸环己酯精制步骤中馏出物所携带的热量。一般地，在乙酸环己酯精制步骤的馏出物所携带的热量能满足乙酸环己酯分离步骤的要求之后，将富余的热量用于乙醇分离步骤。具体地，与乙酸环己酯分离步骤的精馏残液进行换热的乙酸环己酯精制步骤馏出物：与乙醇分离步骤的精馏残液进行换热的乙酸环己酯精制步骤馏出物的质量比可以为1：0-1.5，优选为1：0.5-1。
根据本发明的环己醇的分离方法，乙醇分离步骤得到的精馏残液仍然含有一定量的乙醇，可以进一步设置环己醇分离步骤，在环己醇分离步骤中，将乙醇分离步骤得到的精馏残液进行精馏，得到馏出物，将环己醇保留在精馏残液中，将所述馏出物循环送入乙醇分离步骤中进行精馏。
在环己醇分离步骤中，可以在足以将乙醇分离步骤的精馏残液中的乙醇以馏出物的形式取出，同时将环己醇保留在精馏残液中的条件下进行精馏。具体地，在环己醇分离步骤中，精馏采用的加热介质的温度可以为160-200℃，优选为160-180℃，更优选为160-170℃，精馏采用的精馏塔的塔顶压力可以为0.1-0.5MPa，优选为0.1-0.2MPa，所述压力为绝对压力。
由环己醇分离步骤分离出的精馏残液可以作为环己醇粗产品直接输出，得到的馏出物可以送入乙醇分离步骤中进行分离，从而提高乙醇的收率。
根据本发明的第四个方面，本发明提供了一种环己醇生产装置，该装置包括：乙酸环己酯生产单元、乙酸环己酯分离单元、换热单元、加氢反应单元以及加氢产物分离单元。
所述乙酸环己酯生产单元用于将环己烯源与乙酸接触，得到含有乙酸环己酯的产物物流，所述环己烯源含有环己烯以及选自环己烷和苯中的一种或两种。所述乙酸环己酯生产单元可以设置加成酯化反应器以及相应的管路，从而将环己烯源与乙酸接触反应，得到乙酸环己酯。环己烯与乙酸接触反应制备乙酸环己酯的方法和条件在前文已经进行了详细的说明，此处不再详述。
所述乙酸环己酯分离单元包括酯化分离塔、乙酸分离塔以及乙酸环己酯精制塔，所述乙酸环己酯分离单元包括或者不包括脱重塔。
所述酯化分离塔用于将含有乙酸环己酯的产物物流进行精馏，将C6组分和部分乙酸以馏出物的形式分离出来，将乙酸环己酯和剩余部分乙酸保留在精馏残液中。
所述乙酸分离塔的精馏物料入口与所述酯化精馏塔的塔釜连通，用于将酯化分离塔的精馏残液进行精馏，将乙酸以馏出物的形式分离出来，将乙酸环己酯保留在精馏残液中。
所述乙酸环己酯精制塔与所述乙酸分离塔的塔釜连通，用于将所述乙酸分离塔的精馏残液进行精馏，将至少部分乙酸环己酯以馏出物的形式分离出来。
所述脱重塔与所述乙酸环己酯精制塔的塔釜连通，用于将所述乙酸环己酯精制塔的精馏残液进行精馏，将乙酸环己酯以馏出物的形式分离出来，将重杂质保留在精馏残液中，并将分离出的乙酸环己酯循环送入乙酸环己酯精制塔中进行精馏。
根据本发明的装置，优选还包括环己烷分离单元，所述环己烷分离单元包括共沸精馏塔，所述环己烷分离单元包括或不包括油水分离罐。
所述共沸精馏塔用于将酯化精馏塔得到的馏出物与共沸剂进行共沸精馏，将环己烷以共沸物的形式分离出来，将乙酸保留在精馏残液中，所述共沸剂为水，所述共沸物为水和环己烷的共沸物。
所述油水分离罐用于将共沸精馏的馏出物分成油相和水相，分别得到环己烷和回收水，并将至少部分回收水作为共沸剂循环送入共沸精馏塔中。
在环己烯源含有环己烷时，通过设置环己烷分离单元能通过共沸精馏的方式将环己烷与乙酸分离。采用共沸精馏的方法将环己烷与乙酸分离的方法和条件在前文已经进行了详细的说明，此处不再详述。
所述加氢反应单元用于将所述乙酸环己酯精制塔的馏出物进行加氢，得到含有环己醇和乙醇的产物物流。所述加氢反应单元可以包括常规的加氢反应器以及相应的管路，将乙酸环己酯精制塔的馏出物进行加氢，从而得到环己醇和乙醇。将乙酸环己酯与氢气接触进行加氢反应的方法和条件在前文已经进行了详细的说明，此处不再详述。
所述环己醇分离单元包括乙醇分离塔，包括或不包括环己醇分离塔。所述乙醇分离塔用于将含有环己醇和乙醇的产物物流进行精馏分离，将乙醇以馏出物的形式分离出来，将环己醇保留在精馏残液中。所述环己醇分离塔用于将乙醇分离塔的精馏残液进行精馏，得到馏出物，并将环己醇保留在精馏残液中，将馏出物循环送入乙醇分离塔中进行精馏。
所述换热单元包括第一换热子单元，包括或不包括第二换热子单元。所述第一换热子单元用于将乙酸环己酯精制塔的至少部分馏出物与酯化分离塔的部分精馏残液进行换热，将馏出物中的热量取出，并将换热后的精馏残液送入酯化分离塔的塔釜中作为精馏热源。所述第二换热子单元用于将乙酸环己酯精制塔的部分馏出物与乙醇分离塔的精馏残液进行换热，将馏出物中的热量取出，并将换热后的精馏残液送入乙醇分离塔的塔釜中作为精馏热源。
根据本发明的装置，将乙酸环己酯精制塔与酯化分离塔以及乙醇分离塔的三塔热量耦合，极大地降低装置运行时所需的热源和冷源的量，从而有效地降低装置运行能耗。
第一换热子单元可以设置第一冷凝器，第二换热子单元可以设置第二冷凝器，乙酸环己酯精制塔的塔顶馏出物分成两股，一股进入第一冷凝器与酯化分离塔的部分精馏残液进行换热，另一股进入第二冷凝器与乙醇分离塔的精馏残液进行换热。所述第一冷凝器和第二冷凝器的形式以及设置位置没有特别限定。在实际操作过程中，可以将酯化分离塔的再沸器作为第一冷凝器，将乙醇分离塔的再沸器作为第二冷凝器，从而实现取热。
图1和图2示出了根据本发明的环己醇的生产装置的一种优选实施方式。以下结合图1和图2对根据本发明的环己醇的生产装置及其操作方法进行详细说明。需要说明的是，本发明关注产物的分离，因此并未在图1中示出含有乙酸环己酯、C6组分以及乙酸的原料物流的来源(即，并未示出乙酸环己酯生产单元)，但是本领域技术人员可以理解的是，可以采用本领域常规的反应单元制备所述原料物流。
如图1所示，将原料物流11送入酯化分离塔1中进行精馏分离，由酯化分离塔1的塔顶得到含有乙酸及C6组分的馏出物12，由酯化分离塔1的塔釜得到含有乙酸环己酯、乙酸以及重杂质的精馏残液。
馏出物12可以送入后续的分离单元中进一步进行分离，以将C6组分与乙酸分离。在C6组分含有环己烷时，如图2所示，将馏出物12冷凝后由中部进入精馏塔28中与由塔上部送入的作为共沸剂29的水接触，进行共沸精馏，共沸物以馏出物30的形式从塔顶取出，乙酸以精馏残液的形式从塔底抽出。抽出的精馏残液中，一部分进入再沸器31中进行再沸后送入塔釜中作为加热介质，另一部分作为输出乙酸32送出分离装置(例如，可以送入乙酸环己酯生产单元中与环己烯进行加成酯化)。馏出物30经塔顶冷凝器33冷凝后，进入液液分离罐34中分离成为含有环己烷的油相和水相。分离出的环己烷，一部分作为输出环己烷35送出精馏装置(例如，可以送入环己烷部分脱氢反应装置和/或送入苯部分加氢装置中作为生产苯的原料)，另一部分作为回流环己烷36返回精馏塔28。分离出的回收水37直接与补充水38一起作为共沸剂29进入精馏塔28中。
由酯化分离塔1的塔釜得到的精馏残液一部分进入再沸器8中与来自于乙酸环己酯精制塔3的馏出物进行换热后，作为加热介质返回酯化分离塔1的塔釜中。由酯化分离塔1塔釜得到的剩余部分精馏残液作为乙酸分离塔2的进料13进入乙酸分离塔2中进行精馏，将乙酸14由乙酸分离塔2的塔顶采出。
乙酸分离塔2塔釜得到的精馏残液作为乙酸环己酯精制塔3的进料15进入乙酸环己酯精制塔3中进行精馏。将部分乙酸环己酯由乙酸环己酯精制塔3的塔顶以馏出物的形式采出，在乙酸环己酯精制塔3的塔釜得到含有剩余部分乙酸环己酯以及重杂质的精馏残液。
乙酸环己酯精制塔3的塔釜得到的精馏残液作为脱重塔4的进料20送入脱重塔4中进行精馏，将乙酸环己酯以馏出物21的形式采出，将重杂质22保留在精馏残液中。馏出物21返回乙酸环己酯精制塔3中继续进行分离，重杂质22输出。
从乙酸环己酯精制塔3的塔顶采出的乙酸环己酯分成两股16和17，其中，16进入酯化分离塔1的再沸器8中与酯化分离塔1的塔釜物料进行换热，17进入乙醇分离塔6的再沸器9中与乙醇分离塔6的塔釜物料进行换热。经换热的乙酸环己酯进入冷凝器10中进行冷凝后，作为加氢反应器5的进料18进入加氢反应器5中，与氢气接触进行加氢反应，得到含有环己醇和乙醇的加氢产物物流。
加氢产物物流作为乙醇分离塔6的进料23进入乙醇分离塔6中进行分离，将部分乙醇24从乙醇分离塔6的塔顶采出，含有环己醇以及剩余部分乙醇的精馏残液分成两股，一股进入再沸器9中与来自于乙酸环己酯精制塔3的乙酸环己酯进行换热后，作为塔釜加热介质返回乙醇分离塔6的塔釜中，另一股作为环己醇分离塔7的进料25进入环己醇分离塔7中进行分离。
环己醇分离塔7的塔顶采出含有乙醇的气相，并将其送回乙醇分离塔6中进行分离。在环己醇分离塔7的塔底采出含有环己醇的精馏残液26，送入后续精制工序或者作为环己醇粗产品输出。
以下结合实施例详细说明本发明，但并不因此限制本发明的范围。
实施例1-5用于说明本发明。
实施例1
本实施例采用的含有乙酸环己酯、乙酸以及C6组分的原料物流的组成如表1所示。
表1
组成 含量(质量％)
环己烯 0.2
环己烷 12.7
苯 0.5
乙酸 37.0
乙酸环己酯 49.3
重杂质 0.3
本实施例中，将乙酸环己酯精制塔塔顶采出的乙酸环己酯在如下条件下与氢气接触进行加氢反应，从而制得含有环己醇和乙醇的加氢产物物流。
酯加氢反应器为φ300×4500mm的列管式固定床反应器，壳程取热控制反应温度。将铜锌铝酯加氢催化剂(组成为CuO 40.5质量％，ZnO 29.6质量％，Al2O3 30.4质量％。向铜、锌、铬的硝酸盐溶液中，加入氢氧化钠溶液中和至pH＝9，经离心分离，洗涤，干燥，压片成型，焙烧制得)装入φ32×3×3000mm的列管中。加氢反应条件为：温度200℃，压力6.0MPa(表压)。反应产物通过反应器后部的直线取样阀取样进行在线色谱分析。
本实施例采用图1示出的流程对原料物流进行分离，并将分离出的乙酸环己酯在加氢反应器中进行加氢反应后继续进行分离，具体操作流程如下，各分离塔的操作条件在表2中列出。
将原料物流11送入酯化分离塔1中进行精馏分离，由酯化分离塔1的塔顶得到含有乙酸及C6组分的馏出物12，由酯化分离塔1的塔釜得到含有乙酸环己酯、乙酸以及重杂质的精馏残液。
由酯化分离塔1的塔釜得到的精馏残液一部分进入再沸器8中与来自于乙酸环己酯精制塔3的乙酸环己酯进行换热后，作为加热介质返回酯化分离塔1的塔釜中。由酯化分离塔1塔釜得到的剩余部分精馏残液作为乙酸分离塔2的进料13进入乙酸分离塔2中进行精馏，将乙酸由乙酸分离塔2的塔顶采出。
乙酸分离塔2塔釜得到的精馏残液作为乙酸环己酯精制塔3的进料15进入乙酸环己酯精制塔3中进行精馏。将部分乙酸环己酯由乙酸环己酯精制塔3的塔顶采出，在乙酸环己酯精制塔3的塔釜得到含有剩余部分乙酸环己酯以及重杂质的精馏残液。
乙酸环己酯精制塔3的塔釜得到的精馏残液作为脱重塔4的进料20送入脱重塔4中进行精馏，将乙酸环己酯以馏出物21的形式采出，将重杂质22保留在精馏残液中。馏出物21返回乙酸环己酯精制塔3中继续进行分离，重杂质22输出。
从乙酸环己酯精制塔3的塔顶采出的乙酸环己酯分成两股，其中一股物料进入酯化分离塔1的再沸器8中与酯化分离塔1的塔釜物料进行换热，另一股物料进入乙醇分离塔6的再沸器9中与乙醇分离塔6的塔釜物料进行换热。经换热的乙酸环己酯进入冷凝器10中进行冷凝(冷凝至40℃)后，作为加氢反应器5的进料18进入加氢反应器5中，与氢气接触进行加氢反应，得到含有环己醇和乙醇的加氢产物物流。其中，从乙酸环己酯精制塔3的塔顶采出的乙酸环己酯的纯度为99.99质量％，重杂质的含量小于0.01质量％，以原料物流中乙酸环己酯的总量为基准，乙酸环己酯的回收率为99.9％。
加氢产物物流作为乙醇分离塔6的进料23进入乙醇分离塔6中进行分离，将部分乙醇从乙醇分离塔6的塔顶采出，含有环己醇以及剩余部分乙醇的精馏残液分成两股，一股进入再沸器9中与来自于乙酸环己酯精制塔3的乙酸环己酯进行换热后，作为塔釜加热介质返回乙醇分离塔6的塔釜中，另一股作为环己醇分离塔7的进料25进入环己醇分离塔7中进行分离。
环己醇分离塔7的塔顶采出含有乙醇的气相，并将其送回乙醇分离塔6中进行分离。在环己醇分离塔7的塔底采出含有环己醇的精馏残液，送入后续精制工序或者作为产品输出。以加氢产物物流中乙醇的总量为基准，乙醇的回收率为99.9％，以原料物流中乙酸环己酯的总量为基准，环己醇的产率为98％。
表2(原料物流的流量为125kg/h)
Figure BDA0001146268020000211
从表2的结果可以看出，通过将乙酸环己酯精制塔的塔顶采出的乙酸环己酯分别与酯化分离塔的塔釜物料以及乙醇分离塔的塔釜物料进行换热，经将酯化分离塔的塔釜物料由140℃提升至146℃(对应的热负荷为9.2kW)，将乙醇分离塔的塔釜物料由109℃提升至118℃(对应的热负荷为6.4kW)，经换热后的塔釜物料分别满足酯化分离塔和乙醇分离塔的操作要求，无需额外补充热量即可直接作为分离塔的加热介质使用。因此，采用本发明的方法进行热量耦合，能节省15.6kW的热量。
表3列出了加氢反应器的反应条件、以及连续运行1440小时时的反应结果。
表3
Figure BDA0001146268020000221
对比例1
采用与实施例1相同的方法分离乙酸环己酯并制备环己醇和乙醇，不同的是，不设置乙酸环己酯精制塔，而是将乙酸分离塔2的塔釜物料直接送入加氢反应器5中，在与实施例1相同的条件下进行加氢反应。其中，乙酸分离塔的塔釜物料中，乙酸环己酯的质量含量为99.0％，重杂质的质量含量为1.0％。
表4列出加氢反应器的反应条件、以及连续运行1440小时时的反应结果。
表4
Figure BDA0001146268020000231
将表3与表4进行比较可以看出，将乙酸分离塔的塔釜精馏残液进行分离后，将重杂质含量明显降低的塔顶馏出物进行加氢反应，能更为有效地延长加氢催化剂的使用寿命，即使在运行1440小时之后，仍然能够将乙酸环己酯的转化率保持在99.0％这样的高水平。相反，将乙酸分离塔的塔釜精馏残液直接作为加氢反应的原料，在运行时间为600小时时，乙酸环己酯的转化率就不足99.0％，运行1440小时时乙酸环己酯的转化率仅为97.4％。
实施例2
本实施例采用图2示出的工艺流程对实施例1的酯化分离塔1的塔顶采出的馏出物(即，含有环己烷和乙酸的混合物流)进行分离，具体操作方法如下。
本实施例使用的精馏塔为浮阀塔，其理论塔板数为60。
在理论塔板数为42的塔板处将含有环己烷和乙酸的混合物流(即，环己烷-乙酸进料)送入精馏塔中，在理论塔板数为6的塔板处将共沸剂(即，水进料，含盐量为4mg/L以下)送入精馏塔中，进行共沸精馏，其中，混合物流的进料量及其组成、水的进料量、精馏塔的操作条件以及精馏结果在表5中列出。
表5
Figure BDA0001146268020000241
实施例3
本实施例与实施例2的区别在于，不向精馏塔中送入作为共沸剂的水，采用普通精馏的方法分离实施例1中酯化分离塔1的塔顶采出的馏出物，实验条件和结果在表6中列出。
表6
Figure BDA0001146268020000242
将实施例2与实施例3进行比较可以看出，将含有环己烷和乙酸的馏出物采用共沸精馏的方法进行分离，能有效地打破乙酸-环己烷共沸体系，实现环己烷与乙酸的分离。
实施例4
本实施例采用反应精馏塔将环己烯与乙酸进行加成酯化反应，在进行加成酯化反应的同时，进行分离，即反应精馏塔既作为加成酯化反应器，也作为酯化分离塔使用。
(1)提供环己烯源的步骤
将苯和氢气按摩尔比1：3注入装填有钌颗粒催化剂的加氢反应器，在反应温度为130℃、压力为5.0MPaG、停留时间为20min的条件下进行苯加氢反应，反应产物分离出氢气后，收集液体产物。对收集到的液体产物进行气相色谱分析，确定其组成(质量百分含量)为：苯50.8％，环己烯39.4％，环己烷9.8％。然后利用环丁砜为溶剂对反应产物进行萃取精馏，塔顶得到环己烯和环己烷的混合组分。对环己烯和环己烷进行气相色谱分析，确定塔顶得到的混合组分的组成(质量百分含量)为：环己烯79.1％，环己烷20.9％，苯400ppm。
(2)采用的反应精馏模式反应塔的主体为直径(内径)为50mm，高为3m的不锈钢塔，塔的下部连接体积为5L的塔釜，釜内配置有10kW的电加热棒，此加热棒由智能控制器通过可控硅(SCR)控制塔釜加热量。塔顶连接有换热面积为0.5m2的冷凝器，塔顶蒸汽经此冷凝器冷凝成液体后进入一个体积为2L的回流罐。回流罐中的液体经回流泵部分回流至反应塔，部分采出作为轻组分。塔的操作参数由智能型自动化控制仪表显示和控制。塔回流量由回流调节阀控制，塔顶采出量由回流罐的液位控制器控制。塔釜采出量由塔釜液位控制器调节塔釜排料阀进行控制。乙酸和环己烯原料分别装入30L储罐中，并通过计量泵打入相应的预热器中预热到一定温度后进入反应塔，进料速度由计量泵控制、电子秤精确计量。
将耐高温磺酸型离子交换树脂(牌号为Amberlyst 45，由Rhom&Hass公司生产)用多级高速粉碎机粉碎成粒度小于200目(0.074mm)的粉料，加入制孔剂、润滑剂、抗氧剂和粘合剂在高速混合机上混合均匀，再在密炼机上于180℃密炼10min，使物料完全塑化，之后注入模具中制成直径为5mm、高5mm且壁厚为1mm拉西环型树脂催化剂填料。
将拉西环型树脂催化剂填料2500mL装入模式反应塔的中部(高度为1.2m，相当于5块理论塔板)，上下各装入直径为3mm、长6mm的玻璃弹簧填料(高度各自为0.6m、0.9m，各自相当于12、18块理论塔板)。
将步骤(1)得到的环己烯源以及乙酸分别由计量泵打入预热器预热后分别从催化剂层下端和上端送入反应塔，进行反应，从塔釜得到含有乙酸和乙酸环己酯的产物物流，乙酸与环己烯的摩尔比为3：1，反应塔内反应段的温度为90-102℃(塔釜内的温度为130℃)，压力为0.12MPa(绝压)，液体进料的重时空速为0.2h-1，回流比为2。从反应塔的塔顶得到含有环己烷和乙酸的混合物流，从反应塔的塔釜得到含有乙酸环己酯和乙酸的精馏残液。经气相色谱分析，确定含有环己烷和乙酸的混合物流(质量百分含量)中，环己烷含量为84.8％，乙酸含量为14.6％。
(3)本实施例中采用图2示出的工艺流程对从反应塔的塔顶采出的含有环己烷和乙酸的混合物流进行分离，使用的精馏塔为浮阀塔，其理论塔板数为60。
在理论塔板数为42的塔板处将含有环己烷和乙酸的混合物流(即，环己烷-乙酸进料)送入精馏塔中，在理论塔板数为9的塔板处将共沸剂(即，水进料，含盐量为4mg/L以下)送入精馏塔中，进行共沸精馏，其中，混合物流的进料量及其组成、水的进料量、精馏塔的操作条件以及分馏结果在表7中列出。
表7
Figure BDA0001146268020000261
(4)将步骤(2)的反应塔塔釜得到的精馏残液一部分进入再沸器8中与来自于乙酸环己酯精制塔塔顶采出的乙酸环己酯进行换热后，作为加热介质返回反应塔的塔釜中。由反应塔塔釜得到的剩余部分精馏残液作为乙酸分离塔的进料进入乙酸分离塔中进行精馏，将乙酸由乙酸分离塔的塔顶采出。
乙酸分离塔塔釜得到的精馏残液作为乙酸环己酯精制塔的进料进入乙酸环己酯精制塔中进行精馏。将部分乙酸环己酯由乙酸环己酯精制塔的塔顶采出，在乙酸环己酯精制塔的塔釜得到含有剩余部分乙酸环己酯以及重杂质的精馏残液。
乙酸环己酯精制塔的塔釜得到的精馏残液作为脱重塔的进料送入脱重塔中进行精馏，将乙酸环己酯以馏出物的形式采出，将重杂质保留在精馏残液中。馏出物返回乙酸环己酯精制塔中继续进行分离，重杂质输出。
从乙酸环己酯精制塔的塔顶采出的乙酸环己酯分成两股，其中一股物料进入步骤(2)所述反应塔的再沸器中与步骤(2)所述反应塔的塔釜物料进行换热，另一股物料进入乙醇分离塔的再沸器中与乙醇分离塔的塔釜物料进行换热。经换热的乙酸环己酯进入冷凝器中进行冷凝(冷凝至40℃)后，作为加氢反应器的进料进入加氢反应器中，与氢气接触进行加氢反应，得到含有环己醇和乙醇的加氢产物物流。
其中，从乙酸环己酯精制塔的塔顶采出的乙酸环己酯的纯度为99.9质量％，重杂质的含量为0.001质量％，以原料物流中乙酸环己酯的总量为基准，乙酸环己酯的回收率为99.9％。
加氢反应器同实施例1，其反应条件为：温度为200℃，压力为6MPa(表压)。连续运行1500小时后，乙酸环己酯的转化率为99％，环己醇的选择性为99％。
加氢产物物流作为乙醇分离塔的进料进入乙醇分离塔中进行分离，将部分乙醇从乙醇分离塔的塔顶采出，含有环己醇以及剩余部分乙醇的精馏残液分成两股，一股进入再沸器中与来自于乙酸环己酯精制塔的乙酸环己酯进行换热后，作为塔釜加热介质返回乙醇分离塔的塔釜中，另一股作为环己醇分离塔的进料进入环己醇分离塔中进行分离。
环己醇分离塔的塔顶采出含有乙醇的气相，并将其送回乙醇分离塔中进行分离。在环己醇分离塔的塔底采出含有环己醇的精馏残液，送入后续精制工序或者作为产品输出。以加氢产物物流中乙醇的总量为基准，乙醇的回收率为99.9％，以环己烯的总量为基准，环己醇的产率为98％。
其中，各分离塔的操作条件在表8中列出。
表8
Figure BDA0001146268020000281
实施例5
本实施例采用与实施例4步骤(3)相同的方法对含有环己烷和乙酸的混合物流进行分离，不同的是，操作条件如表9所示。精馏结果在表9中列出。
表9
Figure BDA0001146268020000282
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims (24)

1.一种乙酸环己酯的分离方法，该方法包括乙酸环己酯分离步骤、乙酸分离步骤、乙酸环己酯精制步骤以及换热步骤，该方法包括或者不包括脱重杂质步骤：
在乙酸环己酯分离步骤中，将含有C6组分、乙酸和乙酸环己酯的原料物流进行精馏分离，将C6组分和部分乙酸以馏出物的形式分离出来，将乙酸环己酯和剩余部分乙酸保留在精馏残液中；
在乙酸分离步骤中，将乙酸环己酯分离步骤得到的精馏残液进行精馏分离，将乙酸以馏出物的形式分离出来，将乙酸环己酯保留在精馏残液中；
在乙酸环己酯精制步骤中，将乙酸分离步骤得到的精馏残液进行精馏分离，将至少部分乙酸环己酯以馏出物的形式分离出来；
在换热步骤中，将乙酸环己酯精制步骤得到的馏出物与乙酸环己酯分离步骤得到的部分精馏残液进行换热，并将换热后的精馏残液作为精馏的热源送入乙酸环己酯分离步骤中；
在脱重杂质步骤中，将乙酸环己酯精制步骤得到的精馏残液在脱重塔中进行精馏，将乙酸环己酯以馏出物的形式分离出来，将重杂质保留在精馏残液中，并将分离出的乙酸环己酯循环送入乙酸环己酯精制步骤中进行精馏；
所述C6组分含有环己烷，该方法还包括环己烷分离步骤，所述环己烷分离步骤包括共沸精馏工序，包括或不包括油水分离工序，
在共沸精馏工序中，将乙酸环己酯分离步骤得到的馏出物的冷凝物与共沸剂进行共沸精馏，将环己烷以共沸物的形式分离出来，将乙酸保留在精馏残液中，所述共沸剂为水，所述共沸物为水和环己烷的共沸物，在共沸精馏工序中，共沸精馏采用的精馏塔的理论塔板数为T1，水的进料位置所处的理论塔板数为T2，T2/T1为0.1-0.15，共沸精馏采用的精馏塔的塔顶温度为70-95℃，精馏塔的操作压力为0.002-0.05MPa，回流比为0.2-4：1，所述压力为表压；
所述油水分离工序包括将共沸精馏的馏出物分成油相和水相，分别得到环己烷和回收水，将至少部分回收水作为共沸剂循环送入所述共沸精馏工序中。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述C6组分为环己烯以及环己烷。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，乙酸环己酯精制步骤中，精馏分离采用的加热介质的温度为170-220℃，精馏分离采用的精馏塔的塔顶压力为0.1-0.5MPa，所述压力为绝对压力。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，乙酸环己酯精制步骤中，精馏分离采用的加热介质的温度为170-210℃，精馏分离采用的精馏塔的塔顶压力为0.1-0.2MPa，所述压力为绝对压力。
5.根据权利要求4所述的方法，其中，乙酸环己酯精制步骤中，精馏分离采用的加热介质的温度为180-200℃。
6.根据权利要求5所述的方法，其中，乙酸环己酯精制步骤中，精馏分离采用的加热介质的温度为185-195℃。
7.根据权利要求1-6中任意一项所述的方法，其中，乙酸环己酯分离步骤中，精馏分离采用的加热介质的温度为120-150℃，精馏分离采用的精馏塔的塔顶压力为0.1-0.5MPa，回流比为0.1-10：1，所述压力为绝对压力。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，乙酸环己酯分离步骤中，精馏分离采用的加热介质的温度为120-140℃，精馏分离采用的精馏塔的塔顶压力为0.1-0.2MPa，回流比为0.5-5：1，所述压力为绝对压力。
9.根据权利要求1-6中任意一项所述的方法，其中，乙酸分离步骤中，所述精馏分离采用的加热介质的温度为170-210℃，精馏分离采用的精馏塔的塔顶压力为0.1-0.5MPa，所述压力为绝对压力。
10.根据权利要求1-6中任意一项所述的方法，其中，所述脱重杂质步骤中，所述精馏分离采用的加热介质的温度为160-190℃，精馏分离采用的精馏塔的塔顶压力为5-50kPa，所述压力为绝对压力。
11.根据权利要求1-6中任意一项所述的方法，其中，在换热步骤中，所述换热的方法包括：将乙酸环己酯分离步骤得到的部分精馏残液作为冷凝剂对乙酸环己酯步骤得到的至少部分馏出物进行冷凝。
12.根据权利要求1-6中任意一项所述的方法，其中，以所述原料物流的总量为基准，所述C6组分的含量为5-25质量%，所述乙酸的含量为25-50质量%，所述乙酸环己酯的含量为30-60质量%。
13.根据权利要求12所述的方法，其中，以所述原料物流的总量为基准，所述C6组分的含量为6-15质量%，所述乙酸的含量为30-50质量%，所述乙酸环己酯的含量为40-55质量%。
14.一种乙酸环己酯的生产方法，该方法包括以下步骤：
（1）在加成酯化催化剂的存在下，使环己烯源与乙酸接触，得到产物物流，所述环己烯源含有环己烯以及选自环己烷和苯中的一种或两种；
（2）采用权利要求1-13中任意一项所述的方法对所述产物物流进行分离。
15.根据权利要求14所述的方法，其中，该方法还包括提供所述环己烯源的步骤，该步骤采用以下方式中的一种或两种提供所述环己烯源：
方式一：由环己烷部分脱氢反应获得环己烯源；
方式二：由苯部分加氢反应获得环己烯源。
16.一种环己醇的生产方法，该方法包括以下步骤：
（1）采用权利要求1-13中任意一项所述的方法、或者权利要求14-15中任意一项所述的方法获得乙酸环己酯；
（2）将所述乙酸环己酯与氢气在加氢催化剂的存在下进行接触，得到含有环己醇的加氢产物物流。
17.根据权利要求16所述的方法，其中，该方法还包括乙醇分离步骤，在乙醇分离步骤中，将步骤（2）得到的加氢产物物流进行精馏分离，将乙醇以馏出物的形式分离出来，将环己醇保留在精馏残液中。
18.根据权利要求17所述的方法，其中，乙醇分离步骤中，精馏分离采用的加热介质的温度为100-140℃，精馏分离采用的精馏塔的塔顶压力为0.1-0.5MPa，回流比为0.1-10：1，所述压力为绝对压力。
19.根据权利要求18所述的方法，其中，乙醇分离步骤中，精馏分离采用的加热介质的温度为100-120℃，精馏分离采用的精馏塔的塔顶压力为0.1-0.2MPa，回流比为0.5-5：1，所述压力为绝对压力。
20.根据权利要求17-19中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括第二换热步骤，在第二换热步骤中，将乙醇分离步骤得到的部分精馏残液与乙酸环己酯精制步骤得到的部分馏出物进行换热，并将经换热的精馏残液作为精馏的热源送入乙醇分离步骤中。
21.根据权利要求20所述的方法，其中，在第二换热步骤中，所述换热的方法包括：将乙醇分离步骤得到的部分精馏残液作为冷凝剂对乙酸环己酯精制步骤得到的部分馏出物进行冷凝。
22.根据权利要求17-19中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括环己醇分离步骤，在环己醇分离步骤中，将乙醇分离步骤得到的精馏残液进行精馏，得到馏出物，将环己醇保留在精馏残液中，将所述馏出物循环送入乙醇分离步骤中进行精馏。
23.一种环己醇生产装置，该装置包括：乙酸环己酯生产单元、乙酸环己酯分离单元、换热单元、加氢反应单元以及加氢产物分离单元，
所述乙酸环己酯生产单元用于将环己烯源与乙酸接触，得到含有乙酸环己酯的产物物流，所述环己烯源含有环己烯以及选自环己烷和苯中的一种或两种；
所述乙酸环己酯分离单元包括酯化分离塔、乙酸分离塔以及乙酸环己酯精制塔，所述乙酸环己酯分离单元包括或者不包括脱重塔，
所述酯化分离塔用于将含有乙酸环己酯的产物物流进行精馏，将C6组分和部分乙酸以馏出物的形式分离出来，将乙酸环己酯和剩余部分乙酸保留在精馏残液中；所述乙酸分离塔的精馏物料入口与所述酯化分离塔的塔釜连通，用于将酯化分离塔的精馏残液进行精馏，将乙酸以馏出物的形式分离出来，将乙酸环己酯保留在精馏残液中；所述乙酸环己酯精制塔与所述乙酸分离塔的塔釜连通，用于将所述乙酸分离塔的精馏残液进行精馏，将至少部分乙酸环己酯以馏出物的形式分离出来；所述脱重塔与所述乙酸环己酯精制塔的塔釜连通，用于将所述乙酸环己酯精制塔的精馏残液进行精馏，将乙酸环己酯以馏出物的形式分离出来，将重杂质保留在精馏残液中，并将分离出的乙酸环己酯循环送入乙酸环己酯精制塔中进行精馏；
所述加氢反应单元用于将所述乙酸环己酯精制塔分离出的乙酸环己酯进行加氢，得到含有环己醇和乙醇的产物物流；
所述加氢产物分离单元包括乙醇分离塔，所述乙醇分离塔用于将含有环己醇和乙醇的产物物流进行精馏分离，将乙醇以馏出物的形式分离出来，将环己醇保留在精馏残液中；
所述换热单元包括第一换热子单元，所述换热单元包括或者不包括第二换热子单元，所述第一换热子单元用于将乙酸环己酯精制塔的至少部分馏出物与酯化分离塔的部分精馏残液进行换热，将馏出物中的热量取出，并将换热后的精馏残液送入酯化分离塔的塔釜中作为精馏热源；所述第二换热子单元用于将乙酸环己酯精制塔的部分馏出物与乙醇分离塔的精馏残液进行换热，将馏出物中的热量取出，并将换热后的精馏残液送入乙醇分离塔的塔釜中作为精馏热源；
该装置还包括环己烷分离单元，所述环己烷分离单元包括共沸精馏塔，所述环己烷分离单元包括或不包括油水分离罐，
所述共沸精馏塔用于将酯化分离塔得到的馏出物与共沸剂进行共沸精馏，将环己烷以共沸物的形式分离出来，将乙酸保留在精馏残液中，所述共沸剂为水，所述共沸物为水和环己烷的共沸物，所述共沸精馏塔的理论塔板数为T1，水的进料位置所处的理论塔板数为T2，T2/T1为0.1-0.15；
所述油水分离罐用于将共沸精馏塔的馏出物分成油相和水相，分别得到环己烷和回收水，并将至少部分回收水作为共沸剂循环送入共沸精馏塔中。
24.根据权利要求23所述的装置，其中，所述加氢产物分离单元还包括环己醇分离塔，所述环己醇分离塔用于将乙醇分离塔的精馏残液进行精馏，得到馏出物，并将环己醇保留在精馏残液中，将馏出物循环送入乙醇分离塔中进行精馏。
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