從苯酚生產環己酮的方法與流程

本發明涉及在工業規模上從苯酚制備環己酮的連續方法，并且涉及適合用于在工業規模上進行根據本發明的方法的化工設備。

絕大多數環己酮在生產己內酰胺時被消耗，己內酰胺是制備尼龍6的中間體。環己酮和環己醇的混合物用于生產己二酸，己二酸主要被轉化為尼龍6，6。此外，環己酮可以用作工業溶劑或作為氧化反應中的活化劑。它也可以用作生產環己酮樹脂的中間體。

在20世紀30年代，開始在工業規模上進行環己酮的生產，并且商業生產己內酰胺和尼龍6。自從環己酮的生產量增長以來，現在環己酮的年產量已經超過600萬噸。

“工業規模”是指生產速率為每小時至少1000kg環己酮、更優選每小時至少5000kg環己酮、最優選至少10000kg環己酮。

通常通過在苯酚氫化反應器中催化氫化來從苯酚制備環己酮，例如使用鉑或鈀催化劑。反應可以在液相或氣相中進行。[kirk-othmerencyclopediaofchemicaltechnology，例如第3版第7卷(1979)第410-416頁；i.dodgson等″alowcostphenoltocyclohexanoneprocess″，chemistry&industry，1989年12月18日，第830-833頁；或者mt.musser″cyclohexanolandcyclohexanone″，ullmann′sencyclopediaofindustrialchemistry(第7版，2007)，(下文中稱為″musser″)。

苯酚氫化成兩個主要產物環己酮和環己醇的方法可用以下化學計量方程式描述：

并且

在常規方法中，通常必須在所期望產物的產率(作為苯酚進料的百分比形成的環己醇和/或環己酮)和反應的選擇性(作為已經轉化的苯酚的百分比形成的環己酮和/或環己醇)之間進行折衷。如上文所確認的出版物中所描述，多個因素在本文中起作用，包括溫度、催化劑的選擇和氫/苯酚進料比。

用于從苯酚原料制備和回收環己酮的常規方法被描述于musser或us3,305,586中。這樣的方法由兩個或任選地三個部分(段)組成。在苯酚氫化反應段中制備環己酮。在苯酚氫化反應段中，在氣相方法中或在液相方法中使新鮮的苯酚流氫化。從該苯酚氫化反應段排出包含氫氣和任選地惰性物質(例如氮氣和/或甲烷)的氣態吹掃流，以及包含環己酮和環己醇、苯酚和副產物的苯酚氫化反應段產物流。在分離和純化段中，環己酮與苯酚氫化反應段產物流分離。任選地，在環己醇脫氫反應段中，共同產生的環己醇被轉化為環己酮。

環己醇脫氫成環己酮的方法可用以下化學計量方程式描述：

通常，這種吸熱脫氫反應在氣相中進行。多種催化劑可以被應用于這種脫氫反應，包括基于銅和/或鋅的催化劑，包括包含cucro42cuo.2h2o、cumgo、cuzno、cucro、cucrmnv和zno的催化劑。

通常通過蒸餾方法來回收環己酮，作為富含環己酮(通常非常豐富＞90重量％)的產物或作為基本上純的產物(＞99重量％)。為了生產高級尼龍，期望的是純度為至少99.5重量％、更優選至少99.8重量％的環己酮。

在2008年alexandrec.dimian和costinsorinbildea(在″chemicalprocessdesign：computer-aidedcasestudies″，2008，wiley-vchverlaggmbh&co.kga，weinheim，isbn：978-3-527-31403-4中第5章：″phenolhydrogenationtocyclohexanone″)報道了苯酚氫化反應段和分離和純化段的總蒸汽消耗為1.40kg蒸汽每kg產物。此外，環己醇脫氫反應段需要每kg產物的0.49mj高溫的熱量(2010千瓦熱量用于生產每秒4.1kg產物)。在他們的情況中，產物是純度為98摩爾％的環己酮。

所以，在他們的情況中，從苯酚生產環己酮需要1.40kg蒸汽每kg產物加上0.49mj熱量每kg產物。

從這些數據可以看出，他們的方法的凈能量消耗可以在將所提供的蒸汽消耗轉換成能量消耗數據后來計算得到。a.d.dimian等人在第158頁(第9行)給出了將水蒸發成蒸汽的焓為2.083mj/kg蒸汽的值。通過使用該值，他們的方法的凈能量消耗可以表示為約3.4mj(＝1.40*2.083+0.49)每kg產物。

如果通過蒸汽加熱來供給在他們的方法中需要的0.49mj熱量每kg產物，則也可以計算他們的方法的凈蒸汽消耗量。那么他們的方法的凈蒸汽消耗量是約1.6kg(＝1.40+0.49/2.083)蒸汽每kg產物。應該注意的是，由a.c.dimian等人進行的能量集成(integration)研究是基于通過間接測序進行液體分離的流程圖，其中苯酚共沸物不在塔頂餾出。

現有技術的問題在于，每kg產物的從苯酚生產純環己酮的凈能量消耗高，可以容易地高于3mj熱量每kg產物。并且在所有熱量由蒸汽供給的情況下，凈蒸汽消耗量可以容易地高于1.5kg蒸汽每kg產物。每kg產物的高凈熱量消耗和/或每kg產物的高蒸汽消耗不僅對方法的碳足跡產生不利影響，而且對環己酮生產的可變成本也有負面影響。現有技術的另外一個問題是所得產物的純度僅為98摩爾％，相當于差不多98重量％，因為環己醇是產物中的主要雜質。將所得產物進一步純化至純度為99.5重量％或甚至99.95重量％的產物，將進一步增加每kg產物的凈熱量消耗和/或每kg產物的凈蒸汽消耗。

因此，本發明的目的是提供一種用于制備純環己酮的在工業規模上的方法，其中上述缺點被克服或至少被減輕。

因此，本發明的一個目的是提供一種制備純度為至少99.5重量％的純環己酮的方法，其每kg產物的凈能量消耗低于已知的方法。用這種方法生產的環己酮將具有改善的碳足跡，并且所生產的環己酮的可變成本將降低。此外，生產的環己酮符合生產高級尼龍所需的規格。

在本發明中解決了上述缺點，其中每kg產物的凈能量消耗和/或每kg產物的凈蒸汽消耗降低，并結合了生產具有增加的純度的產物，其中至少98％(mol/mol)所供給的新鮮苯酚轉化成產物(環己酮)。優選地，甚至超過99％(mol/mol)的所供給的新鮮苯酚被轉化成產物。甚至更優選地，甚至大于99.5％(mol/mol)的所供給的新鮮苯酚被轉化成產物。

通過以下的組合來降低每kg產物的凈能量消耗：i)在苯酚氫化反應段中的高單程苯酚轉化率；ii)在離開苯酚氫化反應段的反應混合物中高環己酮與環己醇的比例；iii)在苯酚氫化反應段中對環己酮的高單程選擇性；和iv)在生產、回收和純化環己酮過程中以及任選地在環己醇脫氫過程中的高度熱集成。通過實施具有提高的純化效率的蒸餾段，提高了產物的純度。

因此，根據本發明，提供了一種用于從苯酚和氫氣生產和回收環己酮的工業規模連續方法，所述方法包括：

i)在含有鉑和/或鈀的催化劑存在下，在苯酚氫化反應段[i]中在苯酚氫化反應器中用氣態氫使苯酚氫化，由此產生反應熱并從中排出氫化產物流；

ii)在分離和純化段[ii]中通過多個步驟使環己酮與所述氫化產物流分離，所述多個步驟分離包括：

i.在第一蒸餾段中除去沸點低于環己酮的組分；

ii.在第二蒸餾段中除去環己酮；

iii.在第三蒸餾段中除去富含環己醇的相；和

iv.在第四蒸餾段中除去包含苯酚和環己醇的混合物；

其中所述環己酮具有低于5000ppm(重量/重量)的環己醇含量；

其中在所述苯酚氫化反應段[i]中產生的反應熱中的至少一部分被用于生產蒸汽；并且

其中在步驟iv)中除去的所述包含苯酚和環己醇的混合物被加入到所述苯酚氫化反應段[i]；

其特征在于，采用條件a)或b)中的至少一個：

a.環己酮與加入所述苯酚氫化反應器的苯酚的摩爾比為0.02至0.10；

b.環己醇與加入所述苯酚氫化反應器的苯酚的摩爾比為0.001至0.10。

優選地，環己酮與加入所述苯酚氫化反應器的苯酚的摩爾比為0.02至0.08；更優選地0.03至0.07；還更優選地0.03至0.05；例如大約0.04。

優選地，環己醇與加入所述苯酚氫化反應器的苯酚的摩爾比為0.002至0.05；更優選地0.003至0.04；例如大約0.01。

優選地，環己酮與加入所述苯酚氫化反應器的苯酚的摩爾比為0.02至0.10，并且環己醇與加入所述苯酚氫化反應器的苯酚的摩爾比為0.001至0.10。

優選地，本方法還包括在環己醇脫氫反應段[iii]中使環己醇脫氫成環己酮和氫氣。優選地，在環己醇脫氫反應段[iii]中產生的氫氣被加入到苯酚氫化反應段[i]。

優選地，環己酮與步驟i)中排出的氫化產物流中的環己醇的摩爾比大于10。更優選地，環己酮與步驟i)中排出的氫化產物流中的環己醇的摩爾比大于20；還更優選地大于40；最優選地大于80。優選地，環己酮與步驟i)中排出的氫化產物流中的苯酚的摩爾比大于10。更優選地，環己酮與步驟i)中排出的氫化產物流中的苯酚的摩爾比大于20；還更優選地大于40；最優選地大于80。

在本發明的方法中，在步驟ii)中，優選地i、ii、ii和iv中的每個均獨立地涉及在頂部除去指定的產品。本發明的方法在步驟ii)中優選地涉及：i.在第一蒸餾段中在頂部除去沸點低于環己酮的組分。本發明的方法在步驟ii)中優選地涉及：ii.在第二蒸餾段中在頂部除去環己酮。本發明的方法在步驟ii)中優選地涉及：iii.在第三蒸餾段中在頂部除去富含環己醇的相。本發明的方法在步驟ii)中優選地涉及：iv.在第四蒸餾段中在頂部除去包含苯酚和環己醇的混合物。因此，優選地，根據本發明，提供了一種從苯酚和氫氣生產和回收環己酮的工業規模連續方法，所述方法包括：

i)在含有鉑和/或鈀的催化劑存在下，在苯酚氫化反應段[i]中在苯酚氫化反應器中用氣態氫使苯酚氫化，由此產生反應熱并從中排出氫化產物流；

ii)在分離和純化段[ii]中通過多個步驟使環己酮與所述氫化產物流分離，所述多個步驟分離包括：

i.在第一蒸餾段中在頂部除去沸點低于環己酮的組分；

ii.在第二蒸餾段中在頂部除去環己酮；

iii.在第三蒸餾段中在頂部除去富含環己醇的相；和

iv.在第四蒸餾段中在頂部除去包含苯酚和環己醇的混合物；

其中所述環己酮具有低于5000ppm(重量/重量)的環己醇含量；其中在所述苯酚氫化反應段[i]中產生的反應熱中的至少一部分被用于生產蒸汽；并且

其中在步驟iv)中在頂部除去的所述包含苯酚和環己醇的混合物被加入到所述苯酚氫化反應段[i]；

其特征在于，采用條件a)或b)中的至少一個：

a.環己酮與加入所述苯酚氫化反應器的苯酚的摩爾比為0.02至0.10；

b.環己醇與加入所述苯酚氫化反應器的苯酚的摩爾比為0.001至0.10。

第一蒸餾段之后是第二蒸餾段，第二蒸餾段之后是第三蒸餾段，第三蒸餾段之后是第四蒸餾段。優選地，第一蒸餾段之后直接是第二蒸餾段，第二蒸餾段之后直接是第三蒸餾段，第三蒸餾段之后直接是第四蒸餾段。

根據本發明，在第二蒸餾段中除去的環己酮被限定為包含小于5000ppm(重量/重量)環己醇、更優選小于4000ppm(重量/重量)環己醇、還更優選小于3000ppm(重量/重量)環己醇、進一步優選小于2000ppm(重量/重量)環己醇、最優選小于1000ppm(重量/重量)的環己醇。為了清楚起見，2000ppm(重量/重量)的環己醇為0.2重量％環己醇。

環己酮的純度定義為100％減去環己醇的含量。因此，在這個定義中，忽略除環己醇以外的雜質。

包含2000ppm(重量/重量)環己醇(其為0.2重量％環己醇)的環己酮具有99.8重量％的純度。

優選地，所得到的環己酮的純度至少為99.8重量％。

根據本發明，優選至少大于30％、更優選大于40％、還更優選大于50％、進一步優選大于65％、還更優選大于80％、最優選大于90％的在苯酚氫化反應段產生的反應熱被用于生產蒸汽。這種蒸汽的產生可以用于本發明的方法中，或者可以用于其它應用。優選地，所產生的蒸汽用于轉移能量以驅動各種蒸餾段中的一種或多種再沸器或轉移能量至環己醇脫氫反應段，或兩者。

所得到的氫化產物流包含苯酚、氫氣、惰性物質和氫化苯酚。

優選地，苯酚在氣相方法中被氫化。

在連續運行的苯酚氫化反應段中單程苯酚轉化率被定義為(苯酚^入-苯酚^出)/苯酚^入，

其中，

苯酚^入是被加入到苯酚氫化反應段中的苯酚的流速，被表示為mol/s，并且苯酚^出是從苯酚氫化反應段排出的苯酚的流速，被表示為mol/s。

在連續運行的苯酚氫化反應段中單程選擇性被定義為(環己酮^出-環己酮^入)/(苯酚^入-苯酚^出)，

其中，

環己酮^入是被加入到苯酚氫化反應段中的環己酮的流速，被表示為mol/s，環己酮^出是從苯酚氫化反應段排出的環己酮的流速，被表示為mol/s，苯酚^入是被加入到苯酚氫化反應段中的苯酚的流速，被表示為mol/s，并且苯酚^出是從苯酚氫化反應段排出的苯酚的流速，被表示為mol/s。

優選地，在苯酚氫化反應段中單程選擇性大于90％。更優選地，其大于91％，例如大于92％、93％、94％、95％或96％。

優選地，在苯酚氫化反應段中單程苯酚轉化率大于86％。更優選地，其大于88％；例如，大于90％、92％、94％、96％。

富含環己醇的相被定義為環己醇含量大于50重量％、優選地大于75重量％且甚至更優選地大于85重量％的相。

富含環己酮的有機相被定義為環己酮含量大于98重量％、優選地大于99重量％且甚至更優選地大于99.5重量％的相。

環己酮以具有高轉化率的苯酚、高產物選擇性、高終產物純度和降低的凈能量消耗被經濟地生產。

在苯酚氫化反應段中，通過苯酚的催化氫化在連續方法中獲得環己酮和環己醇。所采用的氫化催化劑原則上可以是能夠催化苯酚氫化的任何(負載的)氫化催化劑。通常，(負載的)氫化催化劑包含一種或多種催化活性金屬并且包含促進劑。這樣的一種或多種金屬可以具體地選自鈀、鉑、釕、銠、銥、銣和鋨的組。鈀、鉑或其組合是優選的催化活性金屬，具體地用于苯酚的氫化，尤其是用于氫化成環己酮或環己酮和環己醇的混合物，其中環己酮是這兩者的主要成分。原則上，可以使用適合用于使感興趣的化合物氫化的所有載體，并且與其所支持的催化材料組合。合適的載體可以選自氧化鋁、活性炭、氧化鈦、碳酸鈣和炭黑。可以使用的另一種載體是二氧化硅。特別優選的用于改善載體在反應條件下的穩定性和/或改善轉化率的是選自氧化鋁和活性炭的載體。

在待氫化的苯酚作為蒸汽供入反應器的實施方式中，特別優選氧化鋁作為用于該實施方式的載體。

在待氫化的苯酚作為液體供入反應器的實施方式中，特別優選活性炭作為用于該實施方式的載體。

優選地，所采用的氫化催化劑是負載型催化劑，其包括含有堿金屬或堿土金屬鹽的促進劑。優選地，所采用的氫化催化劑是負載型催化劑，其包含選自堿金屬氫氧化物、堿土金屬氫氧化物、堿土金屬氧化物、堿金屬的碳酸鹽/碳酸氫鹽和堿土金屬的碳酸鹽/碳酸氫鹽的組的促進劑。

加入促進劑以增加催化劑的活性壽命和催化劑對所期望產物的選擇性。短壽命(即高失活率)意味著重新生成或替換催化劑的過程中斷的頻率高，當然減少運行時間并增加成本。較低的選擇性意味著較大部分的苯酚轉化成除環己酮以外的產物。

更優選的催化劑/載體/促進劑組合是在氧化鋁載體上的鈀。任選地，加入以nahco3形式的na作為促進劑。

最優選的催化劑/載體/促進劑組合是1重量％的在氧化鋁載體上的鈀，加入1重量％的na(以nahco3形式)作為促進劑。

在苯酚氫化反應段中使用的氫化反應器可以是任何類型的適用于使待被氫化的化合物氫化的反應器，特別是適用于苯酚氫化的任何反應器。例如，反應器可以選自填充床反應器、漿料反應器、和其中催化劑在管中且產生蒸汽的殼管式熱交換反應器、以及任何其它合適類型的反應器。最優選地，根據本發明的氫化在殼管式熱交換反應器中進行。最優選地，在這種殼管式熱交換反應器中，管填充有負載型催化劑。最優選地，這種殼管式熱交換反應器被供給水例如鍋爐給水或冷凝物到管外部的體積，以除去反應熱，從而產生蒸汽。任選地，所生產的蒸汽用于加熱目的。

分離和純化段通常包括多個蒸餾段。本文中使用時，蒸餾段是包含一個蒸餾塔或多個平行的蒸餾塔的設施，每個蒸餾塔具有相同的功能性，其中一些可以是真空蒸餾塔。此外，該段可以包括蒸餾單元的其它典型部分，例如再沸器和冷凝器。

方法的凈能量消耗以mj每kg所生產的環己酮表示，其被定義為能量消耗者所消耗的能量之和減去能量生產者所產生的能量之和。能量消耗者被定義為如下的工藝步驟，其中來自該工藝步驟外部的熱量經由一個或多個熱交換器被加入到該工藝步驟。能量生產者被定義為如下的工藝步驟，其中來自該工藝步驟內部的熱量經由一個或多個熱交換器從該工藝步驟排出。

凈蒸汽消耗以kg蒸汽每kg所生產的環己酮表示，其被定義為蒸汽消耗者所消耗的蒸汽之和減去由蒸汽生產者所產生的蒸汽之和。蒸汽消耗者被定義為如下的工藝步驟，其中來自該工藝步驟外部的蒸汽經由一個或多個熱交換器被加入到該工藝步驟。蒸汽生產者被定義為如下的工藝步驟，其中來自該工藝步驟內部的蒸汽經由一個或多個熱交換器從該工藝步驟排出。

優選地，在本發明中，為了實現99.5重量％的環己酮純度，以mj每kg所生產的環己酮表示的凈能量消耗小于3mj/kg所產生的環己酮。更優選地，其小于2.5mj/kg所產生的環己酮，例如小于2mj/kg或小于1.7mj/kg。

優選地，在本發明中，為了實現99.5重量％的環己酮純度，以kg蒸汽每kg所生產的環己酮表示的凈蒸汽消耗小于1.5kg蒸汽每kg所生產的環己酮。更優選地，其小于1.0kg蒸汽每kg所生產的環己酮，例如小于0.8kg蒸汽/kg。

方法的凈能量消耗也可以被表示為kg蒸汽每kg所生產的環己酮。作為轉換因子，應該使用以mj/kg蒸汽表示的水蒸汽的(平均)焓，這是本領域技術人員己知的。

在本發明的另一種實施方式中，提供了用于從苯酚和氫氣生產和回收環己酮的工業規模連續化工設備，所述設備包含：

i)包含苯酚氫化反應器的苯酚氫化反應段[i]，在所述苯酚氫化反應器中在含有鉑和/或鈀的催化劑存在下苯酚被使用氣態氫氫化，由此產生反應熱，并從中排出氫化產物流；

ii)分離和純化段[ii]，在所述分離和純化段[ii]中通過多個步驟使環己酮與所述氫化產物流分離，所述多個步驟包括：

i.第一蒸餾段，在所述第一蒸餾段中除去沸點低于環己酮的組分；

ii.第二蒸餾段，在所述第二蒸餾段中除去環己酮；

iii.第三蒸餾段，在所述第三蒸餾段中除去富含環己醇的相；和

iv.第四蒸餾段，在所述第四蒸餾段中除去包含苯酚和環己醇的混合物；

其中所述環己酮具有低于5000ppm(重量/重量)的環己醇含量；

其中在苯酚氫化反應段[i]中產生的反應熱中的至少一部分被用于生產蒸汽；并且

其中在步驟viii)中除去的包含苯酚和環己醇的混合物被加入到苯酚氫化反應段[i]；

其特征在于，采用條件a)或b)中的至少一個：

a.環己酮與加入所述苯酚氫化反應器的苯酚的摩爾比為0.02至0.10；

b.環己醇與加入所述苯酚氫化反應器的苯酚的摩爾比為0.001至0.10。

典型地，苯酚氫化反應段[i]包含：

-蒸汽加熱的熱交換器段[a]，用于加熱新鮮的苯酚的物料；

-蒸汽加熱的蒸發段[b]，用于蒸發苯酚；

-蒸汽加熱的熱交換器段[c]，用于加熱新鮮氫氣的物料；

-氫氣純化單元[d]，用于純化新鮮氫氣的物料，通過催化轉化co并且通過吸附劑去除h2s；

-蒸汽加熱的熱交換器段[e]，用于加熱蒸發的苯酚和氫氣氣體的物料；

-苯酚氫化段[f]，用于苯酚的氣相氫化和從冷卻水產生蒸汽，

-熱交換器段[g]，用于將熱量從苯酚氫化產物流轉移到氫氣再循環物料；

-熱交換器段[h]，用于從苯酚氫化產物流中回收熱量；

-水冷卻的換熱器段[i]，用于冷卻苯酚氫化產物流；

-氣液分離段[j]，用于從苯酚氫化產物流中分離氫氣氣體；

-壓縮段[k]，用于使分離的氫氣氣體壓縮；和

-(可選地)熱交換器段[m]，用于冷卻壓縮的氫氣氣體。

優選地，苯酚氫化段[i]包含一個或多個用于在蒸汽相中苯酚氫化的殼管式氫化反應器，殼管式氫化反應器在兩個或更多個的情況下是在并行的情況下運行的，使用水作為冷卻劑，來蒸發形成蒸汽。

優選地，熱交換器段[h]用于從苯酚氫化產物流中回收熱量并將其轉移到環己醇脫氫段。

附圖簡要說明

圖1示意性地示出了根據本發明的由苯酚制備和回收環己酮的方法。

圖2示意性地示出了根據本發明的苯酚氫化反應段[i]的一個實施方式。

圖3示意性地示出了根據本發明的分離和純化段[ii]的一個實施方式。

圖4示意性地示出了根據本發明的環己醇脫氫反應段[iii]的一個實施方式。

附圖詳細說明

圖1中示意性地示出了從苯酚制備和回收環己酮的方法。這種方法通常由兩個段(以及任選的第三段)組成。所有三個段均己示出。

在苯酚氫化反應段[i]中制備環己酮。在分離和純化段[ii]中回收環己酮。在任選的環己醇脫氫反應段[iii]中，環己醇被催化轉化成環己酮和氫氣。

該苯酚氫化反應段[i]具體地包含氫化反應器(其在使用中經由管道[a]來供給氫氣流、經由管道[b]來供給新鮮苯酚流和經由管道[e]來供給包含再循環的苯酚的流)，并且可以包含額外的裝置。參見例如us3,305,586中或musser中的圖1。氫化可以在氣相方法或液相方法中進行。從該苯酚氫化反應段[i]中，經由管道[c]排出包含氫氣和任選地惰性氣體(例如氮氣和/或甲烷)的氣體吹掃流，并且經由管道[d]排出包含環己酮、苯酚和副產物(例如環己醇)的苯酚氫化反應段產物流。經由管道[d]供給苯酚氫化反應段產物流到分離和純化段[ii]。在分離和純化段[ii]中，通常回收環己酮、苯酚和副產物(例如環己醇)。任選地，經由管道[k]供給包含環己醇和環己酮的環己醇脫氫反應段[iii]產物流到分離和純化段[ii]，用于進一步回收環己酮和副產物(例如環己醇)。

從該分離和純化段[ii]，經由管道[e]排出包含再循環的苯酚的流，經由管道[f]排出任選地包含苯、環己烷和水的輕質組分流，經由管道[g]排出環己酮流，經由管道[h]排出包含苯酚和較高沸點組分的重質組分流，并且經由管道[j]排出包含環己醇的流。任選地，將含環己醇的流經由管道[j]被供給到環己醇脫氫反應段[iii]。任選地，將包含環己醇的流從用于從苯酚原料制備和回收環己酮的方法排出，并原樣使用或供給到另一個過程(圖1中未示出)。

環己醇脫氫反應段[iii]通常包含脫氫反應器和一個或多個熱交換器。在環己醇脫氫反應段中，環己醇被催化轉化成環己酮和氫。通常，環己醇的脫氫是在高于200℃的溫度下進行的氣相反應。任選地，包含環己醇和環己酮的環己醇脫氫反應段產物流經由管道[k]被供給到分離和純化段[ii]。在環己醇脫氫反應段[iii]中產生的氫氣經由管道[l]排出。任選地，將環己醇脫氫反應段[iii]中產生的氫氣供給到苯酚氫化反應段[i](圖1中未示出)。任選地，將環己醇脫氫反應段[iii]中產生的氫氣供給到另一個氫消耗過程(圖1中未示出)。任選地，將環己醇脫氫反應段[iii]中產生的氫氣供給到發熱單元(圖1中未示出)。

在圖2中，給出了根據本發明的苯酚加氫反應段[i]的一個實施方式。

經由管道[1]加入新鮮的苯酚流，經由管道[2]加入包含再循環的苯酚的流，從而形成流經管道[3]的組合流。經由管道[2]加入的包含再循環的苯酚的流從分離和純化段[ii](圖1中的管道[e]，圖3中的管道[2])排出。流經管道[3]的組合流在熱交換器段[a]中被加熱，并且所得到的經加熱的流經由管道[4]排出并加入到蒸發段[b]。熱交換器段[a]包含一個或多個并行和/或串聯運行的熱交換器。任選地，熱交換器[a]不存在或者被繞過(圖2中未示出)。

新鮮氫氣氣體經由管道[5]被加入到苯酚氫化反應段[i]。通常，新鮮氫氣來源于石腦油裂解器、甲烷重整器或電解過程。通常，新鮮的氫氣包含惰性組分，例如氮氣和/或甲烷。在新鮮氫氣包含有害組分(例如co和/或h2s)時，就需要氫氣氣體純化步驟。這些有害組分在新鮮氫氣中的存在可能是暫時的，例如，由于新鮮氫氣生產單元的不穩定狀況，或者可以是永久性的。在這種氫氣純化步驟中，有害雜質可以被轉化為惰性組分或者從新鮮氫氣流中除去。

新鮮氫氣氣體經由管道[5]被加入到熱交換器段[c]。在熱交換器段[c]中，新鮮氫氣氣體的溫度被改變成氫氣純化單元[d]所需要的溫度。通常，在熱交換器段[c]中，新鮮氫氣的溫度升高。溫度改變的新鮮氫氣經由管道[6]從熱交換器段[c]排出并加入到氫氣純化段[d]。熱交換器段[c]包含一個或多個并行和/或串聯運行的熱交換器。任選地，熱交換器段[c]不存在或者被繞過(圖2中未示出)。氫氣純化段[d]可以包含一種或多種用于將有害組分轉化成惰性組分的催化劑和/或一種或多種用于除去有害組分的吸附劑。通常，氫氣純化段[d]包括用于轉化co的催化劑和/或用于除去h2s的吸附劑。氫氣經由管道[7]從氫氣純化段[d]排出。管道[7]中的氫氣氣體和管道[23]中的再循環氫氣氣體被組合，從而形成流經管道[8]的流，其被加入到蒸發段[b]。氫氣純化段[d]包含一個或多個并行和/或串聯運行的反應和/或吸附單元。任選地，氫化段[d]不存在或者被繞過(圖2中未示出)。

在蒸發段[b]中，幾乎所有經由管道[4]和經由管道[8]進入的組分都被蒸發。氣態組分的流經由管道[10]從蒸發段[b]排出。經由管道[4]和經由管道[8]進入的少量組分不被蒸發，并經由管道[9]從蒸發段[b](連續或分批)排出。通常，蒸發段[b]是蒸汽加熱的。通常，蒸發段[b]包括裝置，例如絲網除霧器，用于從排出的氣態組分流中除去夾帶的液滴。蒸發段[b]包含一個或多個并行和/或串聯運行的蒸發器。任選地，管道[10]中的氣態組分流在熱交換器段[e]中進行溫度調節。通常，在熱交換器段[e]中，氣態組分流溫度升高。經溫度調節的流經由管道[11]從熱交換器段[e]排出。熱交換器段[e]包含一個或多個并行和/或串聯運行的熱交換器。任選地，一些水(例如以蒸汽形式)經由管道[12]被加入到管道[11]中的流中，從而形成流經管道[13]的流，其被加入到苯酚氫化段[f]。苯酚氫化段[f]由一個或多個并行和/或串聯運行的氫化反應器組成。在苯酚氫化段[f]中，通過苯酚的催化氫化，在連續方法中獲得環己酮和環己醇。

為了清楚起見，苯酚氫化段[f]是在苯酚氫化反應段[i]中的其中一個段。

包括氫、苯酚、環己酮和環己醇的氣體混合物經由管道[14]從苯酚氫化段[f]排出。在熱交換器段[g]中，該氣體混合物與經由導管[22]加入到熱交換器段[g]的含氫氣的氣體混合物進行熱交換。在熱交換器段[g]中，經由管道[14]加入的氣體混合物被冷卻，而經由管道[22]加入的包含氫氣的氣體混合物被加熱。含氫氣、苯酚、環己酮和環己醇的冷卻氣體混合物經由管道[15]從熱交換器段[g]排出。熱交換器段[g]包括一個或多個并行和/或串聯運行的熱交換器。任選地，熱交換器段[g]不存在或者被繞過(圖2中未示出)。包含氫氣、苯酚、環己酮和環己醇的冷卻氣體混合物經由管道[15]輸送并加入到熱交換器段[h]中，其中其被進一步冷卻，由此冷凝任選地一部分苯酚、環己酮和環己醇。任選地，使用來自分離和純化段[ii]或來自環己醇脫氫反應段[iii](圖2中未示出)的工藝流作為冷卻劑。優選地，在分離和凈化段[ii]中被進料到第一蒸餾段的工藝流被用作冷卻劑，由此該流被加熱(圖2中未示出)。熱交換器段[h]包含一個或多個并行和/或串聯運行的熱交換器。任選選地，熱交換器段[h]不存在或者被繞過(圖2中未示出)。

包含氫氣、苯酚、環己酮和環己醇的進一步冷卻的混合物被經由管道[16]輸送并加入到熱交換器段[i]，其中進一步冷卻，由此苯酚、環己酮和環己醇的至少一部分在熱交換器段[i]中被冷凝。熱交換器段[i]包含一個或多個并行和/或串聯運行的熱交換器。包含氫氣和液體苯酚、環己酮和環己醇的混合物經由管道[17]從熱交換器段[i]排出，并被加入到氣液分離段[j]。氣液分離段[j]包含一個或多個并行和/或串聯運行的氣液體分離器。包含苯酚、環己酮和環己醇的液體混合物經由管道[18]從氣液分離段[j]排出，并加入到圖3中所示的分離和純化段[ii]。包含氫氣的氣體混合物從氣-液分離段[j]經由管道[19]排出并被加入到壓縮段[k]。壓縮段[k]包含一個或多個并行和/或串聯行的用于壓縮氣體混合物的裝置。經由管道[20]從壓縮段[k]排出經壓縮的氣體混合物。通常，氣液分離段[k]包含裝置，例如絲網除霧器，用于從排出的氣態組分流中除去夾帶的液滴。經由管道[20]排出的壓縮氣體混合物被分割成經由管道[21]輸送的壓縮氣體混合物和經由管道[22]輸送的壓縮氣體混合物。經由管道[22]輸送的壓縮氣體混合物被加入到熱交換器段[g]，在該熱交換器段[g]中受熱。任選地，熱交換器段[g]不存在或者被繞過(圖2中未示出)。經加熱的氣體混合物、再循環的氫氣氣體經由管道[23]排出，然后與管道[7]中的氫氣氣體組合。

將經由管道[21]輸送的壓縮氣體混合物加入到熱交換器段[m]，其中經壓縮的氣體混合物被冷卻。在熱交換器段[m]中形成的液體經由管道[25]排出，并被加入到氣液分離段[j]。在熱交換器段[m]中獲得的冷卻氣體混合物經由管道[24]排出。通常，經由管道[24]排出的氣體混合物包含氫氣和一種或多種惰性組分，例如氮氣和/或甲烷。任選地，經由管道[24]排出的該氣體混合物被用作燃料。

在圖3中給出了分離和純化段[ii]的根據本發明的一個實施方式。

經由管道[18](圖2)從苯酚氫化反應段[i]排出的包含苯酚、環己酮和環己醇的液體混合物任選地可以與經由管道[26](圖4)從環己醇脫氫反應段[iii]排出的包含環己酮和環己醇的液體混合物組合，從而形成流經管道[27]的流，其被加入到中間儲存段[n]。

中間儲存段[n]包含一個或多個儲存裝置，例如，容器、罐、集裝箱。任選地，中間存儲段[n]不存在或者被繞過(圖3中未示出)。經由管道[28]從中間儲存段[n]排出的包含苯酚、環己酮和環己醇的液體混合物被加入到熱交換器段[h]，在該熱交換器段[h]中受熱。在熱交換器段[h]中，經由管道[15](見圖2)輸送的包含氫氣、苯酚、環己酮和環己醇的冷卻氣體混合物用作加熱介質。從熱交換器段[h]排出的加熱流經由管道[29]被加入到第一蒸餾段[o]。熱交換器段[h]包含一個或多個并聯和/或串聯運行的熱交換器。任選地，熱交換器段[h]不存在或者被繞過(圖3中未示出)。任選地，經由管道[29]輸送的液體混合物在被加入到第一蒸餾段[o]之前在另一個熱交換器段(圖3中未示出)中被加熱。

在第一蒸餾段[o]中，從經由管道[29]加入的物料中除去輕質組分(例如苯和水)，而包含環己酮、苯酚和環己醇和重質組分的混合物從第一蒸餾段[o]作為底部餾分經由管道[36]被排出，并被加入到第二蒸餾段[q]。第一蒸餾段[o]包含一個或多個串聯或并行運行的蒸餾塔。優選地，第一蒸餾段[o]在低于0.2mpa的壓力下運行。優選地，第一蒸餾段[o]中的一個或多個蒸餾塔配備有塔板(trays)和/或填料，更優選地配備有塔板。蒸餾塔配備有一個或多個再沸器。優選地，這種再沸器是蒸汽驅動的。頂部蒸汽經由管道[30]從第一蒸餾段[o]排出，并在冷凝段[p]中冷凝。在冷凝段[p]中，獲得三個相：包含經由管道[31]排出的氫氣氣體的氣相，經由管道[32]排出的水相，和經由管道[33]排出的有機相。任選地，包含經由管道[31]排出的氫氣氣體的氣相被送到焚燒爐(圖3中未示出)。任選地，經由管道[32]排出的水相被送到廢水處理系統(圖3中未示出)。經由管道[33]排出的有機相被分割，并且一部分經由管道[34]作為回流而被加入到第一蒸餾段[o]，另一部分經由管道[35]作為輕質物質排出。任選地，經由管道[35]排出的輕質物質被加入到緩沖罐(圖3中未示出)。任選地，經由管道[35]排出的輕質物質被送到焚燒爐(圖3中未示出)。冷凝段[p]包含一個或多個串聯或并行運行的冷凝器。任選地，冷凝段[p]包含單獨的液/液分離器，用于分離經由管道[32]排出的水相和經由管道[33]排出的有機相。

在第二個蒸餾段[q]中，從經由管道[36]加入的物料中除去環己酮，而包含苯酚和環己醇和重質組分的混合物經由管道[42]從第二蒸餾段[q]作為底部餾分排出，并加入到第三蒸餾段[s]。第二蒸餾段[q]包含一個或多個串聯或并行運行的蒸餾塔。優選地，第二蒸餾段[q]在低于0.1mpa的壓力下運行。優選地，第二蒸餾段[q]中的一個或多個蒸餾塔配備有塔板和/或填料，更優選地配備有填料。蒸餾塔配備有一個或多個再沸器。優選地，這種再沸器是蒸汽驅動的。

頂部蒸汽經由管道[37]從第二蒸餾段[q]排出，并在冷凝段[r]中冷凝。在冷凝段[r]中，獲得兩個相：經由管道[38]排出的包含氮氣和環己酮蒸汽的氣相和經由管道[39]排出的富含環己酮的有機相。任選地，經由管道[38]排出的包含氮氣和環己酮蒸汽的氣相被送到焚燒爐(圖3中未示出)。經由管道[39]排出的富含環己酮的有機相被分割，并且一部分經由管道[40]作為回流被加入到第二蒸餾段[q]，另一部分經由管道[41]作為最終產物排出。通常，經由管道[41]排出的最終產物被加入到最終產物罐(圖3中未示出)。冷凝段[q]包括一個或多個串聯或并行運行的冷凝器。任選地，冷凝段[q]包含泵容器，富含環己酮的有機相從該泵容器經由管道[39]排出。

在第三蒸餾段[s]中，從經由管道[42]加入的物料中除去環己醇，而包含苯酚和環己醇和重質組分的混合物從第三蒸餾段[s]作為底部餾分經由管道[48]被排出，并被加入到第四蒸餾段[u]。第三蒸餾段[s]包含一個或多個串聯或并行運行的蒸餾塔。優選地，第三蒸餾段[s]在低于0.1mpa的壓力下運行。優選地，第三蒸餾段[s]中的一個或多個蒸餾塔配備有塔板和/或填料，更優選地配備有高于投料點的填料。蒸餾塔配備有一個或多個再沸器。優選地，這種再沸器是蒸汽驅動的。

頂部蒸汽經由管道[43]從第三蒸餾段[s]排出，并在冷凝段[t]中冷凝。在冷凝段[t]中，獲得兩個相：經由管道[44]排出的包含氮氣和環己醇蒸汽的氣相和經由管道[45]排出的富含環己醇的有機相。任選地，經由管道[44]排出的包含氮氣和環己醇蒸汽的氣相被送到焚燒爐(圖3中未示出)。經由管道[45]排出的富含環己醇的有機相被分割，并且一部分經由管道[46]作為回流被加入到第三蒸餾段[s]，另一部分經由管道[47]排出。將經由管道[47]排出的富含環己醇的有機相加入到環己醇脫氫反應段[iii](圖4)中。任選地，經由管道[47]排出的富含環己醇的有機相的一部分或全部被排出到用于從苯酚制備和回收環己酮的方法外部(圖3未示出)。冷凝段[t]包括一個或多個串聯或并行運行的冷凝器。任選地，冷凝段[t]包括泵容器，富含環己醇的有機相通過該泵容器經由管道[45]排出。

在第四蒸餾段[u]中，從經由管道[48]加入的物料中除去環己醇和苯酚，而包含苯酚和重質組分的混合物從第四蒸餾段[u]作為底部餾分經由管道[54]被排出，并被加入到可選的第五蒸餾段[w]。任選地，從第四蒸餾段[u]排出的包含苯酚和重質組分的混合物作為底部餾分經由管道[54]從方法排出(圖3中未示出)。任選地，經由管道[54]從方法流出的這種包含苯酚和重質組分的混合物被加入到緩沖罐(圖3中未示出)。任選地，經由管道[54]從方法流出的這種包含苯酚和重質組分的混合物被送到焚燒爐(圖3中未示出)。

第四蒸餾段[u]包含一個或多個串聯或并行運行的蒸餾塔。優選地，第四蒸餾段[u]在低于0.1mpa的壓力下運行。優選地，第四蒸餾段[u]中的一個或多個蒸餾塔配備有塔板和/或填料，更優選地配備有高于投料點的填料和低于投料點的塔板。蒸餾塔配備有一個或多個再沸器。優選地，這種再沸器是蒸汽驅動的。

頂部蒸汽經由管道[49]從第四蒸餾段[u]排出，并在冷凝段[v]中冷凝。在冷凝段[v]中，獲得兩個相：經由管道[50]排出的包含氮氣和苯酚蒸汽的氣相和經由管道[51]排出的富含苯酚和環己醇的相。任選地，經由管道[50]排出的包含氮氣和苯酚蒸汽的氣相被送到焚燒爐(圖3中未示出)。經由管道[51]排出的富含苯酚和環己醇的相被分割，并且一部分經由管道[52]作為回流被加入到第四蒸餾段[u]，另一部分經由管道[53]排出。將經由管道[53]排出的富含苯酚和環己醇的相加入到苯酚氫化反應段[i]。任選地，經由管道[53]排出的富含苯酚和環己醇的相的一部分或全部被排出到方法外部(圖3中未示出)。冷凝段[v]包括一個或多個串聯或并行運行的冷凝器。任選地，冷凝段[v]包括泵容器，富含苯酚和環己醇的相通過該泵容器經由管道[51]排出。

在可選的第五蒸餾段[w]中，從經由管道[54]加入的物料中除去苯酚，而包含苯酚和重質組分的混合物從第五蒸餾段[w]作為底部餾分經由管道[60]被排出，并被從方法排出。任選地，經由管道[60]從方法排出的這種包含苯酚和重質組分的混合物被加入到緩沖罐(圖3中未示出)。任選地，經由管道[60]從方法流出的這種包含苯酚和重質組分的混合物被送到焚燒爐(圖3中未示出)。

第五蒸餾段[w]包含一個或多個串聯或并行運行的蒸餾塔。優選地，第五蒸餾段[w]在低于0.1mpa的壓力下運行。優選地，第五蒸餾段[w]中的一個或多個蒸餾塔配備有塔板和/或填料，更優選地配備有高于投料點的填料和低于投料點的塔板。蒸餾塔配備有一個或多個再沸器。優選地，這種再沸器是蒸汽驅動的。

頂部蒸汽經由管道[55]從第五蒸餾段[w]排出，并在冷凝段[x]中冷凝。在冷凝段[x]中，獲得兩個相：經由管道[56]排出的包含氮氣和苯酚蒸汽的氣相和經由管道[57]排出的富含苯酚的有機相。任選地，經由管道[56]排出的包含氮氣和苯酚蒸汽的氣相被送到焚燒爐(圖3中未示出)。經由管道[57]排出的富含苯酚的有機相被分割，并且一部分經由管道[58]作為回流被加入到第五蒸餾段[w]，另一部分經由管道[59]排出。將經由管道[59]排出的富含苯酚的有機相加入到苯酚氫化反應段[i](圖2)。任選地，經由管道[59]排出的富含苯酚的有機相的一部分或全部被排出到方法外部(圖3中未示出)。經由管道[59]排出的富含苯酚的有機相和經由管道[53]排出的富含苯酚和環己醇的有機相被組合，并經由管道[2]加入到苯酚氫化反應段[i](圖2)。冷凝段[x]包含一個或多個串聯或并行運行的冷凝器。任選地，冷凝段[x]包括泵容器，富含苯酚的有機相通過該泵容器經由管道[57]排出。

在圖4中，給出了環己醇脫氫反應段[iii]的根據本發明的一個實施方式。

經由管道[47]從分離和純化段[ii]排出的富含環己醇的有機相(也參見圖3)被加入到中間儲存段[y]。中間儲存段[y]包含一個或多個儲存裝置，例如，容器、罐、集裝箱。任選地，中間存儲段[y]不存在或者被繞過(圖4中未示出)。從中間儲存段[y]排出的富含環己醇的有機相被經由管道[61]加入到熱交換器段[z]，在該熱交換器段[z]中受熱。在熱交換器段[z]中，經由管道[66]輸送的包含氫氣、環己酮和環己醇的冷卻混合物用作加熱介質。從熱交換器段[z]排出的加熱流經由管道[62]被加入到熱交換器段[α]。熱交換器段[z]包含一個或多個并聯和/或串聯運行的熱交換器。任選地，熱交換器段[z]不存在或者被繞過(圖4中未示出)。在熱交換器段[α]中，經由管道[62]從熱交換器段[z]排出的加熱流被進一步加熱，從而獲得經由管道[63]排出的進一步加熱的流。熱交換器段[α]包括一個或多個串聯和/或并行運行的熱交換器。

優選地，熱交換器段[α]被蒸汽加熱。任選地，熱交換器段[α]不存在或者被繞過(圖4中未示出)。從熱交換器段[α]排出的進一步加熱的流經由管道[63]加入到熱交換器段[β]，在該熱交換器段[β]中甚至被進一步加熱。在熱交換器段[β]中，經由導管[65]輸送的包含氫氣、環己酮和環己醇的混合物用作加熱介質。從熱交換器段[β]排出的甚至被進一步加熱的流經由管道[64]被加入到環己醇脫氫反應器段[δ]。熱交換器段[β]包含一個或多個并行和/或串聯運行的熱交換器。任選地，熱交換器段[β]不存在或者被繞過(圖4中未示出)。

在環己醇脫氫反應段[δ]中，在經由管道[64]加入的甚至被進一步加熱的流中存在的一部分環己醇被轉化為環己酮和氫氣。因為環己醇的這種脫氫反應是吸熱的，所以環己醇脫氫反應器段[δ]被加熱。通常，該環己醇脫氫反應器段[δ]的加熱是采用煙道氣、熱油、液態金屬或蒸汽作為加熱介質來實現的。優選地，該環己醇脫氫反應器段[δ]的加熱用蒸汽或熱油作為加熱介質來實現，更優選用蒸汽實現。環己醇脫氫反應器段[δ]包含一個或多個并行和/或串聯運行的脫氫反應器。脫氫反應器尤其可以是適合用于使待被脫氫的化合物脫氫的任何類型的反應器，特別是適合于環己醇脫氫的任何反應器。特別地，反應器可以選自填充床反應器、漿料反應器、殼管式熱交換反應器。最優選地，根據本發明的脫氫在管中具有脫氫催化劑且在管外具有加熱介質的殼管式熱交換反應器中進行。最優選地，環己醇脫氫反應器段[δ]的進料和排出都處于氣態。

包含氫氣、環己酮和環己醇的混合物被從環己醇脫氫反應器段[δ]排出并經由管道[65]加入到熱交換器段[β]。在熱交換器段[β]中，包含氫氣、環己酮和環己醇的混合物被冷卻，由此獲得經冷卻的包含氫氣、環己酮和環己醇的混合物，其經由管道[66]排出。這種經冷卻的包含氫氣、環己酮和環己醇的混合物經由管道[66]被加入到熱交換器段[z]。在熱交換器段[z]中，經冷卻的包含氫氣、環己酮和環己醇的混合物被進一步冷卻，從而獲得被進一步冷卻的包含氫氣、環己酮和環己醇的混合物，其經由管道[67]排出。這種進一步冷卻的包含氫氣、環己酮和環己醇的混合物經由管道[67]加入到熱交換器段[ε]。在熱交換器段[ε]中，這種進一步冷卻的包含氫氣、環己酮和環己醇的混合物被進一步冷卻，由此獲得甚至被進一步冷卻的包含氫氣、環己酮和環己醇的混合物，其經由管道[68]排出。優選地，這種甚至被進一步冷卻的包含氫氣、環己酮和環己醇的混合物由主要包含環己酮和環己醇的液相和包含氫氣的氣相組成。這種甚至被進一步冷卻的包含氫氣、環己酮和環己醇的混合物經由管道[68]加入到氣-液分離段[λ]。氣-液分離段[λ]包含一個或多個并行和/或串聯運行的氣-液分離器。主要包含環己酮和環己醇的液體混合物經由管道[26]從氣-液分離段[λ]排出并加入到分離和純化段[ii](還參見圖3)。包含氫氣的氣體混合物經由管道[69]從氣-液分離段[λ]排出。任選地，經由管道[69]排出的包含氫氣的氣體混合物被送到焚燒爐(圖4中未示出)。任選地，經由管道[69]排出的包含氫氣的氣體混合物被送到苯酚氫化反應段[i](圖4中未示出)。

本發明通過如下實例進行說明，但不限于此：

實施例1描述采用苯酚氫化催化劑從苯酚制備和回收環己酮的化工設備，其中苯酚氫化催化劑已經使用大約1周的時間。

實施例2描述采用苯酚氫化催化劑從苯酚制備和回收環己酮的化工設備，其中苯酚氫化催化劑已經使用大約9個月的時間。

實施例1

如前文所述和如圖1、2、3和4中所描繪，使用一種用于從苯酚原料制備和回收環己酮的工業規模化工設備，其每小時生產能力為大約12.5噸環己酮每小時，以連續方式運行，其包含：

-苯酚氫化反應段[i]，

-分離和純化段[ii]，和

-環己醇脫氫反應段[iii]。

苯酚氫化反應段[i]包含：

-蒸汽加熱的熱交換器段[a]；

-蒸汽加熱的蒸發段[b]；

-蒸汽加熱的熱交換器段[c]；

-氫氣純化單元[d]，在該氫氣純化單元[d]中，co被催化轉化，并且通過吸附劑去除h2s；

-蒸汽加熱的熱交換器段[e]；

-苯酚氫化段[f]，其包含兩個用于在氣相中苯酚氫化并以并聯運行的殼管式氫化反應器，并且使用水作為冷卻劑來蒸發形成蒸汽；

-熱交換器段[g]；

-熱交換器段[h]，在熱交換器段[h]中熱量在苯酚氫化反應段[i]與分離和純化段[ii]之間交換；

-水冷卻的熱交換器段[i]；

-氣-液分離段[j]；

-壓縮段[k]；

-熱交換器段[m]；和

-管道[1]至[25]

這些在設備正常運行時均處于使用中。

新鮮苯酚經由管道[1]加入到苯酚氫化反應段[i]。作為新鮮氫氣氣體，包含大約94體積％氫氣和大約6體積％氮氣的氣體混合物經由管道[5]加入到苯酚氫化反應段[i]。在正常運行條件下，該新鮮氫氣的co含量和h2s含量二者均低于1ppm。經由管道[12]添加到在管道[11]中的流的蒸汽的量與新鮮苯酚的量的比例為大約1重量％。采用添加有1重量％na(作為nahno3)作為促進劑的pd/al2o3(1重量％)作為氫化催化劑。

分離和純化段[ii]包含：

-中間儲存段[n]；

-熱交換器段[h]，在熱交換器段[h]中熱量在苯酚氫化反應段[i]與分離和純化段[ii]之間交換；

-第一蒸餾段[o]；

-冷凝段[p]；

-第二蒸餾段[q]；

-冷凝段[r]；

-第三蒸餾段[s]；

-冷凝段[t]；

-第四蒸餾段[u]；

-冷凝段[v]；

-第五蒸餾段[w]；

-冷凝段[x]；和

-管道[2]、[18]和[26]至[60]；

這些在設備正常運行時均處于使用中。

在第一蒸餾段[o]、第二蒸餾段[q]、第三蒸餾段[s]、第四蒸餾段[u]和第五蒸餾段[w]中的所有蒸餾塔均配備有蒸汽驅動的再沸器。

環己醇脫氫反應段[iii]包含：

-中間儲存段[y]；

-熱交換器段[z]；

-蒸汽加熱的熱交換器段[α]；

-熱交換器段[β]；

-環己醇脫氫反應器段[δ]，其包含殼管式反應器；

-水冷卻的熱交換器段[ε]；

-氣-液分離段[λ]；和

-管道[26]、[47]和[61]至[69]；

這些在設備正常運行時均處于使用中。

在環己醇脫氫反應器中采用的加熱介質是蒸汽。

在采用新鮮苯酚氫化催化劑從苯酚制備和回收環己酮的化工設備啟動約1周時間后，獲得如下結果：

-最終產物，環己酮，其經由管道[41]排出并且具有大約500ppm(重量/重量)[99.95重量％]的環己醇含量。

-環己酮與加入苯酚氫化反應器的苯酚的摩爾比為大約0.04。

-環己醇與加入苯酚氫化反應器的苯酚的摩爾比為大約0.005。

-在管道[14]中在氫化產物流中環己酮與環己醇的摩爾比大于100。

-在經由管道[18]從苯酚氫化反應段[i]排出的氫化產物流中環己酮與環己醇的摩爾比大于100。

-在管道[14]中在氫化產物流中環己酮與苯酚的摩爾比大于100。

-在經由管道[18]從苯酚氫化反應段[i]排出的氫化產物流中環己酮與苯酚的摩爾比大于100。

-被轉化成環己酮的新鮮苯酚原料的摩爾分數大于99％。

凈能量消耗為大約0.7mj每kg所生產的環己酮，并且凈蒸汽消耗為大約0.3kg蒸汽每kg所生產的環己酮。其中能量消耗者為：

-蒸汽加熱的熱交換器段[a]；

-蒸汽加熱的蒸發段[b]；

-蒸汽加熱的熱交換器段[c]；

-蒸汽加熱的熱交換器段[e]；

-第一蒸餾段[o]的蒸汽加熱的再沸器，第二蒸餾塔[q]的蒸汽加熱的再沸器，第三蒸餾塔[s]的蒸汽加熱的再沸器，第四蒸餾塔[u]的蒸汽加熱的再沸器和第五蒸餾塔[w]的蒸汽加熱的再沸器；

-蒸汽加熱的熱交換器段[α]；和

-蒸汽加熱的環己醇脫氫反應器段[δ]；

并且能量生產者為

-在苯酚氫化段[f]中的兩個殼管式氫化反應器。

所有上面提到能量消耗者也是蒸汽消耗者。所有上面能量生產者也是蒸汽生產者。

實施例2

在與實施例1中所描述的相同的化工設備中進行從苯酚制備和回收環己酮，除了現在已經使用苯酚氫化催化劑大約9個月的時間，而不是大約1周。公知的是，表現出老化行為的苯酚氫化催化劑導致選擇性和活性隨時間降低。

現獲得如下結果：

-最終產物，環己酮，其經由管道[41]排出并且具有大約500ppm(重量/重量)的環己醇含量。

-環己酮與加入苯酚氫化反應器的苯酚的摩爾比為大約0.04。

-環己醇與加入苯酚氫化反應器的苯酚的摩爾比為大約0.024。

-在管道[14]中在氫化產物流中環己酮與環己醇的摩爾比為大約12。

-在經由管道[18]從苯酚氫化反應段[i]排出的氫化產物流中環己酮與環己醇的摩爾比為大約12。

-在管道[14]中在氫化產物流中環己酮與苯酚的摩爾比為大約14。

-在經由管道[18]從苯酚氫化反應段[i]排出的氫化產物流中環己酮與苯酚的摩爾比為大約14。

-被轉化成環己酮的新鮮苯酚原料的摩爾分數大于99％。

-凈能量消耗為大約1.6mj每kg所生產的環己酮，并且凈蒸汽消耗為大約0.7kg蒸汽每kg所生產的環己酮。

其中能量消耗者和蒸汽消耗者和能量生產者和蒸汽生產者與實施例1中相同。

在實施例1和實施例2二者中，

-在苯酚氫化反應段中的單程選擇性大于93％，并且

-在苯酚氫化段中的單程苯酚轉化率大于91％。

在實施例1和實施例2二者中，在苯酚氫化反應段中產生的反應熱的大于80％被應用于生產蒸汽。