反应器R1中。从分离转鼓D1中获得液体物 流119,然后分成多个物流(两个循环物流，第一液体产物物流119b和第二液体产物物流 119a，如图2所示），循环到塔T1的侧面上的两个不同的位置处，其中一个低于第一中间流出 物107从中获取的位置(在与进料103大致相同水平面处显示），和另一个高于第一中间流出 物107从中引出的位置。同样可能的是，将第一液体产物物流119b循环到主分馏塔T1上的不 同位置，只要它不低于第一中间流出物107从中引出的位置且低于第一上部流出物105从中 引出的位置即可。同样可能的是，将第二液体产物物流119a循环到T1上的略微不同的位置 处，只要它低于第一中间流出物105从中引出的位置即可。例如，可将第二液体产物物流 119a在介于其中进料第一混合物的位置和其中引出第一中间流出物的位置之间的位置处 进料到主分馏塔T1内，且离第一混合物进料到其内的位置最多k·D的距离，其中D是离第一 混合物进料到其内的位置和第一中间流出物从中引出的位置的总距离，和k可以是例如 0·50,0·45,0,40,0·35,0·30,0·25,0·20,0·15,0·10,0·05。在图2所示的实施方案中，两个 液体产物物流119a和119b从来自分离转鼓D1的单一液体物流119中分开，和因此具有基本 上相同的组成。然而，同样可能的是119a和119b的化学组成可以略微不同，例如若它们在不 同位置处直接从分离转鼓D1中传输的话。
[0174]在氢化反应器R1和主分馏塔T1之间的图2所示的这一改性的循环流体连通（同样 类似地在图4,5,6,和8中部分阐述)与图1相比，具有令人惊奇的优点。发现在循环液体物流 119进料到仅仅一个位置处，例如第一中间流出物107之上的位置处的情况下，在反应器R1 中由物流107内的环己基苯连续地生产双环己烷，然后可稳定地在塔T1内累积，其程度使得 可形成分离相的高浓度，从而干扰塔T1内有效的产物分离。另一方面，在循环物流119在T1 上的多个位置处被循环回到塔T1中（如图2所示）的情况下，在T1内部形成分离的双环己烷 相的可能性急剧下降或消除。
[0175]如图2所示，在多个不同位置处循环液体产物物流到主分馏塔中的另一优点是在 氢化反应器R1内抑制因环己基苯氢化导致的双环己烷形成。在不打算束缚于任何特定理论 的情况下，认为通过在比第一中间流出物低的位置处进料第二液体产物物流到主分馏塔， 在氢化反应产物内的一部分双环己烷将必然进入第一中间流出物内，和然后进入氢化反应 R1中。在氢化进料中存在双环己烷将可能抑制氢化环己基苯，制造额外的双环己烷。可能的 情况是一旦操作达到稳态，则在氢化进料内和在氢化反应产物内双环己烷的浓度可能非常 接近，这意味着在氢化反应器内很少（如果有的话)环己基苯转化成双环己烷。这是高度所 需的结果，考虑到在该方法中产生的双环己烷也可能必须弃置或者作为废物燃烧，从而导 致必然的产率损失。
[0176]在物流119a和119b内的循环液体产物量可以相同或不同。优选地，第一液体产物 物流119b量(例如流量)高于第二液体产物物流119a量。例如，第一液体物流119b的重量与 第二液体物流119a的重量之比范围可以是rl至r2，其中rl和r2可以独立地为：1.0,1.1， 1.2.1.3.1.4.1.5.1.6.1.7.1.8.1.9.2.0. 2.5.3.0.3.5.4.0.4.5.5.0.5.5.6.0.6.5.7.0， 7.5.8.0. 8.5.9.0.9.5，10，15,20,25,30,35,40,45，或50，只要『1公2即可。优选地'1 = 1.0 和r2 = 5.0。因此，即使第二液体产物物流119a的量显著小于第一液体产物物流119b的量， 在比第一中间流出物107低的位置处引入包括比第一中间流出物107浓度高的环己酮的 119b起到降低或消除双环己烷在主分馏塔T1内累积到可能出现相分离的可能性。但进料太 多液体产物物流到比第一中间流出物低的位置可轻微降低主分馏塔T1的总能量效率。这是 为何优选第一液体产物物流的量大于第二液体产物物流的量的原因。
[0177] 在氢化产物中双环己烷的浓度对第一中间流出物中双环己烷的浓度之比的范围 可以是r3-r4，其中r3 和r4 可以独立地为：1·0，1·1，1·2，1·3，1·4，1·5，1·6，1·7，1·8，1·9， 2.0. 2.2.2.4.2.5.2.6.2.8.3.0.3.2.3.4.3.5.3.6.3.8.4.0.4.2.4.4.4.5.4.6.4.8,或 5 · 0，只要r3〈r4BP可。优选r3 = 1 · 0，和r4 = 1 · 5。
[0178] 图3是显示与图1和2所示的那些类似的本发明公开内容的一部分例举方法/系统 的示意图，其包括在主分馏塔T1和环己酮纯化塔T2之间和/或其内部的改性的流体连通和/ 或传热布局。在这一附图中，没有示出氢化反应器R1及其周边设备。在这一实例中，从塔T1 中引出的第一中间流出物107被分成多个物流(示出了两个物流107a和107b)，其中之一 (107a)作为氢化进料被传输到氢化反应器R1(未示出）中，和另一个（107b)以与环己酮纯化 塔T2流体和热连通的方式传输到换热器131中。在这一实例中，来自塔T2的底部物流125(例 如，包括环己酮和环己醇的混合物)被分成三个物流:流经换热器131并被物流107b加热的 物流135;被换热器141加热然后循环到塔T2中的物流139;和借助栗147传输到存储罐S9中 的物流145。物流10 7b在流经换热器131之后变为较冷的物流13 3，然后随后在一个或多个位 置处循环到分馏塔T1中，其中至少一个位置位于高于第一中间流出物107从中引出的位置。 图3所示的热量管理流程可显著改进本发明公开内容的总的工艺和系统的能量效率。视需 要，可通过再沸器提供在第二蒸馏塔内部材料的额外热量输入。优选地，从主分馏塔中引出 加热第二蒸馏塔的物流，即在图3所示的实施方案中，一部分第一中间流出物，其温度比第 二蒸馏塔的底部温度高至少20 (例如21，22，23，24，25，26，27，28，29，30，35，40，45，50，55， 60,65,70,75,80,85,90,95，100)°C。在物流107b和物流139之间换热的结果是，物流133的 温度优选比物流l〇7b低至少 10(例如 11，12，13，14，15，16，17，18，19,20,25,30,35,40,45， 50，55，60，65，70，75，80) °C。优选地，主分馏塔的塔底温度比第二蒸馏塔的塔底温度高至少 40(例如 41，42,43,44,45,46,46,48,49,50,55,60,65,70,75,80,85,90,95，100)°C。
[0179] 尽管在图3或者本文中的任何其他附图中未阐述，但同样考虑供应到第二蒸馏塔 的至少一部分热量可借助换热器由一部分氢化反应产物提供。优选地，当离开氢化反应器 R1时，氢化反应产物的温度比第二蒸馏塔的塔底温度高至少40(例如41，42,43,44,45,46， 46，48，49，50，55，60，65，70，75，80，85，90，95，100 )°C。在氢化反应产物和供应到第二蒸馏 塔中的液体之间换热的结果是，氢化反应产物的温度下降至少1 〇 (例如11，12，13，14，15， 16，17，18，19,20,25,30,35,40,45,50,55,60,65,70,75,80)°C。
[0180] 图4是显示与图1-3所示的那些类似的本发明公开内容的一部分例举方法/系统的 示意图，但包括管状换热器类型的氢化反应器。这一附图阐述了其中氢化反应器R1在氢化 条件下操作，使得在反应器R1内部，在反应介质内存在的大多数苯酚和/或环己基苯在蒸气 相内。在这一实例中，从主分馏塔T1中获取的第一中间流出物107首先与氢气进料(其中包 括新鲜补充的氢气物流111和循环氢气物流117b)结合，通过换热器153加热和然后传输到 在管道157内部安装的具有氢化催化剂的管状换热器类型的氢化反应R1中。冷却介质159的 物流，例如从存储罐SI1中供应的冷水流经换热器/反应器R1的壳，并以温热的物流161形式 离开反应器R1，然后传输到存储罐S13中，进而带走显著量从苯酚氢化反应中释放的热量， 维持反应器R1内部的温度在T1°C至T2°C的范围内，和反应器R1内部的绝对压力在PlkPa至 P2kPa的范围内，其中T1 和T2可以独立地为：140,145,150,155,160,165,170,175,180,185， 190，195,200,205,210,215,220,225,230,235,240,250,260,270,280,290,300，只要11〈丁2 即可，和P1 和P2 可以独立地为：100,110,120,130,140,150,160,170,180,190,200,250， 300，350，或400，只要PI〈P2即可。优选T2 = 240和P2 = 200。或者，冷却介质可包括液相内的 至少一部分氢化进料，使得至少一部分进料蒸发，和至少一部分蒸气进料然后被输送到氢 化反应器R1中。
[0181] 由于蒸气相的传热不如液相有效，和苯酚氢化反应高度放热，因此高度期望在这 种蒸气相氢化反应器内仔细地管理传热。同样可使用适合于液相反应的其他类型的反应 器。例如，固定床反应器被构造为具有内部冷却能力和/或骤冷选项，以便可足够快速地带 走反应中生成的热量，维持反应介质在所需的温度范围内。
[0182] 图5是显示与图1-4所示的那些类似的本发明公开内容的一部分例举方法/系统的 示意图，但包括串联连接的三个固定床氢化反应器R3，R5,和R7。这一附图阐述了其中氢化 反应器在氢化条件下操作，使得在反应器R3，R5，和R7内部在反应介质中存在的大多数苯酚 和/或环己基苯在液相内。在这一实例中，从主分馏塔T1中获取的第一中间流出物107首先 与氢气进料(其中包括新鲜补充的氢气物流111和循环氢气物流117b)结合，形成进料物流 151，然后通过换热器153加热，然后作为物流155传输到在内部具有催化剂床167的第一氢 化反应器R3中。在反应器R3中，一部分苯酚转化成环己酮，从而释放适中量的热量，升高反 应介质的温度。离开反应器R3的流出物169然后通过换热器171冷却，和然后传输到在内部 具有催化剂床175的第二固定床反应器R5内。在反应介质内包含的一部分苯酚在反应器R5 内转化成环己酮，从而释放适中量的热量，升高反应器R5内部的温度。然后离开反应器R5的 流出物177通过换热器179冷却，然后传输到在内部具有催化剂床183的第三固定床氢化反 应器R7中。在反应介质内包含的一部分苯酚在反应器R7内转化成环己酮，从而释放适中量 的热量，升高反应器R7内部的温度。然后离开反应器R7的流出物185通过换热器187冷却，并 传输到转鼓D1中，在此获得蒸气相117a和液相119。通过在氢化反应区中使用多个反应器， 并在每一反应器之间和之后使用换热器，在反应器R3，R5，和R7内部的温度各自独立地维持 在T3°C至T4°C的范围内，和在反应器R3，R5，和R7内部的绝对压力各自独立地维持在P3kPa 至P4kPa的范围内，其中T3和T4可以独立地为：140，145,150,155,160,165,170,175,180， 185，190，195，200，205，210，215，220，225，230，235，240，250，260，270，280，290，300，只要 T3〈T4 即可，和P3 和P4 可以独立地为：375,400,425,450,475,500,525,550,575,600,625， 650，675，700，725,750,775,800,825,850,875,900,925,950,975,1000,1025,1050,1075， 1100，1125，1134，1150，1175，1200，只要？3〈？4即可。优选了4 = 240和？4 = 1134。一般地，较高 温度有利于生产环己醇而不是环己酮。因此高度期望在不高于220°C的温度下进行氢化。
[0183]图6是显示与图1-5所示的方法/系统类似的本发明公开内容的一部分例举方法/ 系统的示意图，但包括在主分馏塔T1和氢化反应器R1之间和/或内部的改性流体连通。在这 一附图中，两个中间流出物，其中包括第一中间流出物l〇7a和第二中间流出物107b从主分 馏塔T1的侧面引出。两种流出物107a和107b具有不同的组成，并结合形成进料107,然后结 合进料107与氢气进料物流111和117b，并传输到氢化反应器中。在不同位置处引出具有不 同组成的两种中间流出物具有预料不到的技术优点。发现若从塔T1上的单一位置处引出仅 仅一种中间流出物，则一些非所需的组分，例如羟基环己酮可在塔T1内累积。认为羟基环己 酮可经历脱水，形成环己烯酮，环己烯酮可引起在塔T1内部结垢。通过在塔上的不同高度的 位置处引出中间流出物，人们可有效地降低这种非所需的组分累积并降低在塔内部结垢的 可能性。
[0184]图7是显示与图1-6在所示的那些类似的本发明公开内容的一部分例举方法/系统 的示意图，但包括主分馏塔T1之前的侧面汽提塔T4,它被构造为从进料到主分馏塔T1的苯 酚/环己酮/环己基苯进料中除去至少一部分轻质组分，以降低或防止催化剂在氢化反应器 内中毒。认为一些轻质组分(即，标准沸点低于环己酮的组分），若包含在氢化反应区内部的 苯酚/环己酮/环己基苯进料内的话，则可使脱氢催化剂中毒，从而引起催化剂的性能和寿 命过早下降。因此，在这一附图中，将苯酚/环己酮/环己基苯进料102首先进料到比塔T1小 的侧面汽提器T4中，以获得富含轻质组分且贫苯酚和环己基苯的上部流出物105a，以及贫 轻质组分的下部流出物103。然后结合上部流出物105a与从主分馏塔T1中获得的第一上部 流出物105b，形成物流105,然后传输物流105到环己酮纯化塔T2中。然后将下部流出物103 作为苯酚/环己酮/环己基苯进料传输到主分馏塔T1中。通过添加小的相对便宜的侧面汽提 器T4,人们可除去易于使氢化催化剂中毒的绝大多数轻质组分(例如，C1-C6有机酸）。
[0185]图8示出了图7构造的替代。在这一附图中，与在主分馏塔T1之前放置侧面汽提器 T4不同，侧面汽提器T5放置在塔T1后方，它将接收第一中间流出物107作为进料，产生易于 使氢化催化剂中毒的富含轻质组分(例如，C1-C6有机酸)的上部流出物193，在比流出物107 从中引出的位置高的位置处，将其循环到塔T1中，和贫这种轻质组分的下部流出物195,它 与氢气进料111和117b-起，作为一部分或所有的苯酸/环己酮/环己基苯进料151，被输送 到氢化反应器中。
[0186] 图9是显示与图1-8在所示的那些类似的本发明公开内容的例举的一部分方法/系 统的示意图，但包括在环己酮纯化塔T2之后的侧面汽提塔T6,它被构造为降低来自最终环 己酮产物的轻质组分量。在这一附图中，从主分馏塔T1中获得的主要包括环己酮和轻质组 分的第一上部流出物105被传输到环己酮纯化塔T2中，在此获得三种流出物：富含轻质组 分，例如水和甲基环戊酮并且贫环己酮和环己醇的第二上部流出物121，富含环己酮且贫轻 质组分和环己醇的第二中间流出物123,以及富含环己醇的第二下部流出物125。流出物121 首先通过换热器197冷却，然后传输到第一轻质馏分的分离转鼓D2中，获得第一液相轻质馏 分199(将所述液相轻质馏分199传输到塔T2中），和第一蒸气相轻质馏分201，其中再次通过 换热器203冷却所述第一蒸气相轻质馏分201并传输到第二轻质馏分分离转鼓D3中，获得第 二液相轻质馏分，所述第二液相轻质馏分作为物流205被部分循环到转鼓D2中，和部分传输 到存储罐S5中，和可被吹扫的第二蒸气相轻质馏分206。还连接第二蒸气相轻质馏分206到 真空源(未示出）上，所述真空源在第二轻质馏分分离转鼓、第一轻质馏分分离转鼓、第二蒸 馏塔T2和第一蒸馏塔T1内部提供真空。将流出物123传输到侧面汽提器T6中，在此产生下述 物流：在其底部附近处基本上纯的环己酮物流211，它被传输到存储罐S7中；和轻质物流 209,它在123上方的位置处循环到塔Τ2中。
[0187]优选地，第二蒸馏塔在真空下操作，以便有效地分离轻质组分与环己酮，并获得基 本上纯的环己酮产物物流211，其纯度为至少95wt%，例如95wt%，97wt%，98wt%，99wt%， 99.5wt%，99.8wt%，99.9wt%，99.99wt%或甚至更高。因此，在第二蒸馏塔内在其顶部处 的内部绝对压力P2优选小于lOOkPa，且范围可以是P2minkPa-P2maxkPa，其中P2min和 P2max可以独立地为5,6,7,8,9，10，15,20,25,30,35,40,45,50,55,60,65,70,75,80，只要 P2min〈P2max即可。
[0188] 优选地，主分馏塔在真空下操作，以便有效地分离环己酮，环己酮/苯酚，环己基 苯。因此，在主分馏塔内在第一上部流出物105从中引出的其顶部处的内部绝对压力P1优选 小于lOOkPa，且范围可以是Plmin kPa-Plmax kPa，其中Plmin和Plmax可以独立地为15,16， 17，18，19,20,25,30,35,40,45,50,55,60,65,70,75,80,85,90,95，只要卩111^11〈？1111&叉艮口可〇
[0189]优选地，在主分馏塔和第二蒸馏塔内